乙醇水精馏塔设计

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1、 综合运用“化工原理”和相关选修课程的知识，联系化工生产的实际完成单元操作的化工设计 实践，初步掌握化工单元操作的基本程序和方法。 熟悉查阅资料和标准、正确选用公式，数据选用简洁，文字和工程语言正确表达设计思路和结 果。 树立正确设计思想，培养工程、经济和环保意识，提高分析工程问题的能力。二、设计任务及 操作条件在一常压操作的连续精馏塔内分离乙醇水混合物。生产能力(塔顶产品) 3000 kg/h操作周期 300 天年进料组成25% (质量分数，下同)塔顶馏出液组成 塔底馏出液组成 操作压力 进料热状况 单板压降： 设备型式 三、设计内容：294%0.1%4kPa （塔顶表压）泡点 5s0.00

2、01*3600故降液管设计合理。h降液管底隙高度0Lh36001 uw0取 Uo二0.08 m/s,则h - h 二 0.0598 - 0.00625 二 0.054 0.006mw0故降液管底隙高度设计合理6.2 塔板布置W = 0 07mW = 0 05m边缘宽度的确定，查化工原理课程设计P114 取WsWcm，所以开A 孔的面积 AaC ： 兀厂2. X=2 xi r 2 一 x2 +sin-1 I180 r丿 x = - W - W = 0.15 - 0.0372 - 0.07 = 0.0428m2dsr = D - W = 0.15 - 0.05 = 0.1m2cA2代入式中解得：

3、a =0.084 m 2筛孔的计算筛孔的孔径d0 = 5mm，5 = 3mm孔中心距 t 为t = 3d = 3*0.005 = 0.015m o1.155*0.084n =431筛孔的数目为0.01520 = 0.907( do j开孔率为I t丿=10.1%VA0气体通过阀孔的气速为：0.070.101*0.084=8.25m/s7. 塔板流动性能的校核7.1 液沫夹带的校核液沫夹带量ev,即5.7*10-6(、3.2uL H - h 丿Tf=2.5*0.06 = 0.15me = 0.025kg 液 / kg 气代入得： v=WORD完整版-可编辑-专业资料分享; 故设计中液沫夹带量ev

4、在允许范围内。7.2 塔板压降干板阻力 h0 可计算如下：h 二 0.051cP)V-PL丿r u 丫( o 、c丿i0c - 0 0772查化工原理课程设计图5-10,得c00/2代入h - 0.016cm 液柱h气体通过液层阻力iu _0.07-B hL 由 ua _ 0.071 - 0.00513-1.06F -u-1.520 a查化工原理课程设计图5-11，得代入得：h - 0.0336im液柱h液体表面张力的阻力b4b-0.0039b P gdL0气体通过每层板的液柱高度h h + h + h 0.0535pbic人 h p g - 0.0535*784.3*9.81-411.6 0

5、.7kpap= p L设计允许值7.3 降液管液泛校核降液管中的清夜柱高度Hd三9 S因为乙醇-水为不易起泡物系，取9 _ 0.69(H -h )_ 0.6(H -h )_ 0.6 *(0.4 + 0.0598) - 0.276mT wT wh - 0.153(u )2 - 0.001d0H h + h + h 0.0535 + 0.06 + 0.001 0.1145故 d d p Lm 液柱。故不会产生降液管液泛。7.4Fu - 6.75取漏液点气速为阀孔动能因子0=1.52时相应的值，则0,min m/s8.25稳定系数k=675二 1.22,故不会产生严重漏液。8. 塔板负荷性能图u 6

6、.75在 0,min m/s 式中，u = C .(0.0056+0.13h - h )匕0,min 0 L C pIrvVs ,minu = A0,min 0=h + hw owE （ L E h 11丿并将塔板有关尺寸数据和物性常数等值代入，整理之可得how=2.84 =10002/3J=0.02八 396 + 90Ls2/3(i)5.7 *106由 ev =-h)3.2VA - ATfs= 1 373V0.785 - 0.0567.在操作范围内，取几个LS值，列与下表Lm3 / sS0.00010.00050.0010.0015Vm 3/ss0.070.1300.240.15作漏液线1过

7、量液沫夹带线关系式hf =2.5 hi =2.5(hw + how)VL 2/3得 s =0.11-2.1 s（2）在操作范围内，取几个Ls值，列与下表L m3 / sS0.00010.00050.0010.0015Vm 3/ss0.1050.0970.0130.082作液沫夹带线2液相下限关系式可作出也气体流量无关的38.4 液相上限关系式垂直液相负荷下限线以9 = 4s作为液体在降液管中停留时间的下限，AH9 = f_T = 4 Ls，故AHfTLs ,max= 4=0.000513m 3/s(4)可作出也气体流量无关的垂直液相负荷下限线48.5液泛线L s,min =0.00023)由降

8、液管液泛校核条件式或，将，hf和hd计算式代入，即：令Hd Ht + hw), 由how由2.8410002/3令 E=1 ，取how =0.006m代入，可解得H =h +h +h h =h +h +h h =ph h =h +hdpL d ； p c l O ； l L ； L W ow联立得pH + (p p 1)hT=(p+ 1)h + h + h + how c dO忽略hO,将 how 与 Lhd与Lhc与V的关系式代入上式，并整理得aV2 = b cL 2 -dL 2/3式中0.051 o、(AC )2 P0 0 Lb = pH + (p p 1)hTW0.153c =(lWh0

9、)2d = 2.84 * 10-3E(1 + p )(3600)2/3lW可得将塔板有关尺寸数和物性常数等值代入整 理 之， 可得：V 2 = 0.05537.2L 2 0.92L 2/3s S S在操作范围内，取几个LS值，列与下表Lm3 / sS0.00010.00050.0010.0015V m 3 / ss0.0530.0490.04580.043作掖泛线5根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图，如下图所示。LV以s为横坐标，Vs为纵坐标，作本塔板的负荷性能图（附图）。图中，作出操作点A,连接OA, 即作出操作线。由图可读得,该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得Vs,

10、max= Vs,min=故其操作弹性为设计计算的主要结果序号项目数值1平均温度tm, oC812平均压力 Pm， kPa113.353气相流量 Vs，（ m3/s）0.074液相流量Ls, （m3/s）0.00015实际塔板数296有效段高度 Z， m117塔径， m0.38板间距， m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长， m0.212堰高， m0.059813板上液层高度， m0.614堰上液层高度， m0.000215降液管底隙高度， m0.0062516安定区宽度， m0.0717边缘区宽度， m0.0518开 孔 区 面 积 ，m20.08419筛孔直径， m0.0052

11、0筛孔数目43121孔中心距， m0.01522开孔率， %10.123空塔气速， m/s124筛孔气速， m/s8.2525稳定系数1.2226每层塔板压降， Pa411.627负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带ev，（kg液/kg气）0.02530气相负荷上限， m3/s31气相负荷下限， m3/s完整版学习资料分享32操作弹性9. 主要接管尺寸的选取9.1 进料管有已知料液流率为5200kg/h，取料液密度为965kg/m3,则料液体积流率为取管内流速uf=0.5m/s,则进料管的直径取进料管尺寸为 63.5 X 3.09.2 回流管由已知回流液流率为12298.6kg/h

12、，取回流液密度为742.43kg/m3,则回流液体积流率为 取回流管尺寸为140X4.59.3 釜液出口管由已知釜液流率为3376kg/h，取釜液密度为920kg/m3,则釜液体积流率取管内流速Uw =0.5m/s，则釜液出口管直径 取釜液出口管尺寸为 57X 3.09.4 塔顶蒸汽管近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率VT,并取管内蒸汽流速uT=15m/s，则塔顶蒸汽 管直径取塔顶蒸气管尺寸为 180X5.09.5 加热蒸气管取加热蒸气管内蒸汽流速uT=0.6m3/s加热蒸气密度3.25kg/m3,流速取15m/s，则加热蒸气管径 取加热蒸气管尺寸为 245X 6。10. 辅助设备的选取1

13、0.1 冷凝器 冷凝器选用单壳程的列管式换热器，冷凝剂选用冷水，冷水走管程，蒸汽走壳程，该冷凝器 为全冷凝器，对全凝器作热量衡算并忽略热量损失，选定冷水的入口温度为tl=25C,出口温度为 t2=40C,选定回流液在饱和温度下进入塔内，由于塔顶馏出液几乎为纯乙醇作焓按纯乙醇计算， 则所以 QC=Vr=256.629X 16399=4.3 X 106J为冷水消耗量10.2 再沸器 本设计分离乙醇-水体系，可以采用直接蒸汽加热，只需在精馏塔的底部通入水蒸气即可，不需要 外加再沸器。符号说明英文字母Ap 塔板鼓泡区面积， m2；Af 降液管截面积， m2；A0筛孔面积，m2；AT 塔截面积， m2；

14、C 负荷系数，无因次；C20 20dyn/cm时的负荷系数，无因次Cf 泛点负荷系数，无因次；Cp比热，kJ/kg&S226;K；d0 筛孔直径， m；D 塔径， m；D塔顶产品流量，kmol/h或kg/h；eV 雾沫夹带量，kg（液）/kg（气）；E 液流收缩系数，无因次；ET 总板效率或全塔效率，无因次；F 原料流量， kmol/h 或 kg/h；g 重力加速度， m/s2； hd 干板压降， m； hd 液体通过降液管的压降， m； ht 气相通过塔板的压降， m； hf 板上鼓泡层高度， m； hl 板上液层的有效阻力， m； hL 板上液层高度， m； h0 降液管底隙高度， m；

15、h0w 堰上液层高度， m； hp 与单板压降相当的液柱高度， m； hW 溢流堰高度， m；h。一一与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m；Hd 降液管内清液层高度， m；HT 塔板间距， m；I 物质的焓， kJ/kg；K 稳定系数，无因次；lW 堰长， m；LS 塔内液体流量， m3/s；M 分子量；n 筛孔总数；NT 理论板数；N 实际板数；P 操作压强， Pa；AP单板压强，Pa；APp通过一层塔板的压强降，Pa/层；q 进料热状况参数，无因次；Q 热负荷， kJ/h；QB 再沸器热负荷， kJ/h；QC 全凝器热负荷， kJ/h； QL 热负荷损失， kJ/h； r 汽化潜热，

16、kJ/kg；R 气体常数， 8314J/kmol&S226;K；R 回流比，无因次； t温度，或K；t 孔心距， m；T 温度，。C或K；TS 塔顶温度，C或K；TS 回流液温度，C或K； u 空塔气速， m/s； Ua 按板上层液上方有效流通面积计的气速， m/s； Umax 极限空塔气速， m/s；u0筛孑L气速，m/s；uOM漏液点气速，m/s；uo降液管底隙处液体流速， m/s；V 精馏段上升蒸气量， kmol/h；Vh 塔内气相流量， m3/h；Vs 塔内气相流量， m3/s；V 提馏段上升蒸气量， kmol/h；W 釜残液流量，kmol/h或kg/h；冷却水量， kg/hWh 加热

17、蒸气量， kg/h；Wc 边缘区宽度， m；Wd 弓形降液管的宽度， m；WS 破沫区宽度， m；x 液相组成，摩尔分率；y 气相组成，摩尔分率；Z 塔的有效高度， m。希腊字母a 相对挥发度，无因次；o 板上液层充气系数，无因次；T 液体在降液管内停留时间，无因次;卩粘度，mPa&S226;s；P密度，kg/m3；液体的表面张力，N/m；一一校正系数，无因次。参考文献1 化工过程及设备设计，华南化工学院化工原理教研组，华南化工学院出版社， 19862 化工原理，上册。陈敏恒，从德兹，方图南，齐鸣斋 编，化学工业出版社，北京 20003 化工原理，下册。陈敏恒，从德兹，方图南，齐鸣斋 编，化学

18、工业出版社，北京 20004 华工原理实验，尤小祥，于奕峰，袁中凯 编，天津科学技术出版社， 2002 结束语 本设计采用制造价格较低的筛板塔，尽量减少设备成本和操作成本，但仍不免许多不合理支出， 设计方在此建议生产部门采用多塔形式，以求资源的良好整合与利用。通过此次设计，目的是使 设备达到最佳的工艺要求，以节省费用，提高经济效益，那么就必须要熟练的掌握分离的作用和 设计中注意的变数，另一方面也要考虑数据的特性，合不合符设计的要求，也存在一个合理性的 问题，所以计算的范围也必须要从操作中来一个综合的评价。这次的设计使我明白了一般的精馏塔的设备和工作原理，还有在生产中要注意的问题，由于在设 计过程中难免会有很多人为的因素，所以也存在不少的问题，希望在以后的学习和生产中，要更 加认真和细心去领悟问题的所在，好加以改进，做到最好。