化工原理乙醇水分离

1、精选优质文档-倾情为你奉上材料生产工艺设计实习 设计实习题目： 常压连续乙醇-水精馏设计 班 级：13材料1班 姓 名：郑阳、耿文文、陶园、陈孝鹏学 号：/组 号：第 7组完成日期：2016年 6 月 10 日材 料 工 程 系2016.6.10目录第一章设计任务书····························

2、;··········· 4第二章 任务要求 ·····································

3、·· 4第三章 精馏塔设计物料计算··························· 5 3.1物料衡算·················

4、;························· 5 3.2回流比的确定·······················

5、;················· 5 3.2.1平均相对挥发度的计算······························

6、; 5 3.2.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定················ 6 3.3塔板数的确定···························

7、3;············ 7 3.3.1精馏塔的气液相负荷································· 7 3.3.2精馏段

8、与提馏段操作线方程··························· 73.3.3逐板法确定理论板数及进料位置··················

9、····· 73.3.4全塔效率········································· 9 3.4塔的工艺条件及

10、物性数据计算··························· 9 3.4.1操作压强····················

11、·················· 9 3.4.2温度······························&#

12、183;············ 9 3.4.3平均分子量···································

13、10 3.4.4平均密度······································ 11 3.4.5液体表面张力 ·······&#

14、183;························ 11 3.4.6液体粘度·······················&

15、#183;············ 12 3.4.7精馏段气液负荷计算······························· 12第四章 精馏塔设计工艺计算

16、83;···························· 13 4.1塔径····················

17、························· 13 4.2精馏塔的有效高度计算······················&

18、#183;······· 14 4.3溢流装置········································&#

19、183; 14 4.3.1堰长······································· 15 4.3.2出口堰高······&#

20、183;··························· 154.3.3降液管的宽度与降液管的面积············ 15 4.3.4降液管底隙高度····&

21、#183;······················· 15 4.4塔板布置及浮阀数目排列·······················&

22、#183;··· 16第五章 塔附属设备设计································ 185.1 冷凝器的选择·········

23、3;··························· 185.2 再沸器的选择····················

24、83;················· 185.3传热器的计算······························

25、83;········ 19化工原理课程设计任务书 摘要：精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。 乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高

26、，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。关键词：乙醇、水、精馏、分离第一章 设计题目： 乙醇水连续精馏塔的设计第二章 任务要求 设计一连续筛板浮阀精馏塔以分乙醇和水具体工艺参数如下：原料加料量 F5700kg/h塔顶产品流率 D=74.84 kmol/h塔底产品流率W=129.9 kmol/h进料组成 xF（摩尔分数）0.35馏出液组成 xD0.90釜液

27、组成 xw0.033单板压降 = 0.7 kPa（自选）R/Rmin =1.52 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。 第三章 精馏塔的工艺计算3.1物料衡算3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 水的摩尔质量 原料加料量 F100kmol/h进料组成 xF0.35馏出液组成 xD0.90釜液组成 xw0.033单板压降 =0.7kPa=27.8443.27 =18.953.2回流比的确定3.2.1平均相对挥发度的计算查1由相平衡方程 得由常压下乙醇-水溶液的平衡数据x0.180.20.250.30.350.4y0.510.5250.5510

28、.5750.5950.61x0.450.550.50.60.650.7y0.6350.6780.6780.6970.7250.755由道尔顿分压定律 及得 将上表数据代入 得：序号123453.68153.15692.72542.35012.1263序号6789101.91551.72281.54081.41961.3207则 则 平衡线方程： 3.2.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定xe=xF0.35 xD0.90 xw0.033 =3.04 因为q=1所以Xe= xF0.35由相平衡方程= 0.62最小回流比Rmin=1.04操作回流比取最小回流比的1.6倍=1.5=1.563.3板数

29、的确定3.3.1精馏塔的气液相负荷精馏段：L=RD=1.56×74.84=116.75 kmol/h V=（R+1）D=（1.56+1）×74.84=191.59 kmol/h提馏段： =L+qF=116.75+204.74=321.48 kmol/h =V+(q1)F=V=191.59 kmol/h3.3.2精馏段与提馏段操作线方程精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： 3.3.3逐板法确定理论板数及进料位置对于乙醇水属物系，可采用逐板计算法求理论板层数。根据求得的相对挥发度可知相平衡方程为 因为泡点进料，q=1， 第一块板上升的蒸汽组成 第一块板下降的液体组成由式（c

30、）求取由第二块板上升的气相组成用（a）式求取: 由第二块板下降的液体组成如此反复计算：,< 因第5块板上升的气相组成由提馏段操作方程（b）:计算 如此反复计算：,，< =0.033根据以上求解结果得： 总理论板数为 10 （包括再沸器） 进料板位置为 4 精馏段理论板数 3 提馏段理论板数 7 表3.1乙醇/水温度-成平衡数据3.3.4全塔效率由进料组成 经查表 1 得 泡点温度 在此温度下 查文献 得 ： 则板效率E 由计算则 实际塔板数： 精 馏 段: 提 馏 段: 总塔板数： N=25 3.4塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例进行计算：3.4.1操作压强 塔顶压强，取每层

31、塔板压降 进料板压强 精馏段平均操作压强3.4.2温度 根据操作压强，依据安托因方程及泡点方程 试差计算得：塔顶，进料板 则精馏段平均温度 3.4.3平均分子量 求平均相对挥发度 塔顶、进料板、塔底操作温度下纯组分的饱和蒸汽压 表3-2 塔顶 进料板 塔底 全塔平均相对挥发度为 相平衡方程（1） 塔顶 （2） 进料板 精馏段的平均摩尔质量 3.4.4平均密度（1） 液相密度 塔顶： kg/m3 进料板上由进料板液相组成 kg/m3 故精馏段平均液相密度kg/m3 （2）气相密度 kg/m3 3.4.5液体表面张力 3.4.6液体粘度 3.4.7精馏段气液负荷计算 m3/s m3/s 第四章 塔

32、和塔板主要工艺尺寸计算4.1塔径气体负荷系数,由图4-1史密斯关联图,查得，图中的横坐标为 初取板间距离，取板上液层高度故查图4-1可得，故可取安全系数0.7，则 取标准塔径圆整为0.8m 塔截面积为 实际空塔气速为 4.2精馏塔的有效高度计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为在进料板上设一个人孔，高为0.6m，提馏段设三个人孔，高为0.6m故精馏段有效高度为3.15+7.2+0.64=12.75m4.3溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰4.3.1堰长 取堰长 4.3.2出口堰高 由，根据下式计算 故4.3.3降液管的宽度与降液管的面积 由查图4-2得 故

33、m2液体在降液管中停留时间（5s符合要求）4.3.4降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速为0.08m/s则 （0.006m）符合要求。4.4塔板布置及浮阀数目排列 取阀孔动能因子孔速浮阀数取无效区宽度 =0.06m安定区宽度 =0.07m第五章 塔附属设备设计5.1 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 kcal/( ·h·)本设计取 R=700 kcal/(·h·)=2926 J/(·h·) 出料液温度：78.25 （饱和气）78.25 （饱和液）冷却水温度：15 25 逆流操作：=58.25 ，=4

34、3.25 传热面积：根据全塔热量衡算，得Q=7847.65 kJ/s 5.2 再沸器的选择选用120 饱和水蒸气加热，传热系数取K=700 kcal/(·h·)=2926 J/(·h·)料液温度：99.72 -100 ，水蒸气温度：120 -120 逆流操作：， 换热面积：根据全塔热量衡算，得Q=9054.71 kJ/s 5.3换热器的计算设n=70，=25mm×2.5mm，内径D=0.3m，L=1m入口温度出口温度质量流量kg/h定压比热容KJ/(kg k)密度（kg/m3）热导率w/(mk)黏度（Pa/s）水90501602.844.208

35、9650.650.315×10-3乙纯25804097.162.48640.241.074×10-3一、求水一侧的1.管内径d1=0.02总截面积 s1=4d12n=4×0.022×70=0.0220m2体积流量 V1=1602.84965=1.661m3h-1管内流速 u1=V13600S1=1.×0.022=0.0210 Re=du=0.02×965×0.0210.315×10-3=1286.667 Pr=Cp=4.208×103×0.315×10-30.65=2.039 Nu=1

36、.86×(RePrDL)13(w)0.14=24.6 1=dNu=0.650.3×24.6=53.3二、求乙醇一侧的2管内径d2=0.03总截面积s2=4（D2-d2n)=4×(0.32-0.032×70)=0.0212m2体积流量 V2=4097.16864=4.742m3h-1管内流速 u2=V23600S2=4.×0.0212=0.294 Re=du=0.03×864×0.2941.074×10-3=7095.419 Pr=Cp=2.4×103×1.074×10-30.24=10

37、.74 Nu=1.86×(RePrDL)13(w)0.14=76.657 2=dNu=0.240.3×76.657=61.326 Rd1=0.58×10-3m3kw-1 Rd2=0.176×10-3m3kw-1传热系数 1K=11d2d1+Rd1d2d1+Rd2+12 =153.3×0.030.02+0.58×10-3×0.030.02+0.176×10-3+161.326 =0.0456 K=21.915 A=d2nl=6.594 平均温度差 tm=25-10ln2510=16.37传热量 Q=KAtm=21.915×6.594×16.37=2365.588W符号说明符号物理量单位F原料液流量kmol/hD塔顶产品流量kmol/hW塔底产品流量kmol/hv混合气体密度kg/m3s混合液体密度kg/m3黏度Pa·s相对挥发度表面张力N/m2NT理论塔板数NP实际塔板数ET全塔效率C负荷系数Af降液管截面积m2Ab板上液面积m2CF泛点负荷系数1AT塔截面积m2D塔径mhc与干板压降相当m的液柱高度F0阀孔动能因子hp降液管压降mhL板上