化工原理乙醇水课程设计汇总

1、化工原理课程设计分离乙醇-水混合物精馏塔设计学 院：化学工程学院专 业：学 号：姓 名：指导教师：时 间：2012 年6月13日星期三化工原理课程设计任务书一、设计题目：分离乙醇-水混合物精馏塔设计二、原始数据：a）原料液组成：乙醇20 % 产品中：乙醇 含量 >94% 残液中<4%b）生产能力：6万吨/年c ）操作条件进料状态：自定操作压力：自定、设计说明书内容:a）概述b）流程的确定与说明c）塔板数的计算（板式塔）；或填料层高度计算（填料塔）d）塔径的计算e）1）塔板结构计算；c塔板的负荷性能图a塔板结构尺寸的确定；b塔板的流体力学验算;2）填料塔流体力学计算；a压力降；b喷淋

2、密度计算f ）其它（1）热量衡算一冷却水与加热蒸汽消耗量的计算（2）冷凝器与再沸器传热面的计算与选型（板式塔）（3）除沫器设计g）料液泵的选型h）计算结果一览表第一章 课程设计报告内容、精馏流程的确定 乙醇、水混合料液经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全 凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。 塔釜采 用间接蒸汽向沸热器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。二、塔的物料衡算（一）料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数（二）平均摩尔质量（三）物料衡算总物料衡算D W F 4易挥发组分物料衡算XdD xWW XfF联立以上三式得三、塔板数的确定（一）理论塔板数

3、Nt的求取根据乙醇、水的气液平衡数据作 y-x图乙醇一水气液平衡数据液相中乙醇的摩气相中乙醇的摩液相中乙醇的摩尔气相中乙醇的摩尔分数尔分数分数尔分数0.00.00.250.5510.010.110.300.5750.020.1750.40.6140.040.2730.50.6570.060.340.60.6980.080.3920.70.7550.10.430.80.820.140.4820.8940.8940.180.5130.950.9420.20.5251.01.0乙醇一水图解法求理论塔板数2.乙醇一水体系的平衡曲线有下凹部分，求最小回流比自a ( Xd,Xd,)作平衡线的切线并延长与y

4、轴相交，截距一Xd一 0.2956Rmin1取操作回流比R 2Rmin2 1.91 3.82故精馏段操作线方程XdR 1即 y 0.7925X 0.17843.作图法求理论塔板数Nt得Nt 18 （不包括再沸器）。第16层为加料板。（四）物性参数和实际塔板数的计算4.1温度常压下乙醇一水气液平衡组成与温度的关系温度TC液相中乙醇的摩尔分率%气相中乙醇的摩尔分率%1000.000.00.弓95.50.01900.170089.00.07210.389186.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.260

5、80.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943 t D：:t W：89 86.7 = tf 89.07.219.668.927.2178.15 78.41 = td 78.1589.43 74.42 86.0 89.4310095.5 =tw 100f=87.39 Cd =78.21 Cw=96.21 C0 1.901.6 0利用表中数据由内差可求得t F t D

6、t W精馏段平均温度：t1 = tftd =87.39 78.21 =82.8 C2 2提留段平均温度：t2 = tf tw=87.39 96.21 =91.8 C2 24.2气液组成塔顶温度：t d=78.21 Cyd=0.8683气相组成yD： 78.41 78157821沧150.7815 0.8943yD 0.8943进料温度:t f=87.39 C气相组成89.0 86.7yF：89.0 87.39yf=0.42300.38910.43750.3891 yF塔底温度：t w=99.91 C气相组成yw95.5 89.095.5 91.80.019 0.07210.019 yw=0.0

7、4923(1)精馏段液相组成Xi： xxd xf 0.86 0.08920.47462 2气相组成yi：yi宁0.8683 0.423020.6457所以 Mli 46 0.4746 18 (10.4746)31.29kg/mol(2)提留段液相组成X2： X2XWXF2°.°16°.08920.0526气相组成y y1 2 3ywyF2O.。4923 O.。423。0.2361所以 Ml2 46 0.4746 18 (10.4746)19.47 kg/mol4.3液体粘度(一) 乙醇的粘度1) ,塔顶温度:t d=78.2C2) ,进料温度:t f=87.39

8、C3) ,塔底温度：t w=99.91 C(二) 水的黏度查表，得卩 乙醇=0.45mpa s,查表，得卩乙醇=0.38mpa - s,查表，得卩乙醇=0.335mpa - s4),LmnXii5)全塔平均液相黏度为lO.4367 o3310 O.29610.3546 m a s4.4相对挥发度x f=0.0892 y f=0.4230得aF0.4230/0.08927.491 O.423O / 1 0.0892x d=0.86 y d=0.08683得aDO'8683/。.861.070.8683 / 1 0.86x w=0.016 y w=0.04923得awOP4923/0.01

9、63.i81 0.04923 / 1 O.O164.5全塔效率的估算(1) 用O'conenell对全塔效率进行估算:全塔平均液相黏度为全塔效率 Et 0.49( l) 0.2450.49 (5.O5 O.3546) 0.24543%(2) 实际塔板数NPNp学務42块O.43Et其中，精馏段的塔板数为：15/0.43 35块4.6操作压力(1)操作压力计算塔顶操作压力Pd = 101.3 kPa每层塔板压降 P= 0.7 kPa进料板压力 PF = 101.3 + 0.7 X 15= 125.72kPa塔底操作压力 Pw=101.3 + 0.7 X42= 130.7kPa精馏段平均压

10、力 Pm1 101.3 125.72 113.5 kPa 2提馏段平均压力 Pm2 130.7 2125"2 128.21 kPa(2)密度乙醇与水的密度温度/ r2030405060708090100110乙醇密度/kg/m3795785777765755746735730716703水密度/kg/m3998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0已知：1/ Lm a/ LA b/ LB （为质量分数）1,液相密度(1) 塔顶 因为t d =78.21 C78.2170CH3CH 2OH7542CH 3CH 2OH731.31k

11、g / m(2)进料板因为tF87.39 °C所以90 8087.37 80730 735CH 3CH 2OH735CH3CH2OH731.31kg/m(3)塔釜因为tw=96.21 C所以100_90_717.3 730.196.21 90CH3CH 2OH730.13CH 3CH 2OH722.21kg /m(4)精馏段平均液相密度L1 1 755.07908.3023831.69kg/m(5)精馏段平均液相密度L2 1 955.96 908.3023932.13kg/m2.气相密度(1)精馏段 (1)提馏段4.7液体表面张力温度，C2030405060708090100110(

12、T, m N/m22.321.220.419.818.81817.1516.215.214.4温度，C020406080100乙醇表面张力:水表面张力(T, m N/m75.6472.7569.6066.2462.6758.9178.21 70CH3CH 2OH18CH 3CH 2OH17.3mN / m 塔顶 因为t d =78.21 C进料板因为tF 87.39 C(3)(4)(5)(6)(7)(8)所以16? ；15塔釜因为tw=96.21所以100 9015.2 16.2塔顶表面张力进料板表面张力塔底表面张力精馏段平均表面张力提馏段平均表面张力87.39 80CH 3CH2OH64.3

13、CH3CH 2OH16.45mN /m96.21 90CH 3CH 2OH 16.20.86 17.310.8920.016CH 3CH 2OH15.58mN / m0.8662.9 23.68mN/m16.4515.5823.6858.821 0.89262.21 58.13mN/m1 0.016 69.52 58.82mN/m58.1340.90mN / m58.1340.90mN / m五、气液负荷计算(1)精馏段 (1)提馏段六、塔和塔板主要工艺尺寸计算（一）塔的有效高度计算初选板间距Ht 0.40m,则由公式ZNT 1 HtEt竺10.430.4518.38m（二）塔径D参考表4-1

14、，初选板间距Ht 0.45m,取板上液层高度hL 0.07m表4-1板间距与塔径的关系塔径D/m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板间距l-T/mm200300250350300450350600400600（1）精馏段塔经计算图4-5 Sminth 关联图查图4-5可知，C200.08，依照下式校正C故D4 6.9323.14 1.36取安全系数为0.60，则2.55m按标准，塔径圆整为2.6m，塔截面积为A -D42 20.785 2.65.31m2实际空塔气速为Vs1uAT7.0861.33m /s5.31提留段塔径计算横坐标数值：（Ls）（1l)2V

15、0.01761932 13 20 0776.869JI 11.04取板间距：Ht=0.45m,h L=0.07m .则Ht- h L=0.38m查图可知C2°=0.078 ,取安全系数为0.6则空塔气速U10.6umax0.62.89 m / s按标准塔径圆整后为D2=2.6m综上：塔径D=2.6m选择双流型塔板，截面积 At 5.31m2（三）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。各项计算如下1.溢流堰长lw单溢流 lw 为 0.6D，即 lw 0.6 2.61.56m2.出口堰高hw由 lw/D 1.56/2.6 0.6，(1)精馏段图4-9液流收缩

16、系数计算图查图4-9，知E =12.84 E则hOW 1000Lh2.84100028.461.56230.02m故 hw0.070.020.05m(2)提馏段查图4-9，知E =12.84100063.361.56230.03m故 hw 0.07 0.03m0.04m3.弓形降液管滴面积由 L/D 0.6图 4-11弓形降液管的宽度和面积查图 4-11，得 Wd /D 0.110Af / 舛 0.055故Wd 0.110 2.6 0.286mAf 0.055 -D20.292m24At =5.31m2由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即提馏段：Af H f0.292 0.45

17、1-16.6s 5s （符合要求）L.0.00791提馏段：A- H -0.292 0.4527.46s 5s （符合要求）Ls0.01764.124降液管底隙高度（1）精馏段（2）提馏段4.125受液盘受液盘凹形和平形两种，对于塔径为800mm以上的塔，常采用凹形受液盘，这种结构在低流量时仍能造成正液封，且有改变液体流向的缓冲作用。凹形受液盘的的深度一般在50mm以上。选用凹形受液盘：深度 hv 55mm（三）塔板布置1. 取边缘区宽度Wc 0.06m ，安定 区宽度 Ws 0.085m2. 依下式计算开孔区面积Aa其中其中：hw出口堰高OW堰上液层高度ho 降液管底隙高度hi进口堰与降液管

18、的水平距离 hw 进口堰高Hd降液管中清液层高度Ht 板间距lw 堰长Wd 弓形降液管高度Wc无效周边咼度Ws安定区宽度 D 塔径R鼓泡区半径x鼓泡区宽度的1/2t 同一横排的阀孔中心距（单位均为m）（四）筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径d0 5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚3mm,取t/d0 3 ,故孔中心距t 3 5 15mm依下式计算塔板上的筛孔数n,即1.155Ao1.1550.01524.4122638 个依下式计算塔板上的开孔区的开孔率，即%0.9072 % 0907 10.08% （在 5%-15%£围内）A t/d03每层塔板上的开孔面积A0为精馏段：:气体通过筛孔的

19、气速u01 V 力86 16.10m/sA00.44提馏段气体通过筛孔的气速u02 Vs2 6.27415.61m/sA00.44七、筛板的流体力学验算（一）气体通过筛板压强降的液柱高度hp依式 hp he hl h1. 精馏段：（1）干板压强降相当的液柱高度h>依 d0/5/3 1.67图4-13干筛孔的流量系数查图 4-13，CO 0.78（2） 气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度hi图4-14充气系数关系图 由图4-14查取板上液层充气系数B为0.58。依右式入hLhw hoW0.58 0.07 0.041m（3）克服液体表面张力压强降相当的液柱高度 h依式(4-41)h 14

20、L4 40.86100.004mL1gdo831.69 9.810.005故hp1hc1 hMh 10.036 0.041 0.0040.091m单板压强降PP1hP1 L1g0.081 831.699.810.661 <0.7kPa（设计允许值）2. 提馏段(1) 干板压强降相当的液柱高度he依 d。/5/31.67查图得，Co 0.78(2) 气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度hi由图查取板上液层充气系数B为0.61 o依右式店hLhw hbW0.58 0.07 0.041m(3) 克服液体表面张力压强降相当的液柱高度h4 L依式（4-41） h 24L1gdo4 58.43 10

21、 30.005m932.13 9.81 0.005故hp2hc2hl2h 20.023 0.043 0.0050.071m单板压强降 PP1 hP1 L1g 0.071 932.13 9.81 0.649 kPa <0.7kPa(设计允许值) 雾沫夹带量e的验算(1)精馏段式中，hf塔板上鼓泡层高度，可按泡沫层相对密度为0.4考虑，即hf= ( hL / 0.4)=2.5 hL =2.5 X 0.07=0.175故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(2)提馏段故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带(三)漏液的验算(1)精馏段筛板的稳定性系数K U°16.10 1.85 1.5uow

22、 8.72故在设计负荷下不会产生过量漏液。(2)提馏段筛板的稳定性系数K丿。- 15.61 1.54 1.5u ow 1012故在设计负荷下不会产生过量漏液。(四) 液泛的验算(1)精馏段为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd (Ht hw)。故 Hd (Hthw),在设计负荷下不会发生液泛。(2)提馏段取 0.5，则(Hthw)0.5 (0.45 0.04)o.245m故 Hd (Hthw),在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体体力学验算，是合适的。八、塔板负荷性能图(一)雾沫夹带线(1)精馏段uaAt AfVs0.199VS5.310.292(a)近似取E 1.0

23、，hW 0.05m， lW 1.56m33600L, 2hf 2.5 0.05 2.84 103 1.0(-)3f1.5620.125 0.5Ls'(b)取雾沫夹带极限值 e为0.1kg液/kg气，已知 40.86 10 3N/m， Ht 0.45m，并将式（a）、（ b）代入e5.7 10:htV2,得下式:2整理得 Vs 12.75 19.61Ls3(2、提馏段近似取 E 1.0 , hW 0.05m , lW 1.56m2故hf 2.5 0.04 2.84 103 1.0(3600Ls)31.5620.10.5Ls3取雾沫夹带极限值 e为0.1kg液/kg气，已知 58.43 1

24、0 3N /m ,并将式(a)、(b)代入e 5.7 10 6 ( Ua )3.2,得下式：Ht hf整理得Vs(1)做出雾沫夹带(二) 液泛线(1)精馏段H d(H T hw) hP hW hOW hdHt 0.45m，215.35 21.93LJ(*)近似取 E 1.0，lW 1.56m2 233600Ls 习3 3600Ls phow2.84 10 3E( -)32.84 10 3( s)3lw1.562how 0.4960 Ls3 hP hc hlh0.051(一VS)2 1.380.000718Vs20.78 0.44831.692 2hlo hhv how 0.580.05 0.4

25、960LS30.029 0.288LS3h0.004(已算出)2故hP 0.000718VS2 0.033 0.288LS3hd0.153( L)20.153(Ls )232.48LS2lw ho1.56 0.044将 Ht 为 0.45m, hw 为 0.05m,0.5及式(c) (d) (e)代入(*)式得：2 20.5(0.450.05)0.033 0.00718Vs20.288Ls30.05 0.496Ls332.48Ls2 整理得：22"32Vs232.59 1091.11 Ls3 45236.77 Ls(2)提留段2 233600Ls 33 3600Ls 习 hOW2.8

26、4 10 3E( s)3 2.84 10 3( s)3Iw1.562故h°W 0.4960 Ls3 hP hc hl h0.051( VS)2 1040.000483Vs20.78 0.44932.1320.0244 0.303LS'2hiO h/v hOw0.610.04 0.4960LS3h 0.005m( 已算出)2故hP 0.000483Vs2 0.0294 0.303Ls3 hd 0.153（）2 0.153（Ls）2 54.39Ls2lw ho1.56 0.034将 Ht 为 0.45m, hW 为 0.04m,0.5及式（c） （d） （e）代入（*）式得:2整

27、理得：Vs2342.86 1654.24 Ls3112608.7 Ls2依表中数据做出液泛线（2）,如图4-24中线（2）所示。（三）液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为5s，（四） 漏液线（气相负荷下限线）（4）（1）精馏段 v S = dN1.9m'/s°4. v'(2)提留段 v S =d：N -2.18 m3 / sS 4。厂（五）液相负荷下限线（5）取平堰、堰上液层高度，h°W 0.006m作为液相负荷下限条件，依下式计算，取2(5)E 1.0，贝U How 0.4960 Ls3 整理上式得 Ls 0.00133m3/s1.各接管尺寸的确

28、定5.1. 进料管进料体积流量；VsFFM fF2283.41_20.498908.336000.0143m3/s取适宜的输送速度 5=3.0m/s,故 d1 4Vsf J4 °.°；43 0.078m经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：© 89 X 5.5mm5.2. 釜残液出料管WM W 2085.37 18.4483釜残液的体积流量：VSW一0.0112m3/sW 955.96 3600取适宜的输送速度：Uf=3m/s,贝U d2 J4Vsw J4 O.：12 0.069m经圆整选取热轧无缝钢管，规格：©76 X 3.5mm5.3.

29、 回流液管回流液体积流量：VSl LMl 756.51 2538 0.00605m3/sl881.91 36004VSL4 0.00605u 10.80.098m经圆整选取热轧无缝钢管，规格：©108X 5mm5.4. 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量：取适宜速度Uv=20m/s,那么dg经圆整选取拉制黄铜管，规格：©一、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30C的水作为冷却剂，逆流操作,则 Q=Wiri=VMtri查液体的汽化潜热图，可知塔顶温度 78.21 T下，乙醇汽化潜热：s=750KJ/kg水的汽化潜热：rB=1750KJ/kgP1=E riXi=750X 0.86 X 46+ (1-0.86 ) X 1750X 18=34080KJ/Kmol故 Q=2085.37X 34080/3600=1372.15KJ/s又由于Q=KA t m则tmt2 t1(78.2130)(78.2150)tlIn78.21 3078.21 50