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乙醇--水精馏塔设计
作者:管理员   时间:2020-01-31 15:17  来源:未知   浏览:次

一 设计题目: 乙醇-水连续浮阀式精馏塔的设计 二 任务要求

设计一连续筛板浮阀精馏塔以分乙醇和水 具体工艺参原料加料量 进料组成 xF=273

馏出液组成 xD=0。831 釜液组成 xw=0。012 塔顶压力 p=100kpa 单板压降 ≤0。7 kPa

如F

100kmol/h

2 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。 三 主要设计内容

1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算

3、主要设备工艺尺寸设计

(1)塔径及 提 馏段塔板结构尺寸的确定 (2)塔板的流体力学校核 (3)塔板的负荷性能图 (4)总塔高 4、设计结果汇总

5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图

目 录

化工原理课程设计任务书 ........................... 错误!未定义书签。 摘 要 ................................................ Ⅳ 第一章 前言 ..................................... 错误!未定义书签。

1。1 精馏原理及其在化工生产上的应用 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 1 1。2 精馏塔对塔设备的要求 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 1 1。3 常用板式塔类型及本设计的选型 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 1 1。4 本设计所选塔的特性 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 1

第二章 流程的确定和说明 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 3

2.1 设计思路 ................................................................ 3 2.2 设计流程 ................................................................ 3

海南福彩网 第三章精馏塔的工艺计算 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 4

3.1 物料衡算 ............................................................... 4 3.1.1原料液及塔顶,塔底产品的摩尔分率 ....................................... 4 3.1.2物料衡算 ............................................................... 4 3.2 回流比的确定 ........................................................... 5 3.2.1平均相对挥发度的计算 ................................................... 5 3.2.2最小回流比的确定 ....................................................... 6 3.3 板数的确定 ............................................................. 6 3.3.1精馏塔的气液相负荷 ..................................................... 6 3.3.2精馏段与提馏段操作线方程 ............................................... 6 3.3.3逐板法确定理论板数及进料位置 ........................................... 6 3.3.4全塔效率 ............................................................... 8 3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ................................... 8 3.4.1操作温度的计算 ......................................................... 8 3.4.2操作压强 ............................................................... 9 3.4.3塔内各段气液两相的平均分子量 .......................................... 10 3.4.4精馏塔各组分的密度 .................................................... 12 3.4.5液体表面张力的计算 .................................................... 15 3.4.6液体平均粘度的计算 .................................................... 15 3.4.7气液负荷计算 .......................................................... 16

海南福彩网 3。5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 16 3。5。1塔径的计算 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。5。2精馏塔有效高度的计算 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。5。3溢流装置计算 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。5。4塔板布置 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 20 3。6 筛板的流体力学验算 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 21 3。6。1塔板压降 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 21 3。6。2液沫夹带 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。6。3漏液 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。6。4液泛 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。7 塔板负荷性能图 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。7。1过量液沫夹带线关系式 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。7。2液相下限线关系式 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。7。3严重漏夜线关系式 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。4 3。7。4液相上限线关系式 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。7。5降液管液泛线关系式 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。8 主要接管尺寸的选取 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。8。1进料管 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。8。2釜液出口管 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。8。3塔顶蒸汽管 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。8。4回流管 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 3。8。5塔底蒸汽管 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。

第四章主要计算计算结果列表 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。

4.1浮阀塔计算结果汇总 ...................................... 错误!未定义书签。

结束语 .................................................. 29 参考文献 ................................................ 30 主要符号说明 ............................................. 31 附 录 .................................... 错误!未定义书签。

一、物性表 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 二、负荷性能图 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 错误!未定义书签。 三、带控制点的工艺流程图 。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。 37

四、塔的设备结构图 .......................................... 38

摘 要

本设计是以乙醇――水物系为设计物系,以浮阀塔为精馏设备分离乙醇和水。浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备,此设计针对二元物系乙醇--水的精馏问题进行分析,选取,计算,核算,绘图等,是较完整的精馏设计过程。

通过逐板计算得出理论板数为16块,回流比为3.531,算出塔效率为0.518,实际板数为32块,进料位置为第11块,在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1米,有效塔高13.6米,浮阀数(提馏段每块76)。通过浮阀塔的流体力学验算,证明各指标数据均符合标准。本次设计过程正常,操作合适。

关键词:乙醇、水、二元精馏、浮阀连续精馏精馏塔、提馏段

第1章 前言

1.1精馏原理及其在化工生产上的应用

实际生产中,在精馏柱及精馏塔中精馏时,上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时,最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质,而残液是沸点高的A物质,精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区,温度最高;塔顶温度最低。精馏结果,塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分,纯高沸点组分则留在塔底。 1.2精馏塔对塔设备的要求

精馏设备所用的设备及其相互联系,总称为精馏装置,其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类,通称塔设备,和其他传质过程一样,精馏塔对塔设备的要求大致如下:

一:生产能力大:即单位塔截面大的气液相流率,不会产生液泛等不正常流 动。

二:效率高:气液两相在塔内保持充分的密切接触,具有较高的塔板效率或传质效率。 三:流体阻力小:流体通过塔设备时阻力降小,可以节省动力费用,在减压操作是时,易于达到所要求的真空度。

四:有一定的操作弹性:当气液相流率有一定波动时,两相均能维持正常的流动,而且不会使效率发生较大的变化。

五:结构简单,造价低,安装检修方便。

六:能满足某些工艺的特性:腐蚀性,热敏性,起泡性等。 1.4常用板式塔类型及本设计的选型

常用板式塔类型有很多,如:筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很多优点,且加工方便,故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛,是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备,浮阀塔多用

海南福彩网 不锈钢板或合金 。实际操作表明,浮阀在一定程度的漏夜状态下,使其操作板效率明显下降,其操作的负荷范围较泡罩塔窄,但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。 浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的,它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔,浮阀塔的突出优点是结构简单,造价低,制造方便;塔板开孔率大,生产能力大等。

乙醇与水的分离是正常物系的分离,精馏的意义重大,在化工生产中应用非常广泛,对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计 1。4.本设计所选塔的特性 浮阀塔的优点是:

1.生产能力大,由于塔板上浮阀安排比较紧凑,其开孔面积大于泡罩塔板,生产能力比泡罩塔板大 20%~40%,与筛板塔接近。

海南福彩网 2.操作弹性大,由于阀片可以自由升降以适应气量的变化,因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔,泡罩塔都大。

3.塔板效率高,由于上升气体从水平方向吹入液层,故气液接触时间较长,而雾沫夹带量小,塔板效率高。

4.气体压降及液面落差小,因气液流过浮阀塔板时阻力较小,使气体压降及液面落差比泡罩塔小。

5.塔的造价较低,浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%~80%,但是比筛板塔高 20%~30。

但是,浮阀塔的抗腐蚀性较高(防止浮阀锈死在塔板上),所以一般采用不锈钢作成,致使浮阀造价昂贵,推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展,各种新型填料,高效率塔板的不断被研制出来,浮阀塔的推广并不是越来越广。

近几十年来,人们对浮阀塔的研究越来越深入,生产经验越来越丰富,积累的设计数据比较完整,因此设计浮阀塔比较合适

海南福彩网 第二章流程的确定和说明 2.1设计思路

首先,乙醇和水的原料混合物进入原料罐,在里面停留一定的时间之后,通过泵进入原料预热器,在原料预热器中加热到泡点温度,然后,原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点,混合物中既有气相混合物,又有液相混合物,这时候原料混合物就分开了,气相混合物在精馏塔中上升,而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中,这些气相混合物被降温到泡点,其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中,停留一定的时间然后进入乙醇的储罐,而其中的气态部分重新回到精馏塔中,这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中,一部分进入再沸器,在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程,而进料口不断有新鲜原料的加入。最终,完成乙醇和水的分离。 2。1设计流程

乙醇—水混合液经原料预热器加热,进料状况为汽液混合物q=1 送入精馏塔,塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝,一部分入塔回流,其余经塔顶产品冷却器冷却后,送至储罐,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐(附流程图)。

海南福彩网 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 MA46.07kg/kmol 水的摩尔质量 MB18.02kg/kmol 原料加料量 F=100kmol/h 进料组成 xF=0.275 馏出液组成 xD=0.843 釜液组成 xw=0.013 塔顶压力 p=100kpa 单板压降 ≤0.7 kPa

MFxFM乙醇1xFM 水

0.27346.07(10.273)18.0225.70kg/kmol

MD0。83146。0710。83118。0241。60kg/kmol MW0。01246。0710。01218。0218。36kg/kmol

3。1。2物料衡算

精馏塔二元系物料

海南福彩网 DFxFxWxDxW

0.2730.0120.8310.012

0。319

FDW

FxFDxDWxW

100DW

1000.2730.831D0.0121W

解得:D=31。6kmol/h W=68。4kmol/h

精馏段:L=RD=2.36×31.6=74.51 kmol/h

V=(R+1)D=(2.36+1)×31.6=106.08kmol/h

提馏段:L =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/h

海南福彩网 V=V+(q-1)F=V=106。08 kmol/h

3.2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y

海南福彩网 由常压下乙醇-水溶液的平衡数据

x y x y

0。18 0。51 0。45 0。635

0.2 0.525 0.55 0.678

pipy

x

1(1)x

得

y(x1)x(y1)

0。25 0。551 0。5 0。678 及i

AB

PAxAPBxB

0.3 0.575 0.6 0.697

0。35 0。595 0。65 0。725

0.4 0.61 0.7 0.755

由道尔顿分压定律

yAyBxAxB

得 i

yAxA

1yB

1xB

将上表数据代入 得:

序号

 i

1 2 3 4 5

3。6815

序号

 i

3。1569 7

2.7254 8

2.3501 9

海南福彩网 2。1263 10

6

1.9155

1.7228 1.5408 1.4196 1.3207

海南福彩网 则 '3。04

海南福彩网 则 平衡线方程:y

x11x

3。04x13。041x

3。04x12。04x

3.2.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定

xF=0.275 xD=0.843xw=0.012 =3.04 因为q=1所以Xe= xF=0.275

x

y由相平衡方程= 0.536

1(1)x最小回流比Rmin

xDyeyexe

1.18

操作回流比取最小回流比的1.6倍 R=1.6Rmin=2.36 3.3板数的确定

3.3.1精馏塔的气液相负荷

精馏段:L=RD=2.36×31.6=74.51 kmol/h

海南福彩网 V=(R+1)D=(2。36+1)×31。6=106。08 kmol/h

提馏段:L =L+qF=74。51+100=174。51 kmol/h

3.3.2精馏段与提馏段操作线方程

精馏段操作线方程: yn1

LVLVxn

DV

xD0.702xn0.251

V=V+(q-1)F=V=106.08 kmol/h

提馏段操作线方程:yn1

xn

DxDFxF

V

xD1.645xn0.008

3.3.3逐板法确定理论板数及进料位置

对于甲醇—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

xn

海南福彩网 1(1)xn

相平衡方程为 yn

 xn

y

n

海南福彩网 (1)y

n

y

n

2.081.08y

n

因为泡点进料,q=1, xqxF0.275 第一块板上升的蒸汽组成 y1

X

D

0.843

第一块板下降的液体组成由式(c )求取

x

y

1

0.6385

由第二块板上升的气相组成用(a)式求取:

2

0.6992

由第二块板下降的液体组成

如此反复计算: y0.5552,x30.2911

3

y

4

0.4553,x40.2157

因第5块板上升的气相组成由提馏段操作方程(b): 计算yn1

LVxn

DxDFxF

V

5

xD1.645xn0.008

如此反复计算: y0。3468,x50。1487

yyyy

7

6

0.2366,x60.0925 0.1442,x70.0525 0.0784,x80.0272

0。0368,x90。0124

8

9

根据以上求解结果得: 总理论板数为 9 (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 6 3.3.4全塔效率

由进料组成 xF0.275

经查表 得 泡点温度Td78。24℃

在此温度下 查文献 得 :

A0.55583mpa.s B0.28767mpa.s

则进料液再该温度下的平均粘度为:

0.555830.28767/20.42175

'

0。245

则板效率E 由

E=0.401

E0。49a

'

'

计算

则 实际塔板数:N

90。401

3

22

精 馏 段: N1提 馏 段: N2

0.40160.401

7.487

14。9615

3。4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3。4。1操作温度的计算 1。)塔顶温度计算

查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0。70和0。80时,其沸点分别为78。7℃78。4℃塔顶温度为

TD

,则由内插法:

TD78。778。478。7

xD0.700.800.70

,

xD0.843

TD78。24℃

2。)进料板温度

海南福彩网 查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.20和0.30时,其沸点分别为83.2℃和81.7℃ 设塔顶温度为TF,则由内插法:

xF0。200。300。20

TF83.283.281.7

,

xF0.275

TF82.13℃

3。)塔釜的温度

查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.00和0.05时,其沸点分别为100℃和90.6℃设塔

顶温度为TW,则由内插法:

xW0。000。050。00

海南福彩网 TW10090.6100

,

xW0.013

TW96.92℃

则 精馏段的平均温度: Tm2 提馏段的平均温度: Tm13。4。2操作压强

塔顶压强:PD=100 kpa 取每层塔板压降:ΔP=0.7 kpa

则 进料板压力: PF1000.77104.9kpa 塔釜 压力: PW1000.77104.9kpa 则 精馏段的平均操作压强: Pm1 提馏段的平均操作压强: Pm23.4.3塔内各段气液两相的平均分子量

乙醇的摩尔质量 MA46.07kg/kmol

水的摩尔质量 MB18。02kg/kmol

i

78.2482.13

2

80.19℃

96.9282.13

2

89.53℃

100104.9

2

102。5kpa

110。5104。9

2

107.7

M

xM

i

i1

i

由公式 得

1.)对于塔顶

x10。843 , y10。843 对于气相平均分子量:

MVDy1M

A

1y1M

B

海南福彩网 0.84346.0710.84318.0241.74kg/kmol

对于液相平均分子量:

MLDx1M

A

1x1MB

0。638546。0710。638518。0235。88kg/kmol

2。)对于进料板

x60.2157, y60.4553

对于气相平均分子量;

MVFy5M

A

1y5MB

对于液相平均分子量:

0.215746.0710.215718.0224.04kg/kmol

MLFx5M

A

1x5MB

0.455346.0710.455318.0230.75kg/kmol

3.)对于塔釜

x160.0124

y160.0368

对于气相平均分子量:

MVWy16M

A

1y16MB

0.036846.0710.036818.0219.03kg/kmol

对于液相平均分子量:

MLWx16MA1x16MB

海南福彩网 0.012446.0710.012418.0218.35kg/kmol

则 精馏段的平均分子量;

MVM1

MVFMVD

2

气 相:

41。7430。75

2

海南福彩网 36.25kg/kmol

MLM1

MLFMLD

2

液 相 :

2

35。8824。04

29。96kg/kmol

提馏段的平均分子量;

MVM2

MVDMVW

2

气 相:

19。0330。75

2

24。89kg/kmol

液 相 :

MLM2

MLDMLW

2

海南福彩网 18.3524.04

2

21。20kg/kmol

3.4.4精馏塔各组分的密度 1.)气相平均密度

由 

PMRT

计算:

精馏段的气相平均密度: Vm1

海南福彩网 pm1MVm1RTm1

1。27kg/m

3

提馏段的气相平均密度:

Vm2

海南福彩网 2。)液相的平均密度

(1。)对于塔顶

TD78.240C

1

i

102。536。258。31480。19273。15

pm2MVm2RTm2

0。89kg/m

3

107。724。898。31489。53273。15



n1

i

i 计算

查文献 A741.83kg/m3,B972.9kg/m3 质量分率 A

0。84346。07

0.84346.0710.84318.02

0。9321

B1A0.0679

1

D

AA

BB

D

1



A



BLB

LA

D

1

0.9321763.6

0.0679972.9

775.2m/kg

3

海南福彩网 (2.)对于进料板 TF82.13C

查文献 A739。6kg/m3,B970。50kg/m3 质量分率 A

0.215746.07

0.215746.0710.215718.02

0.4127

B1A0.5102 则

1

AA

F

BB

F

1



A



BLB

LA

F

1

0。4127739。6

0。5873970。5

862.1m/kg

3

(3。)对于塔釜

TW96。920C x160。009195

查文献 A721.2kg/m3,B955.1kg/m3 质量分率 A

0.012446.07

0.012446.0710.012418.02

0。0311

B1A0.9689 则

1

AA

W

BB

w

1



A



BLB

LA

w

1

0.0311721.2

0.9689955.1

945.6m/kg

3

则 精馏段的液相平均密度:

Lm1 提馏段的液相平均密度:

Lm23。4。5液体表面张力的计算

i

DF

2

769.2862.1

2

815.6kg/m

3

FW

2

945。6862。1

2

903。8kg/m

3

由 

(1。)对于塔顶

n1

xii 计算

TD78.240C x10.702

海南福彩网 查文献 A18。45mN/m,B62。98mN/m 则

LD0。84318。7510。843663。42

25.44mN/m

(2。)对于进料板

海南福彩网 LF52.75mN/m (3.)对于塔釜

TW96.920C

查文献 A16.60mN/m,B59.49mN/m

则 LW0。012416。6010。012459。4958。96mN/m 则精馏段的液体平均表面张力: Lm1

DF

2

25.4452.75

2

39.10mN/m

提馏段的液体平均表面张力: Lm2

3.4.6液体平均粘度的计算

i

FW

2

58。9652。75

2

55.85mN/m

由 

(1.)对于塔顶

n1

xii 计算

TD78.240C x10.702

查文献 A0。504mpa。s,B0。3644mpa。s 则 LD0。479mpa。s (2。)对于进料板

TF82。130C

查文献 A0。481mpa。s,B0。349mpa。s 则 LF0。374mpa。s (3。)对于塔釜

TW96.920C

查文献 A0.382mpa.s,B0.295mpa.s 则 LW0.296mpa.s 则精馏段的液体平均粘度: Lm1

LFLD

2

0.4790.374

2

0.427mpa.s

提馏段的液体平均粘度:

Lm23.4.7气液负荷计算 精馏段气液负荷计算:

LFLW

2

0.2960.374

2

0.335mpa.s

Vs Ls 提馏段气液负荷计算: Vs'

'

VMVm13600Vm1VMLm13600Lm1

106。0836。2536001。2774。5131。053600815。6

0。841m/s

3

0.0008m/s

3

VMVm23600Vm2

3

106.824.8936000.89

0。824m/s

3

海南福彩网 Vh2966.4m/s

0。0011m/s

3

L's

VMLm23600Lm2

174.5121.203600903.8

L'h3.96m3/h 3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算

3.5.1塔径的计算

精馏段液气流动参数

1

1

FLV

LsLm20。00083600815。620。0241 V0。84136001。27sVm2

2

海南福彩网 取板间距HT0.40m,板上清液高度hc0.06m, HThc0.400.060.34m

则 查史密斯关联图 得 cf200。073 又 液体的表面张力 20mN/m 

cfcf20

20

0.2

0.2

 cfcf20

20



海南福彩网 39。1

0.073

20

0.2

0.083

umax0.083

2.084m/s

海南福彩网 取安全系数为0。6,则空塔气速:

u0.8umax0.72.0841.459m/s 则

D

m

按标准塔径园整后为:D1。0m 塔截面积AT: AT

4

D0。785m

2

2

实际空塔气速u:

u

提馏段液气流动参数

1

1

VsAT

0.8410.785

1.071m/s

FLV

LsLm20.0011903.820.0425 V0.8240.89sVm2

2

取板间距HT0.40m,板上清液高度hc0.06m, HThc0.400.060.34m

则 查史密斯关联图 得 cf200。073 又 液体的表面张力 20mN/m 

cfcf20

海南福彩网 20

0.2

0。2

 cfcf20

2055.85

0.073

20

0.2

0。0884

umax0.0884

2.816m/s

取安全系数为0.8,则空塔气速:

海南福彩网 u0.8umax0.72.8161.971m/s 则

D

m

按标准塔径园整后为:D1.0m 塔截面积AT: AT

4

海南福彩网 D0.785m

2

2

实际空塔气速u:

u

V

's

AT

0.8240.785

1.05m/s

海南福彩网 3。5。2精馏塔有效高度的计算 板式塔的塔高按下式计算 初选板间距 HT=0。4m

则 710。41510。40。8 8。8m 3。5。3溢流装置计算

因为D=1米,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。

1.)堰长lw

取 lw0.66D0.661.00.66m

2.)溢流堰高度hw

由 hwhlhow

选用平直堰,堰上液层高度how由下式计算

2

how

Lh3

海南福彩网 E1000lw2。84

海南福彩网 近似取E=1,则

2

how

0.001136003

10.009m 10000.7

2.84

取板上清液高度hc0.06m 故 hw0.060.0090.051m

3.)弓形降液管宽度Wd和截面积Af

lwD

0。66

查 弓形降液管的参数 得

AfAT

海南福彩网 0。0722,

WdD

0.124

故 Af0.0722Af0.07220.7850.0567m2 Wd0.124D0.1241.00.124m 依式

3600AfHT

Lh

36000.05670.40

海南福彩网 0。00113600

20.625s

故 降液管设计合理 4.)降液管底隙高度h0

ho

Lh3600lWu0

'

取 u0'0。08m/s

则h0

0。0011360036000。660。08

0.0208

海南福彩网 hwho0。0540。02080。03320。006m 故 降液管底隙高度设计合理

'

选用凹形受液盘,深度hw0。05m

3.5.4塔板布置

1。)边缘宽度的确定

取 WsWs'0.065m , Wc0.035m 2.)开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下式计算

2

r1x

sin Aa2 180r

其中:x

D2

WdWs

1。02

1.02

0.1240.0650.311m

r

D2

Wc

0。0350。465m

2

0.46510.311

sin 故

Aa2 1800。465

0.596m2 3.)浮阀个数及其排布

乙醇-水对设备无腐蚀性,可选用3mm的碳钢板,在塔板上按等腰三角形错排排列浮阀,并取塔板上液体进出口安定区宽度bs和bs均为60mm边缘区宽度为bc为50mm, 取 浮阀直径

d00.039mm

选取F1型浮阀,重型,其阀孔直径 d0=0。039m

初取孔动能因子F0u10故阀孔气速u0=10。62m/s故阀孔个数:

n

vs

0.824

0。7850。03911

2

63

4

d0u0

2

设计条件下阀孔气速:

u0

vs

4

2

海南福彩网 0。824

0.7850.03963

2

11m/s

d0n

动能因子:F0u10

n

塔板上浮阀开孔率:

AT

d0

2

630.7850.039

0。785

2

0.09

气体通过筛孔的气速u0:

u0

3.6筛板的流体力学验算 3.6.1塔板压降 1.)干板阻力hc的计算

由hfh0hlh;干板阻力h0可计算如下:临界孔速 故h0按浮阀未全开计算:

h019.9

U0

0。175

VsA0

0.8240.090.693

13。31m/s

L

19.9

11

0.175

897。53

0。0337m

塔板上液层阻力:hl0.5(hwhow)0.5(0.0510.009)0.03m液柱; 表面张力产生阻力:h

4d0Lg

458.9610

3

0.039815.69.81

0.00076m

液柱;

故hfh0hlh=0。0337+0。03+0。00076=0。06446m液柱。 2。)气体通过液层的阻力hl计算

气体通过液层的阻力hl由 hlhL 计算

ua

VsATAf

0.8240.7850.0567

1.131m/s

Fo1.510.739 查充气系数关联图 得0.5

则 hlhLhwhow0。50。0510。0090。03液柱 液体表面张力的阻力h计算

液体表面张力所产生的阻力h, 由 h即 h

4L

455.8510

3

4L

Lgdo

计算

Lgdo

903。89。810。005

0。0050m液柱

则气体通过每层板的压降P:

PhpLg0.06446857.979.81542.54pa0.7kpa(设计允许值) 3.6.2液沫夹带

5.710

6

液沫夹带由 eV

L

ua

Hh

fT

3.2

计算

hf2。5hL2。50。060。15m

6

eV

5。710

L5.71039.10

6

ua

Hh

fT

3。2

3.2

1.1310.400.06

0.017kg液/kg气 0.1kg液/kg气

故在本设计中液沫夹带量eV在允许的范围内. 3.6.3漏液

对筛板塔,漏液点气速uo,min

uo,min4.4c0 计算 即

uo,min4。4c0

4.40.8

8.18m/s

实际孔速

稳定系数K

u0uo,min

13.318.18

1。631。5

故 在设计中无明显的漏液 3。6。4液泛

为防止塔内发生液泛,降液管内液层高度应服从下式: HdHThw 取 0.5, 则

HThw0.50.400.0540.227m液柱

而 HdhphLhd

板上不设进口堰,hd由 hd0。153uo'计算  hd0。153uo'

0。1530。0850。00113m液柱

2

2

2

H

d

hphLhd

Hd0.04930.060.001130.1317m液柱

 HdHThw

故 在本设计中不会发生液泛现象 3.7塔板负荷性能图

3。7。1过量液沫夹带线关系式

在F1

KcFAb

F10.8,并将塔板有关数据代入得:

Vh1。6531Lh

3.7.2液相下限线关系式

由h0w2。8410E(Lh/Lw)3,令E=1,取how0。006

3

2

m

,并将Lw代入,可得:Lh0。0006m3/s

3.7.3严重漏夜线关系式 令F0

5则:Vs(/4)d02n或Vh0.48m3/s 3.7.4液相上限线关系式

在

AdHTLs

海南福彩网 0。7850。03976

2

0.4878m/s

3

中,令5s,并将Ad和HT代入得Lh0.0044m3/s

3.7.5降液管液泛线关系式

由降液管液泛校核条件式HdHThw将how(令其中E=1),hf(略去其中h),和hd计算代入,可得:

Hd(HTHw)0.6(0.40.045)

HdhphLhd;hphchlh;hlhL;hlhwhow 得:HT(1)hw(1)hwhchdh 将有关数据代入得:Vs29。3865Ls

以Lh为横坐标,Vh为纵坐标,可得塔板负荷性能图为:

23

21128Ls

2

在负荷性能图上,作出操作点A,与原点连接,即为操作线OA。由图可知,筛板的操作上限为液泛控制,下限为漏液控制。由图查得

VS,max1。57m/s , VS,min0。4878m/s

3

3

故弹性操作为

VS,maxVS,min

1。570。4878

3。22

海南福彩网 3.8主要接管尺寸的选取 3.8.1进料管

进料管的结构类型很多,有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管,管径计算如下:

D

取uF=1。6m/s,而857。97kg/m3

海南福彩网 1.85310

7

V

s

360030024

857.97

0。026m

0.00083m/s

3

D

3.8.2釜液出口管

海南福彩网 已知釜液流率为w68。43kmol/h 釜液密度:945。6kg/m3 则:Vw68。4321。2/945。61。53m3/h 取管内流速为:uw

1.6m/s

dw

0.02m

3.8.3塔顶蒸汽管

体积流速:VD106。08kmol/h 塔顶蒸密度 1。27kg/m3 则:VD106。0836。25/1。273027。9m3/h 取uD

20m/s

dD

海南福彩网 0.2315m

3.8.4回流管

采用直管回流管,取uR=1。6m/s。

d

R

海南福彩网 0。03m 3。8。5塔底蒸汽管

体积流速:VD106。08kmol/h 塔顶蒸密度 0。89kg/m3 则:VD106。0819。03/0。892268。2m3/h 取uD

20m/s

dD

0.2m

第四章主要计算计算结果列表

结束语

课程设计是对以往学过的知识加以检验,能够培养理论联系实际的能力,尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识,使我们所学的知识不局限于书本,并锻炼了我的逻辑思维能力。

设计过程中培养了我的自学能力,设计中的许多知识都需要查阅资料和文献,并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导和同学的帮助,不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面,让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别,这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.

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