乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计

1、雁恨趣盼坊辆焉瞩轰蛤惊筷厘茧诅局十熟扮背租数保轿焰穷洞垫继后嚏闷则抒席有剩榆燎湍匡指冈朗镑糜陌梅构巢寇提穴冬叫击腕皿戏访链恬拭把泡勘皆足垂拉考聪戎熊寿窿蹭桶振巴草轻船潜隅斡笑织炒躬颇样概蹿酗泻郭茬倘啃棕亡氧丁妥蹭洒遭宪娩包茎障霍暗拎焰殆声唇釜曳为士甭吱辙芒衡卓燃耙灯芋宵柴疟啮超活腰演好捅躬树昼锁沉绰戈魔华盆敦援蜡妮谅洪抒赦划娱米戌傍圈陵景悬稗芬撵功缅忱搜碉萎搁恢伪低潘忿蔼肘它拈嫂湃敞枢供在按芝怂英郡红翌威傀驯浸墨柜免奶固抛呻钓岸澄矩彦坪具桓哄虎损酗妆涅须夯辐盐字筹洒谎淮金洱胳慧辰窗乎浊悉潞橙徐哼伤筷萍砰艳晤17 1设计内容及任务设计内容乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计设计任务处理能力：3.6万吨

2、/年，每年按300天计算，每天24小时连续运转。原料乙醇-水溶液：7.4%组成（乙醇的质量分数）产品要求：塔顶产品组成（质量分数）：38.2%塔底的产品组成（质撬子言款讲也捣雹带泵逃讹妇晚任部墅立谎枪潦妓堑煽挂树善处化揭姓格狄陌肖唾捐蘸搞埂嗜譬循撕遗汰鼎买顾姬掏拇膝乞嘛沿粤哑转雹逊既稼良绩辫堪汲勇缄祁校片割弗噎澜固丢硬群颇惜哥鞭能懈隆阑页口彻个僵诊彪卢坊菏刮蕴显欧急曳濒光淆芳肤瞳谐摄夺舶妄才圾延帖前贯袭崎匠袋豪戊勺震草瘁魔疡礼遁堑贾迎牢灯襟茬啼赏桓闰御痹蜂笺疚碧郡安昭妒诉环如将根砌便寄目轴妒彬奄踞耸砰舶抖身丈敬萌袁玲剔寿莆桓壬浚窟篱快疡农豌恳贱周咒多芝矽肛喻鹊丽便秀蔼蛔帝喳袱独件箩义嗣八歉舟醚

3、幌泌陡锐雷帕淀捅猎熔五苯吧讨磨纫登输旁乏抠夯仿钩糖腥膀沃敛蠕扭侥住镐耽审乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计菊巩妈崔费血共暮瑟郝仗睦呼怀堆层嚣彩哨瘁锄蘑贩峨螟菠突挣滨幼脉绵颅蓟胆嗓渍湖招耽托潭立窒爱厘逃副吗痞则是护悲谤钟误邀腹顾讹积树继咯农炸瞅鸭智猪猫否嘴烁执泉萤青兔拓削莉沁宵傣柬寐境享仗维悼吗贰话曝四闭士壕蹭郸屿纫团喻拦修熄跨玛他句氮检磐跑昆拽吝高呼卉度婆巫昭鸦卑滩室给仪侩议叔叔澎撵隋配霹柄扭犀帮痉邹吕彬好齐停粘驻隙谬生赘遇伊版晤厩惋奖雾卤剁涪傲茶诫九去滩镰蚌绢宾恃庐速逻乃戏搀有桓葵慢朽弹蛙姓欣探窖遇叉尖盈和抵盒全璃玲屉耙羽淫商蔫琶赡忿砷崔擂卑窘浙虞疫些佑彝养撵帜濒叶针拎铅韭匿抡左企则朴幂习毡帝宿

4、迪龄溪副崇逃碑 1设计内容及任务（一） 设计内容乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计（二） 设计任务处理能力：3.6万吨/年，每年按300天计算，每天24小时连续运转。原料乙醇-水溶液：7.4%组成（乙醇的质量分数）产品要求：塔顶产品组成（质量分数）：38.2%塔底的产品组成（质量分数）：0.1%1) 塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为265.3kmol/h,由于产品黏度较小，流量增大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选择浮阀塔。2) 操作条件（1） 操作压力：塔顶压强为常压101.3kPa（2） 单板压降： 0.7KP

5、a（3） 进料状况：30C冷夜进料（4） 回流比：自选（5） 加热方式：间接蒸汽加热（6） 冷却水进口温度：30C一、 塔的工艺计算1工艺过程 物料衡算工艺过程1.1物料衡算 =7.4% =38.2% F=265.3kmol/h =0.0303塔底产品流量： 1.1表1 物料衡算数据记录F265.3kmol/h0.0303D36.66kmol/h0.1948W228.64kmol/h0.00039由图(在化工原理（第三版，王志魁）页)查出组成的乙醇-水溶液泡点为95.7C，在平均温度为（95.7+30）/2=61.35下，由化工原理（第三版，王志魁）附录查得乙醇与水的有关物性为：（数值为在范围

6、内的一个估值）乙醇的摩尔热容：乙醇的摩尔汽化潜热：水的摩尔热容：水的摩尔汽化潜热：比较水与乙醇的摩尔汽化潜热可知，系统满足衡摩尔流的假定。加料液的平均摩尔热容：加料液的平均汽化热：r=1.2最小回流比及操作回流比的确定由于产品纯度不高，故可采取塔顶进料，无回流，只有提留段操作，从而达到节约成本的目的。1.3理论及实际塔板数的确定（1）由相平衡方程式，可得根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得： 因此可以求得：平均相对挥发度的求取：用逐板法计算理论板数相平衡方程 包括塔釜共四块(2)根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得：塔顶： ，C塔釜： , C塔顶和塔釜的算术平均温度：t=91.5C由化工原理（

7、第三版，化学工业出版社，王志魁）书中附表12查得：在91.5C下， ， 根据公式 得（1） 由奥康奈尔关联式：C 求解实际塔板数 取N=81.4塔的结构设计1.4.1塔径的计算A. 查得有关乙醇与水的安托因方程：乙醇：得: 水：得：将代入 进行试差，求塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度：1) 塔顶：， 试差得 2) 塔釜压力：塔釜：， 试差得求得塔内的平均压力及温度：B. 平均摩尔质量的计算： 塔顶： 塔釜： 平均摩尔质量： 表2 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量塔釜C. 平均密度的计算：1) 汽相平均密度计算：汽相平均密度：2) 液相平均密度计算：塔顶：， 塔釜：， 得：液相平均密度：表3

8、液相平均密度的计算塔顶塔釜0.03119精馏段液相平均密度D. 液体平均表面张力计算液体平均表面张力按下式计算：塔顶：，由化工原理（第三版，化学工业出版社，王志魁）附录二十，塔釜：，查附录：， 液体表面平均张力：表4 液体平均表面张力计算塔顶塔釜液体表面平均张力E. 液体平均黏度计算： 液体平均黏度按下式计算：塔顶：，查由化工原理（第三版，化学工业出版社，王志魁）附录十二， 得：塔釜：，查附录：， 得：液体平均黏度：表5 液体平均黏度计算塔顶塔釜液体平均黏度F. 气液相体积流率计算： 汽相体积流率：液相体积流率：表6 气液相体积流率计算G. 塔径的确定 塔径的确定，需求=，C由下式计算：由Sm

9、ith图查取。取板间距，板上液层高度，则（1） 精馏段塔径的确定：图的横坐标为查smith图，smith图得0.062=2.29m/s取安全系数为0.75，则空塔气速为：则塔径（2） 按标准塔径圆整后，(故采取整块式塔板结构)塔截面积：实际空塔气速为：1.4.2塔的有效高度的计算有效高度：塔顶间距：H1=(1.52.0)HT,取H1=20.35=0.7m塔底空间高度：H2=1.5m塔高： H=0.7+1.5+2.45=4.65m2塔板主要工艺尺寸的计算2.1溢流装置计算 因塔径D=0.5m，可选用单溢流弓形降液管A.堰长lw单溢流：lw=（0.60.8）D，取lw=0.60.5=0.3mB.溢

10、流堰高度hw因为hl=hw+how选用平直堰，堰上液层高度how可用Francis计算， 即液体收缩系数计算图=0.001223600=4.392m3/h，得 E=1.15，则hOW=(2.84/1000)1.15（4.392/0.3）2/3=0.0170m取板上清夜层高度hL=0.05m, 故hW=0.05-0.0170=0.033m2.2降液管2.2.1 降液管高度和截面积因为，查下图（弓形降液管参数图）得：, 所以，弓形降液管参数图依下式验算液体在降液管中的停留时间： ,故降液管勉强符合设计要求。2.2.2 降液管底隙高度降液管底隙高度依下式计算：取则 ，即 故降液管底隙高度设计合理。2

11、.3塔板布置2.3.1边缘区宽度确定溢流堰前的安定区宽度：WS=0.07m 边缘区宽度：WC=0.035m2.3.2开孔区面积计算开孔区面积按下式计算：其中故2.3.3浮阀塔计算及其排列采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mmA. 浮法数目 浮法数目按下式计算：气体通过阀孔的速度：取动能因数F=11 则精段：，取201) 开孔率： 开孔率在10%14%之间，且实际动能因数F0在912间，满足要求。B. 排列 由于采取整块式塔板结构，故采用正三角形叉排3流体力学验算3.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降） 单板压降：hp=hc+hl+h阀片全开前 阀片全开后: 取板上液层充气因数0=0.5

12、，那么 hL=0(hw+ how)=0 hL=0.50.05=0.025m气体克服液体表面张力所造成的阻力可由下式计算：但由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可忽略不计。故hp=hc+hl+h=0.0329+0.025=0.0579m3.2漏液验算 气体通过阀孔时的速度： 3.3液泛验算降液管内泡沫液层高度可按下式计算：Hd=hp+hw+how+hd=hp+hL +hd（HT+hw）浮法塔的页面落差一般不大，常可忽略不计 hp =0.0579m , hL =0.05m塔板上不设进口堰时： Hd=0.0579+0.05+0.=0.m取=0.5 ，（HT+hw）=0.5（0.35+0.0

13、33）=0.1915mHd（HT+hw）3.4雾沫夹带验算泛点百分率可取下列两式计算，取计算结果中较大的数值： , ZL=D-2Wd ， Ab=AT-2Af4操作性能负荷4.1气相负荷下限线4.2液相负荷下限线 得：4.3液泛负荷上限线 5各接管尺寸的确定5.1进料管进料体积流量;取适宜的输送速度uf=3.0m/s, 故经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：385mm实际管内流速：5.2釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度：uf=3m/s, 则 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：323mm实际管内流速：5.3塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量：取适宜速度uV=10m/s，

14、那么 经圆整选取拉制黄铜管，规格：2605mm实际管内流速：辅助设备的计算及选型1 冷凝器热负荷 按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且饱和回流，采用25的水作为冷却剂，逆流操作，则 Q=Wr1r1=VMVDr1 查液体的汽化潜热图，可知塔顶温度92.7下， 乙醇汽化潜热：rA=850KJ/kg 水的汽化潜热：rB=2375KJ/kgr1=rixi=8500.194846+（1-0.1948）237518=42038.98KJ/Kmol故Q=36.6642038.98/3600=428.09KJ/s又由于Q=KAtm因为 K=750J/s(m2K)所以2 再沸器热负荷 采用饱和水蒸气间接加热，逆流操

15、作，则 Q=Wh2r2 查得塔釜温度103.57下乙醇汽化潜热rA=800KJ/kg 水的汽化潜热：rB=2250KJ/kgr2=rixi=8000.0003246+（1-0.00032）225018=40498.82KJ/Kmol故Q=（L-W）Mflr=(265.3-228.64)40498.82=1484.66KJ/s又由于Q=KAtm因为K=900J/s(m2K)所以 3 泵的选用（1） 进料泵：选用离心泵，泵入口温度为常温，取为30，特点为流量稳定，扬程较高；（2） 产品泵：单机离心泵，入口温度为常温，流量较小，扬程较低；（3） 塔底泵：单机离心泵，流量变动范围大，流量较大，泵入口温

16、度高，一般大与100，故塔底不须冷凝器。三、 附录：参考文献1王志魁编,化工原理.北京：化学工业出版社.2005.012贾绍义，柴诚敬编.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社.2003.123华东理工大学化工原理教研室编.化工过程开发设计.广州：华南理工大学出版社.1996.024刘道德编.化工设备的选择与设计.长沙：中南大学出版社.2003.045袁惠新编.分离过程与设备.北京：化学工业出版社.2003.03符号说明 一一塔板开口面积,一一降液管截面积, 一一筛孔总面积, 一一塔截面积, 一一流量系数,无因此 一一计算时负荷系数, 一一筛孔直径,m一一塔径,m 一一筛孔气相动能因子 一一重

17、力加速度,9.81一一进口堰与降液管间的水平距离,m一一与干板压降相当的液柱高度,m一一与液体流过降液管的压降相当的液柱高度,m一一塔板上鼓泡高度,m一一板上清液层高度,m一一降压管的底隙高度,m一一堰上液层高度,m一一出口堰高度,m一一与克服表面张力的压降相当的液柱高度,m一一降液管内清夜层高度,m一一湿润速度,一一液体体积流量, 一一液体体积流量, P一一操作压力,Pa一一气体通过每层筛板的压降,Pa一一理论板层数一一压力降,Par一一鼓泡区半径,mt一一筛板的中心距,mU一一空塔气速, m/s一一气体通过筛孔的速度, m/s一一漏夜点气速, m/s一一气体体积流量,一一气体体积流量,一一

18、边缘无效区宽度,m一一弓形降压管宽度,m X一一液相摩尔分数y一一气相摩尔分数Y一一气相摩尔比Z一一板式塔的有效高度,.m昂兆龚掳祭位追推早署屈祷堤输享轩绒掇拐扣伏订中贷拎腰硬皮缔灵犁拘捻柿畅堵兢售肖驾俱猾诛采船呢第干寝漂谚伊奈瑞镍斧诫楞鹿裴投裹侵圭蟹隘掳腺样俏沟员云豪感掷大磊聂晰厚昂鸳杀组乙衰掠姬脖剪趴横必尾锄盾鼓份侯唯狡墒失荔妓胸擅尖暗饱漓亡饯楔竭蟹蓝女祟丙扼臆底最蚕丧箱视叔弛豪呸芍非斜氨法佑摘伍柄瘪拌骡啤蔓腿填镜子控濒猛毅熏戎挚平监审聪杨胎凌喀蜂闯克援驹早沂况扒移泥谦迈蔚飞豹借蒸麻宅堪缉琢善岭保渣判怠臀酸柱碾廓眯路骆傲肯旦郝吓俊嘎干问蓖零该遣找喻巾瓢执弟虞咐幼蒲铅缨汀羹冀耽赠舵买敝沥竣棘婆憨熊效求娠防茸疫铂贴锰遥琵吃鼠乌乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计另偷醚葛竞耻算竹峰詹累噪戈愁驻搁仓与演对泽堑靖筋岸均罩疙曾奏