化工原理课程设计乙醇水连续浮阀精馏塔的设计

1、化工原理课程设计乙醇-水连续精馏塔的设计姓 名 _学 号_年 级 _专 业 化学工程与工艺系（院） 化学化工学院指导教师张杰_2013 年 6 月目录第一章绪论.1第二章 塔板的工艺设计.32.1精馏塔全塔物料衡算.32.2常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系.32.3理论塔板的计算.82.4塔径的初步计算.102.5溢流装置.112.6塔板布置及浮阀数目与排列.12第三章塔板的流体力学计算.143.1气相通过浮阀塔板的压降.143.2淹塔.153.3液沫夹带.153.4塔板负荷性能图.16第四章附件设计.204.1接管.214.2筒体与封头.224.3除沫器.224.4裙座.224.

2、5吊柱.224.6人孔.23第五章塔总体高度的设计.23第六章塔附属设备设计.236.1确定冷凝器的热负荷Qc. 236.2冷凝器的选择.24参考书目.24主要符号说明.25结束语26一） 设计题目乙醇-水连续精馏塔的设计（二）设计任务及操作条件1）进精馏塔的料液含乙醇30%（质量分数，下同），其余为水；2）产品的乙醇含量不得低于93%；3）残液中乙醇含量不得高于0.5%；4）每年实际生产时间：7200小时/年，处理量：80000吨/年；5）操作条件a）塔顶压力： 常压b）进料热状态： 饱和液体进料（或自选）c）回流比：R=1.55Rmin d）加热方式：直接蒸汽e）单板压降：0.07kg3k

3、mOlMv2= 46.07 0.253118.02 (1 -0.2531)=25.12kg/kmol由不同温度下乙醇和水的密度温度/CP乙醇P水温度/CP乙醇P水80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3M为平均分子量)(3)塔顶温度:tD=78.25 C气相组成78.41 78.15 yD:78.15 89.4378.25 -78.15100yD-89.43yD=85.09%进料温度:tF=84.73C气相组成85.3 84.1*47.04 50.8985.384.7347.04 -100yFyF=48.87%塔底温度:tw=99

4、.536C气相组成yw:100 95.50 -17.00100 -99.5360 100ywyw=175%2.2.3混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算指主体部分的分子体积，匚w、二o为水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。精馏段：打=81.49c温度/c708090100估=81.49c,730 -73585-80810,“733.510kg/m3-7358580968.6 -971.881-80,爲二970.846kg/m3-971.8同理：t2=92.在精馏段液相密度：气相密度：:V1在提馏段液相密度：L2气相密度：:V2，G = 722.293kg/m3，2= 96

5、3.828kg/m3= 789.085kg/m336.81 273.15=1.2657kg/m322.4 (273.1581.49)= 912.677kg/m325.12 273.1522.4 (273.15 92.133)= 0.839kg/m3公式:_1 4- msw- w1；4 sO(4)XwVw(5)XwVwXoVo(6)(7)(8)B =lg(9)（11）A=lg(p2、swso(12)cpsw-；：s 1( 13)式中下角标w、0、s分别代表水、有机物及表面部分,Xw、Xo指主体部分的分子数，：w、：；：swXwVwXVowso乙醇表面张力/103N/m1817.1516.215.

6、2水表面张力/10-3N/m64.362.660.758.8Vw=mw18.0222.84cm3/molPw789.085Vo二m46.0736.40dm3/mol心1.2657乙醇表面张力：90 -8016.2 -17.15，；1=17.00890 -81.49-16.2水表面张力：90 -8090-81.496 =62.31760.7 -62.6 - 60.7 -；2塔顶表面张力:2w2XwVwllj1-XoVw JoXoVoXwVwXoVoXoVoXwVwXoVo因为x。=0.4 9 1,5所以xw=1 0.4915 0. 5 0何、联立方程组A = lg申sw+so=1l SO丿代入解

7、得： 、sw= 0.145so=0.855灵4=%wDw4+so4=0.145X62.31714+0.855咒17.00814,4 6 5 1 *99故滋4 34.332.2.4混合物的粘度不同温度下乙醇和水的粘度如下表：t1=81.49C，查表得：丄丄=0.35mPas,. 2= 0.44mPast2= 92.133C，查表得：J = 0.306mPa - s,-2= 0.388mPas精馏段粘度-豪 込1 -N 1=0.44 0.4915 0.351 -0.4915= 0.39mPas提馏段粘度M = *x2+2(1 -x2)=0.388x0.073+0.306x(1-0.073)=0.3

8、12mPas2.2.5.相对挥发度精馏段挥发度：由xA二0.4915,yA= 0.6698得XB二0.5085,y 0.33022.2.6.气液相体积流量计算取R =1.55陆=1.55 2.97 =4.6035所以YAXBYBXA.6698.502.4100. 33020. 49 1 5(14)提馏段挥发度：由xA= 0.0730,yA= 0.2531得XB二0.927,yB二0.7469所以YBXA2531927=4.300.7469 0.0730(15)根据x-y图得:RminRmin-1yD- ygXD Xg0.849-0.760.849-0.73二0.7479所以97(1)精馏段:4

9、.6035 85.4713600-0.109kmol/s(16)4.6035185.4713600-0.133kmol/s(17)切。Rmin=2.97，操作回流比R =1.55Rmin= 1.55 2.97 =4.6035已知：ML1=31.81kg/kmol,MV1=36.81kg/kmol:?L1=789.085kg/m3,5 =1.2657kg/m3质量流量：J=ML1L =31.810.109=3.467kg/s(18)V1= MV1V =36.810.133 =4.896kg/s(19)体积流量：Ls1=1-4.39 103 m3/s(20)PL1789.085、，V14.896V

10、s1-3.868m3/s(21)；?V11.2657(2)提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以q=1503.677L -L qF =0.1090.249kmol/s(22)3600V=V亠9-1 F =0.133kmol/s(23)已知：ML2- 20.07kg/kmol，MV2=25.12kg/kmol几2-912.677kg/m3，V2= 0.839kg/m3质量流量：L2二ML2L=20.07 0.249 =4.997kg/sV2二MV2V =25.12 0.133 =3.341kg/s二邑=3.982m3/s(27)匚20.8392.3理论塔板的计算理论板：指离开这种板的气液两相互成平

11、衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法、图解法，本次实验采用图解法。根据1.103x105Pa下，乙醇-水的气液平衡组成关系可绘岀平衡曲线即x-y曲线图，泡点进料，所以q=1，即q为一直线，本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相(24)(25)体积流量：士二誅.48犷赵(26)已知：精馏段操作线方程：Rxyn 1xnD0.8215人0.1501R 1R 1精馏段操作线方程：L亠qFWxWyn 1xmW1.8732x0.0017L qF -WL qF -W在图上作操作线，由点（0.839,0.839）起在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线交点，

12、直到阶梯与平衡线交点小于0.000196为止，由此得到理论板NT= 18块，加料板为第15块理论板。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式ET=0.49（O（PL）245计算（29）注：一一塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度-L塔顶与塔底平均温度下的液体粘度mPas(1)精馏段已知：=2.10，J= 0.39mPa - s-0.245所以：ET=0.492.10 0.39=0.515NT14NP1T27.2故NP1=28块ET0.515(2)提馏段已知：=4.3，丄=0.312mPas-0.245所以：ET=0.49

13、 4.3 0.312=0.45NT4NP2T8.89故NP2=9块ET0.45全塔所需实际塔板数：NP=NP1 NP2=28 *9=37块N 18全塔效率ET48.649%加料板位置在第30块板。NP372.4塔径的初步计算2.4.1精馏段計.5圆整：D2= 2mUmax，安全系数=0.6-0.8，Umax = C /代代_局局 式中C可由史密斯关联图:V由u=（安全系数）X查出:(30)横坐标数值：SVs14.39 10 789.085=- -3.8681.265711 0.03取板间距：HT=0.45m，hL=0.07m，贝U HT-hL=0.38m查图可知：c20=0.080.2十0 .

14、 2= 0.087=0.087严927-1.202七64m/s1.202U1=0.7Umax=1.585m/s圆整：D1= 2m下3 14横截面积： 厲=D；22=3.14m244空塔气速：u1Vs13.8683.14AT= 1.23m/s2.4.2提馏段横坐标数值：虫Vs25s,故降液管可用2.5.3降液管底隙高度(1)精馏段横截面积：AD；二31422=3.14m244Vs23.982空塔气速：u?1.27m/s片3.142.5溢流装置2.5.1堰长lw取lw=0.65D =0.65 2 =1.3m岀口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度how按下式计算how1000(1)精馏段(2)提馏段

15、LAhow=(近似取E=1)2.84勺600 x4.95x10,于1000 I1.3= 0.0163hw= hL-how=0.07 -0.0163 =0.0537m2.84 3600 x5.97X10 f1000 (1.3= 0.0184hw二h_ how二0.07 7.0184 = 0.0516m查图得：AT讹721,豊24则Af=0.0721 3.14 =0.226m2，0=0.124 2 =0.248m验算降液管内停留时间:精馏段:AfHT0.226 0.454.39 10”= 23.17s提馏段:也陛6字18.56sLs25.48 10(30)(31)弓形降液管宽度和横截面积2.5.2

16、t =65mm,以等腰三角形叉排作图，排的浮阀数290个取边缘区宽度Wc=0.06m， 破沫区宽度Ws=0.10m取降液管底隙的流速u0=0.13m/s，则s1= =0.0 3mlwu01.3 0. 1 3(2)提馏段取降液管底隙的流速u0=0.13m/s，贝Uhfe立.48件件=0. 032Iw%1. 3 0. 13因为h0不小于20mm，故h0满足要求。2.6塔板布置及浮阀数目与排列2.6.1塔板分布本设计塔径D=2m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。2.6.2浮阀数目与排列(1)精馏段F。取阀孔动能因子F。=12，则孔速u1为u01=J%112- 10.67m/s(33).1.26

17、57每层塔板上浮阀数目为3. 868Vs12289个(34): .20.785 0.0421 0.67du14计算塔板上的鼓泡区面积，即AaR-X2面R2arcsin -R(35)D2其中RWC0.06=0.94m22D2xWdWs0.248 0.11=0.652(36)(37)所以Aa=2 0.6520.942-0.65223140.942180.0.652 Iarcs in0.94=2.24m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距：t =Aa2.240.103m=103mmNt289汇0.075(38)考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，二各分块的支

18、撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用103mm，而应小些。故取t =65mm=0.065m，按t=75mm，按N=290重新核算孔速及阀孔动能因子:(39)（2）提馏段2.240.123m=123mm242 0.075取t=80m m,以等腰三角形叉排作图，排的浮阀数240个。按N=240重新核算孔速及阀孔动能因子：u02=4283=14.2m/s，F0=u02/=14.2汉JO.839 = 130.0422404阀孔动能因子变化不大，仍在9-13范围内，塔板开孔率=芈二逻100% =9.58%u02142（43）第三章塔板的流体力学计算3.1气相通过浮阀塔板的压降可根据hp=

19、九*h h.-计算（44）1.精馏段 干板阻力uoc1=1.8直5咅9. 5m/s（45）V V1P U2因U1Uoc1故hc1=2.67-=0.049m（46）png板上气液层阻力4.16=11.41 2一0.042904m/s，F0= u01二=11.41 .1.2657 = 12.8阀孔动能因子变化不大，仍在9-13范围内，塔板开孔率1 32100% =11.96%U0111.41取阀孔动能因子Fo=12，则u02每层塔板上浮阀数目为N = Fo12一匚2一0.8397d0U02=13.1m/s(40)3.9820.785 0.04213.1=242个(41)按t=75mm，估算排间距：

20、t =Nt(42)取800mm,故群座壁厚取16mm。基础环内经：Dbi=(2000 2 16)-(0.2 L 0.4) 10=1732mm基础环外经：Db=(2000 2 16) (0.2 L 0.4) 10=2332 mm圆整：Dbi=1800mm，Dbo=2400mm.基础环厚度，考虑到腐蚀余量，腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器，群座高度取2.5m，地角螺栓直径取M30.4.5吊柱对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，既经济又方便的一项措施，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=2000mm，可选用吊柱600k

21、g，s=1000mm，l=3500mm，H=1000mm，材料为A4.6人孔人孔是安装和检修人员进岀塔的惟一通道，人空的设置应便于人进入任一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔10-20块塔板才设一个人孔，本塔总共37块板，需设置3个人孔，每个孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距为600mm，裙座上应开设2个人孔，直径450mm，人孔慎入塔内部应与他内壁修 平，其边缘需倒装和磨圆，人孔法兰的密封形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设 计也是如此(77)u =0.107814.927 -1.202V 1.202=2.784m/s第

22、五章塔总体高度的设计一、 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一板的间距为600mm，顶部空间高度为1200mm二、 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底封头的直线距离，釜液停留时间取5sHB=(tls60 R)4(0.5L0.7)(78)HB=(5 5.97 10- 60 0.142) 3.1345 (0.5L 0.7) =1.126(79)塔立体高度H1= f N+3珞50 = 450 ( 37 1)汉3 1 50尬烦6(5 0H=比HBH裙H封H顶二16.65 1.126 2.5 0.49 1.2 =22m(81)第六章塔附属设备设计6.1确定冷凝器

23、的热负荷QcQc=(R 1回比七)：(R 1)Drm上式中的rm，为塔顶混合物的汽化潜热。物质tD时的气化潜热KJ/mol乙醇402190.849水43193.940.151rm=40219.11 0.849 43193.94 0.151 =40668.1674kJ/hQc=(R 1)rm=(4.445 1) 40668.17 = 2.09 08 1 07kJ/h6.2冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器的设计选用的总体传热系数一般范围为5001500kcal/( m2hC)本设计取K=700 kcal/(mhC)=2926J/(mhC)岀料液温度：78.237C(饱和气78.273C(饱和液)冷却水

24、温度：20CT35C逆流操作：二t1=58.273C，=t2=43.237C58.273-43.237 ,58.273 In43.237= 50.38C耳-选（84）NP:实际板数（块）u:流速（m/s）传热面积：A=Qc=2.98d =141 8m2KAtm2926x50.38参考书目教材:1.化工原理（上、下册）谭天恩 窦梅 周明华 编着。化学工业岀版社（第三版） 月第21次印刷2.化工原理王志魁 编着 化学工业出版社（第二版） 主要参考文献:1.化工原理（新版）上、下册 姚玉英主编 天津大学岀版社1999年8月第1版2.化工原理上、下册蒋维钧主编 清华大学岀版社2003年2月第二版4.化

25、工原理课程设计王国胜主编大连理工大学岀版社2005年2月6.化学工程手册.北京：化学业岀版社,1991匡国柱，史启才主编化学工业岀版社，2005年1月主要符号说明F:原料液流量（kmol/h）XF:原料组成（摩尔分数）W:塔底残液流量（kmol/h）XW:塔底组成（摩尔分数）tw:塔底温度（C）-:粘度（mPas）ET:塔板效率NT:理论板数（块）tF:进料温度（C）D:塔顶产品流量（kmol/h）XD:塔顶组成（摩尔分数）tD:塔顶温度（C）2009年42002年2月第9次印刷3.化工原理课程设计指导任晓光主编化学工业岀版社2009年1月5.化工容器及设备简明设计手册贺匡国主编 化学工业岀版社2002年8月7.化工单元过程及设备课程教材:密度（kg/m3）M:平均摩尔质量（kg/kmol）二:表面张力（N/m2）R:回流比N:浮阀数Uo:阀孔气速（m/s）Uoc:临界阀孔气速（m/s）L:液体质量流量（kg/s）Ls:液体体积流量（m3/s）lw:堰长（m）hw:堰咼（m）hL:板上液层高度（m）HD：降液管内清液层高度（m）V:气体质量流量（kg/s）Vs:气体体积流量（m3/s）ho:降液管底隙高（m）how: