化工原理水乙醇连续精馏塔设计Word格式文档下载.docx
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0.82+q×
∴qkmol
2、Rmin的确定
图1
乙醇—水体系为非理想体系,其平衡曲线有下凹部分,当操作线与q线的交点尚未落在平衡线上之前,操作线已与平衡线相切,如图1。
此时Rmin可由点(xD,yD)向平衡曲线向切线的斜率求得。
由附图可见,该切线的斜率为
求得:
由于物料采用泡点进料:
q=1则有
qn.v〃=q=(R+1)qq
q=q+q=Rq+q
3、塔板数的确定
(1)精馏塔的气、液相负荷
qn.L=R×
55.48=144.248kmol
q′=q+q=144.248+218.kmol
q=(R+1)q=q′+1)×
=kmol
qn.L′+q=q′+q
∴qkmol/h
(2)回收率
乙醇的回收率为:
HA=
100﹪=
100﹪﹪
水的回收率为:
HB=
HB=﹪
(3)操作线方程:
精馏段操作线方程为
y=2.60x/3.60+xD
即
提馏段操作线方程为
即y=1.749x-
(4)图解法求理论版层数采用直角阶梯法求理论板层数,如图1所示。
在塔底或恒沸点附近作图时需要将图局部放大。
求解结果为
总理论塔板数N
=13-1=12(不包括再沸器)
进料板位置N
=11
精馏段理论板层数N
=10
提留段理论板层数N
=3(包括进料板)
(5)实际板层数的初步求取
求得塔平均温度℃
10
E
=45%
实际塔板数
N=N精+N提=23+7=23+7=30
(6)踏板总效率估算
①操作压力计算
塔顶操作压力:
pD=p表+p当地
取每层塔板压强降△
塔底操作压力pw=105.3+23×
kpa
平均操作压力pM=(105.3+121.4)kpa
②操作温度:
依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中乙醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算,计算过程略。
计算结果如下:
塔顶温度tD℃
塔底温度tw℃
平均温度tm=(tD+tw℃
③黏度的计算
在tm℃时,查得MH2O=0.292mpa.sμB
则μL=∑xi×
μLi×
0.36+(1-0.144)×
④相对挥发度计算
塔顶相对挥发度αD=p/p
塔底相对挥发度αw=p/p
平均相对挥发度α=
⑤塔板总效率的估算根据ET′=0.49(αμL
求得ET′
且ET′-ET=0.88﹪(<
1﹪)所以假设成立。
(三)精馏段的工艺条件及有关物性的数据计算
1、操作压力
塔顶操作压力pD=p当地+p表
每层塔板压降△
进料板压降pF×
23=
精馏段平均压降pm
2、操作温度
依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中乙醇—水的饱和蒸气压由安托尼方程计算,计算过程略。
塔顶温度tD℃
进料板温度tF℃
精馏段平均温度tm℃
3、平均摩尔质量
(1)塔顶混合物平均摩尔质量计算由xD查平衡线得x1
(2)进料板混合物平均摩尔质量计算由图解理论版得
yF
查平衡曲线得
xF
MLFm=×
18=kg/kmol
MVFm×
18=kg/mol
精馏段混合物平均摩尔质量
MLm=()/2=kg/kmol
MVm=()/2=kg/mol
4、精馏段的平均密度
(1)气相平均密度由理想气体状态方程计算,即
ρVm=
(kg/m3)
(2)液相平均密度液相平均密度依下式计算,即
1/ρm=∑wi/ρi
①顶液相平均密度。
由tD℃,查手册ρ水3
ρ乙醇=789kg/m3
ρLDm=
(kg/m3)
②进料板液相平均密度:
由tF℃查手册得
ρ水=958.4kg/m3ρ乙醇3
进料板液相的质量分数:
ωA=
ρLFm=
kg/m3
③精馏段液相平均密度
ρLm=()kg/m3
5、液体平均表面张力计算
(1)塔顶液相平均表面张力的计算当乙醇的质量分数为92﹪,查图P11得σ25℃×
103N/m,且乙醇的临界温度为243℃℃,则混合液体的临界温度为:
TmcF=∑xiTic=×
374.2=℃
将混合液体的临界温度代入
=(
)=(
)=0.724
∴σtD×
10-3N/m
(2)进料板液相平均表面张力的计算乙醇的质量分数为40﹪时,查附录4得σ25℃×
10-3N/m,且乙醇的临界温度为243℃℃
则混合液体的临界温度为:
TmCF=∑xiTic×
)02
∴σtF×
(3)精馏段液相平均表面张力计算
σLm=(16.25+15.48)×
(四)精馏塔的塔体工艺计算
1、塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
qv.v=
7(m3/s)
q=
(m3/s)
由umax=C
式中C=C20(
)计算,其中C20由图查取,图的横坐标为:
*(
)1/2=
(
)1/2
取板间距HT=0.45m,板上液层高度hL=0.05m,则
HT-hL=0.45-0.05=0.40(m)
查图3—3得C20=0.082,则
C=C20(
)
umax=C
=1.9(m/s)
取安全系数为0.6,则空塔气速为
max×
1.9=1.14(m/s)
D=
=1.07(m)
按标准塔径圆整后D=1m
塔截面积为AT=
D2=
12=0.785(m2)
实际空塔气速为u=
=1.307(m/s)
2、精馏塔的有效高度计算
精馏段有效高度为
Z精=(N精-4)HT=(23-4)×
0.45=8.55(m)
提馏段有效高度为
Z提=(N提-2)HT=(7-2)×
(m)
Z=Z精+Z提×
(五)塔板主要工艺尺寸的计算
1、溢流装置计算
因塔径D=1m,可选用但溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。
各项计算如下:
(1)堰长lwlw=0.66D=0.66(m)
(2)溢流堰高度hwhw=hL-h0w。
选用平直堰,堰上液层高度h0w依下式计算,即
h0w=
E(
)2/3
近似取E=1,则
h0w=
1×
)2/39(m)
取板上液层高度hL=0.05m,故hw=hL-h0w1(m)
(3)弓形液管宽度Wd和截面积Af由
—5得
=0.068,
故Af×
0.785=0.05338(m2)
Wd×
1=0.124(m)
依式(3—41)验算液体在降压管中停留时间,即
θ=
=23.78(s)>
5(s)
故降液管设计合理。
(4)降液管底隙高度h0
h0=
取u0′,则
h0=
=0.019(m)
hw-h0=0.0412-0.019=0.0222(m)>
0.0006(m)
故降液管底隙高度设计合理。
2、塔板布置及浮阀数目与排列
取阀孔动能因数F0=11,用式(3—47)求孔速u0,即
u0=
=9.33(m/s)
依式(3—48)求每层塔板上的浮阀数,即
N=
=92
取边缘区宽度Wc=0.06m,泡沫区宽度Ws
依式(3—45)计算塔板上的鼓泡区面积,即
Aа=2×
〔x
+
〕
R=
-Wc=0.5-0.06=0.44(m)
x=
-(Wd+Ws)=
-(0.12+0.07)=0.31(m)
Aa=2×
〕=0.611(m2)
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。
取同一横排的空心距t=75mm=0.075m,则可按下式估算排间距t′,即
t′=
=88.58(mm)
考虑到塔径的直径较大,必须采用分块式塔板,而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积,因此排列间距不宜采用89mm而应小于此值,故取t′=65mm=0.065mm。
按t=75mm,t′=65mm以等腰三角形叉排方式作图(略),阀数130个。
按N=130重新核算孔速及阀孔动能因数:
u0=N=
2(m/s)
F0=u0
塔板开孔率=
(六)塔板流体力学验算
1、气相通过浮阀塔板的压降
可根据式(3—49)计算塔板压降,即hp=hc+h1+hσ
(1)干板阻力由式(3—51)计算,即
u0c=(
)=8.77(m/s)
由于u0<
u0c则hc
=0.0338(m)
(2)板上充气液层阻力h1本设备分离乙醇和水的混合液,即液相为水,可取充气系数ε0=0.5.依式(3—53)计算,即
h1=ε0hL×
0.05=0.025(m)
(3)克服表面张力所造成的阻力h0因本设计采用浮阀塔,其h0很小,可忽略不计。
因此,气相流经一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为
hp=hc+h1=0.0338+0.025=0.0588(m)
单板压降△pp=hpρL×
9.81=473pa
2、淹塔
为了防止淹塔现象的发生,要求控制降液管中清夜层高度Hd≤φ(HT+hw)。
Hd可用下式计算,即
Hd=hp+hL+hd
(1)与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp
(2)液体通过降液管的压头损失hd因不设进口堰,故按式(3—62)计算,即
hd×
)2×
10-4(m)
板上液层高度h1取hL=0.05m,则
Hd=hp+hL+hd098(m)
取φ=0.5,HT=0.45m,hw=0.0412m,则
φ(HT+hw)×
(0.45+0.0412)=0.2456(m)
可见Hd<
φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求。
按式(3—58)及式(3—59)计算泛点率F1,即
F1=
100﹪
或
F1=
板上液体流径长度ZL=D-2Wd=1-2×
0.12=0.76(m)
板上液流面积Ab=AT-2Af×
0.05338=0.6782(m2)
水和乙醇可按正常系统按表3—3取物性系数K=1.0,又由图3—10查得泛点负荷系数CF=0.117,将以上数值代入式(3—58),得
F1=
又按式(3—59)计算泛点率,得
F1=
=
﹪
计算出的泛点率都在80﹪以下,故可知物沫夹带量能够满足eV<
0.1kg汽的要求。
(七)塔板负荷性能图
1、雾沫夹带线
对于一定物系及一定