化工原理课程设计乙醇水混合物.docx
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化工原理课程设计乙醇水混合物
课程名称化工原理课程设计
设计题目乙醇回收塔
学生姓名专业
班级学号
设计日期2012年1月2日至2012年1月13日
设计体系：
乙醇—水混合物
设计条件:
原料处理量：
100吨/天
原料浓度：
含醇10.5%（w%），其余为水
原料温度：
20℃
设计要求：
乙醇回收率98%
操作条件：
直接蒸汽加热
指导教师
2011年11月10日
一、前言---------------------------------------------------------------------4
二、设计说明书符号表---------------------------------------------------5
三、设计方案的确定------------------------------------------------------6
四、物性参数---------------------------------------------------------------6
五、回收塔的物料衡算---------------------------------------------------8
六、回收塔理论板数Nt的确定----------------------------------------9
七、回收塔工艺条件及有关物性数据计算---------------------------11
八、回收塔主要工艺尺寸计算-----------------------------------------13
九、液体分布器及其他设备简要设计--------------------------------14
十、回收塔的辅助设备计算--------------------------------------------18
十一、设计计算结果总表------------------------------------------------21
十二、参考资料-------------------------------------------------------------21
一前言
乙醇用途广泛，是基础的有机化工原料和优质燃料。
主要应用于精细化工，塑料等领域，用来制造乙醛、乙醚、乙酸乙酯、乙胺等化工原料，也是制取医药、染料、洗涤剂、涂料的重要原料之一。
塔设备在一定条件下，将能达到气液共存状态的混合物实现分离,纯化的单元操作设备。
广泛用于炼油，精细化工，环境工程，医药工程和轻纺织工程等行业和部门中。
塔设备与化工工艺密不可分，不管多好的工艺路线，没有良好的与之匹配的化工设备，就不会达到预期的设计效果，实现不了预期的设计指标。
因此，塔设备是工艺过程得以实现的载体，直接影响生产产品的质量和效益。
板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分接触操作。
生产上对塔器在工艺上及结构上提出的要求大致有下列几方面：
（1）生产能力大
（2）分离效率高（3）操作弹性大（4）气体阻力小（5）结构简单、设备取材面广等。
塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。
板式塔的研究起步较早，其流体力学和传质模型比较成熟，数据可靠。
尽管与填料塔相比效率较低、通量较小、压降较高、持液量较大，但由于结构简单、造价较低、适应性强、易于放大等特点，因而在70年代以前的很长一段时间内，塔板的研究一直处于领先地位。
然而，70年代初期出现的世界能源危机迫使填料塔技术在近20年来取得了长足进展。
由于性能优良的新填料相继问世，特别是规整填料和新型塔内件的不断开发应用和基础理论研究的不断深入，使填料的放大技术有了新的突破，改变了以板式塔为主的局面。
在我国，随着石油化工的不断发展，传质分离工程学的研究不断深入，使填料塔技术及其应用进入了一个崭新的时期，其工业应用与发达国家并驾齐驱，进入世界先进行列。
填料塔由填料，塔内件及筒体构成。
填料塔的发展史中最主要的就是填料的发展史。
由早期的碎石发展成为拉西环，弧鞍形填料等新型填料。
与板式塔相比，新型的填料塔性能具有如下优点：
生产能力大，分离效率高，压力降小，操作弹性大，持液量小等优点。
本设计综合考虑流程，产量，分离要求，操作控制等因素，采用填料塔实现乙醇回收目标。
二设计说明书符号表
L
——
液相摩尔流量，kmol/h。
F
——
进料量流量，kmol/h。
V
——
汽相摩尔流量，kmol/h。
D
——
塔顶产品流量，kmol/h。
V
——
汽相摩尔流量，kmol/h。
W
——
塔底残液流量，kmol/h。
W
——
质量流量，kg/h。
x
——
液相摩尔分数。
a
——
质量百分比。
A
——
面积，m2。
cp
——
比热容，kJ/kg·K。
d
——
管径，mm。
D
——
塔径，m。
di
——
圆筒内径，mm。
DN
——
公称直径，mm。
Hd
——
塔顶空间高度（不包括封头），m。
HETP
——
等板高度，m。
K
——
传热系数，W/（m2·℃）。
l
——
管长，m。
Lh
——
液体喷淋量，m3/h。
Lh,min
——
最小液体喷淋量，m3/h。
M
——
摩尔质量，kg/kmol。
n
——
填料层分层数。
NT
——
理论塔板数。
p
——
压强，Pa。
Δp
——
压降，Pa。
Q
——
换热器的热负荷，W。
Re
——
雷诺数，无量纲。
t
——
温度，℃。
Δtm
——
对数平均温度差，℃。
T
——
绝对温度，K。
u
——
空塔气速，m/s。
uf
——
空塔气体泛速，m/s。
U
——
喷淋密度，m3/（m2·h）。
Umin
——
最小喷淋密度，m3/（m2·h）。
xD
——
塔顶产品浓度。
三设计方案的确定
本设计任务为分离乙醇-水混合物，从而达到回收乙醇的目的，采用回收塔操作。
设计中采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入回收塔内。
乙醇常压下的沸点为78.3℃，故可采用常压操作。
塔顶上升汽采用全凝器冷凝。
因所分离物系的重组分为水，故选用水蒸气直接蒸汽加热方法，釜液直接排放。
选取125Y型金属孔板波纹填料。
四．物性参数
⑴水和乙醇的物理性质
名称
分子式
相对分子质量
密度20℃
沸点（101.33Kp
20℃）
比热容（20℃Kg/（kg.℃）
粘度
（20℃）
mPa.s
导热系数（20℃）
/（m.℃
表面张力
（20℃）
N/m
水
H2O
18.02
998
100
4.183
1.005
0.599
72.8
乙醇
C2H5OH
46.07
789
78.3
2.39
1.15
0.172
22.8
⑵常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表
常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表1—6所示。
表1—6乙醇—水系统t—x—y数据
沸点t/℃
乙醇摩尔数/%
液相
气相
100
0
0
95.5
0.019
0.17
89
0.072
0.3891
86.7
0.0966
0.4375
85.3
0.1238
0.4704
84.1
0.1661
0.5089
82.7
0.2337
0.5445
82.3
0.2608
0.558
81.5
0.3273
0.5826
80.7
0.3965
0.6122
79.8
0.5079
0.6564
79.7
0.5198
0.6599
79.3
0.5732
0.6841
78.74
0.6763
0.7385
78.41
0.7472
0.7815
78.15
0.8943
0.8943
图1水-乙醇平衡体系t-x-y图
图2.x-y平衡图
图3局部放大的x-y平衡图
五回收塔的物料衡算
图4流程
乙醇摩尔质量M乙醇=46g/mol水的摩尔质量MH2O=18g/mol
F=100吨/天=198.98kmol/h
原料液乙醇的摩尔分率：
xF=0.105
M平均=0.105*46+（1-0.105）*18=20.94
n总=m/M平均=4.78*106
n乙醇=0.105*n总=0.5019*106
n水=（1-0.105）*n总=4.296*106
F=D+W
W=F=198.98kmol/h
对组分乙醇进行物料衡算得：
FxF=DxD+WxW
xW=（FxF-DxD）/W
又因为η=DxD/（FxF）得DxD=ηFxF
所以xW=（xF-ηFxF）/W=（1-η）xF=（1-98%）*10.5%=2.1*10-3
六回收塔理论板Nt的确定
图5NT确定，气相组成图解法
图6局部放大图
进气量变化对应y1的不同取值
序号
V0（kmol/h）
F/V'
y1
1
53.89
3.69
0.38
2
60.23
3.30
0.34
3
68.27
2.91
0.30
4
78.76
2.52
0.26
5
93.07
2.13
0.22
6
113.75
1.74
0.18
7
146.25
1.36
0.14
8
204.75
0.97
0.10
进气量的变化与理论板数的关系
V0（kmol/h）
NT
60.23
10
68.27
7
78.76
6
93.07
5
113.75
4
146.25
3
204.75
3
图7
在流量达到93.07kmol/h后，增加气量对理论板数影响不大，且进气量越大，塔顶汽相组成越小，塔径越大，因此选择理论塔板数NT=5，进气量V0=93.07kmol/h。
提馏线方程：
y=2.138x-0.0044897
F=W=L’=55.27mol/sD=V0=V=26.03mol/s
七回收塔工艺条件及有关物性数据计算
1.操作温度计算
塔顶温度tD=92.2℃塔底温度tW=100℃
平均温度t=（tD+tW）/2=96.1℃
2.平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.22,查平衡曲线得x1=0.027
MVD=y1M乙醇+（1-y1）M水=24.16kg/kmol
MLD=x1M乙醇+（1-x1）M水=18.756kg/kmol
由于塔底xW很小，塔底可看成只有主份水，故MVW=M水=MLW=18kg/kmol
全塔平均摩尔质量：
MV=（MVD+MVW）/2=21.08kg/kmol
ML=（MLD+MLW）/2=18.378kg/kmol
3.平均密度计算
气相平均密度计算：
由理想气体状态方程得
ρv=PMV/（RT）=101.3*21.08/[8.314*（96.1+273.15）]=0.696kg/m3
液相平均密度计算：
由于操作过程中乙醇在液相中浓度很小可近似取ρl=960kg/m3
4.液体平均表面张力计算
液体平均表面张力依据δl=Σxiδi计算
塔顶液相平均表面张力的计算：
由tD=92.2℃，查手册得δ乙醇=1.61*10-3N/m,δ水=61.79*10-3N/m
δLD=x1δ乙醇+（1-x1）δ水=61.16*10-3N/m
塔底液相平均表面张力的计算：
由tW=100℃,查手册得δ乙醇=15.5*10-3N/m,δ水=58.84*10-3N/m
δLW=xWδ乙醇+（1-xW）δ水=58.74*10-3N/m
平均表面张力为：
δL=（δLD+δLW）/2=59.95*10-3N/m
5.液体平均粘度计算
液相平均粘度计算，即㏒μL=Σxi㏒μi
塔顶液相平均粘度计算：
由tD=92.2℃,查手册得，μ乙醇=0.358mPa·sμ水=0.3387mPa·s
㏒μLD=x1㏒μ乙醇+（1-x1）㏒μ水
解得μLD=0.898mPa·s
塔底液相平均粘度计算：
由tW=100℃,查手册得，μ乙醇=0.3214mPa·sμ水=0.2838mPa·s
㏒μLW=xW㏒μ乙醇+（1-xW）㏒μ水
解得μLW=0.28mPa·s
液体平均粘度为：
μL=（μLD+μLW）/2=0.589mPa·s
八回收塔的塔体主要工艺计算
1.塔径的计算
采用气相负荷因子法计算适宜的空塔气速
液相质量流量为：
ωL=LML=60.19*10-3*3600*18.1428=3931.25kg/h
气相质量流量为：
ωV=VMV=30*10-3*3600*19.204=2074.032kg/h
流动参数为：
ψ=ωL/ωV（ρV/ρL）0.5=0.0489
查波纹填料的最大负荷因子图得，Cs﹐max=0.25
Cs=0.8Cs﹐max=0.8*0.25=0.2
由Cs=u[ρV/（ρL-ρV）]^0.5得u=Cs/[ρV/（ρL-ρV）]0.5=0.0976/[0.696/（960-0.696）]0.5=7.736m/s
D=[4Vs/（Лu）]0.5=[4*19753.64/（0.696*3600）/（3.14*3.152）]0.5=0.385m
圆整塔径，取D=400mm
2.液体喷淋密度的验算
U=Lh/（0.785D0.5）=3931.25/960/（0.785*0.40.5）=8.256m3/（㎡·h）>0.2m3/（㎡·h）
3.填料层高度计算
对125Y型金属孔板波纹填料，查手册得，每米填料理论板数为1～1.2块，取nt=1
则HETP=1/nt=1m
填料侧层高度Z=Nt·HETP=5*1=5m
Z´=1.3*3=6.5m
4.填料层的分段
填料层的分段高度h=（15～20）HETP>Z´=6.5m
故该填料层无需分段
5.填料层压降计算
对于对125Y型金属孔板波纹填料，查手册得，每米填料层压降为Δp/Z=2.0*10-4MPa/m
填料层总压降为:
Δp=6.5*2.0*10-4MPa=1.3kPa
九液体分布器及其他设备简要设计
1液体分布器选择
布液点数为n=Л（D/2）2*40=3.14*（0.4/2）2*40=5点
由于塔径D=0.4m<1.2m,故可用如图管式喷淋器
布液计算：
由Ls=Л/4d2nφ（2gΔH）0.5取φ=0.65，ΔH=160mm
d=[4Ls/Лnφ/（2gΔH）0.5]0.5
=[4*100*1000/（3600*960*3.14*5*0.65）/（2*9.81*0.16）0.5]0.5=0.08m
取d=80mm
故液体分布器如下图所示：
2除沫器选择
气体从塔顶流出时，总会带少量液滴出塔。
为使气体夹带的液滴能重新返回塔内，一般在塔内液体喷淋装置上方装置除沫器。
常用的除沫器有折流板式和填料层式。
在此选用丝网膜除沫器
9.1管道设计与选择
为减少气液进出塔对塔内操作的冲击，管径选取按下述条件：
液体流速：
uL=0.1~1m/s
蒸汽流速：
u0=30~50m/s
9.2塔顶蒸汽出口管径
取u=38m/s
则蒸汽出口管管径：
d=[4D/（ЛuρV）]O.5=[4*30/（3.14*38*640）]0.5=0.0396m
圆整后d=40mm选择φ40×4的管子
9.3进料管管径
取uL=0.7m/s
则进料管管径：
d=[4F/（лuLρLF）]0.5=[4*60.19/（3.14*0.7*960）]0.5=0.0337m
圆整后d=38mm选择φ38×3的管子
9.4塔釜出料管管径
取uL=0.7m/s
则出料管管径：
d=[4WL/（лuLρLW）]0.5=[4*60.19/（3.14*0.7*960）]0.5=0.0337m
圆整后d=38mm选择φ38×3的管子
9.5塔釜进蒸汽管管径
取u=38m/s
则蒸汽进口管管径：
d=[4V/（ЛuρV）]O.5=[4*30/（3.14*38*675）]0.5=0.0396m
圆整后d=40mm选择φ40×4的管子
管道规格表
塔顶蒸汽出口管
进料管管径
塔釜出料管
塔底蒸汽进管
管径/mm
φ40×4
φ38×3
φ38×3
φ40×4
9.6其他附件选择
.1筒体
圆筒计算厚度，
考虑到介质对筒壁的腐蚀作用，在设计筒体所需厚度时，还应在计算厚度δ的基础上，增加腐蚀裕度C2。
由此得到筒体的设计厚为
式中δd-圆筒设计厚度,mm；Di-圆筒内径,mm；p-容器设计压力，MPa；φ-焊接头系数.
由于p与[δ]tφ比很小,采用简写式:
：
设计温度为96.1℃，采用碳素钢钢板，查得钢号为Q235-B，钢板标准为GB912，在此设计温度下的许用应力为113MPa，
计算压力
圆筒内径
焊接头系数
则
圆整后为4mm，在钢号为Q235-B，钢板标准为GB912的厚度3~4mm范围内。
表压力容器用碳素钢钢板的需用压力
钢号
钢板标准
使用状态
厚度mm
常温强度指标
100℃下的许用应力
MPa
δb
MPa
δs
MPa
Q235-B
GB912
热轧
3~4mm
375
235
113
2封头
选用标准椭圆形封头
这种封头是由半个椭圆球和一段高度为h0的圆柱形筒节构成。
曲面深度h=225mm
查表，封头直边高度
封头高度：
.3法兰
由于在常压下操作,所有法兰均采用标准管法兰—平焊法兰。
选择公称压力PN=0.78MPa，公称直径为400mm的标准法兰。
填料筒法兰查表选择如下参数：
表PN=1.0MPa的甲型平焊法兰尺寸与质量
公称直径DN/mm
法兰/mm
螺柱
对接筒体最小厚度/mm
连接尺寸
法兰盘厚度
高颈尺寸
质量/kg
规格
数量
D
D1
D2
D3
D4
d
甲型平焊
H
h
δ1
δ2
R
300
415
380
350
340
337
18
26
85
25
12
22
12
12.5
M16
16
4
.4耳式支座
AN型耳式支座参数如下：
表AN型耳式支座尺寸/mm
支座号
支座本体允许载荷[Q]/（kN）
适用容器公称直径DN
高度
H
底板
筋板
螺栓（孔）
支座质量/kg
l1
b1
δ1
s1
l2
b2
δ2
d
螺纹
2
20
500~1000
160
125
130
8
40
100
100
5
24
M20
1.5
5塔总高度计算
=0.7+3.9+0+1.5=6.1m
式中：
Hd——塔顶空间高度（不包括封头），m。
取0.7m。
Hf——液体再分布器的空间高度，m。
Hb——塔底空间高度，m。
取1.5m。
n——填料层分层数。
十回收塔的辅助设备计算
1.塔顶全凝器的计算与选择
塔顶质量流量
ωD=D[xDM乙醇+（1-xD）M水]=75*[0.22*46+（1-0.22）*18]=1812g/s
查手册得，乙醇在水中摩尔浓度为0.16时，潜热为1684.54J/g
每秒塔顶组份完全冷凝所放出的热量：
Q=1812*1684.54=3052386.48J
用温度为28℃的水冷凝，则t2=28℃,t1=tD=92.2℃
回凝器采用碳钢材质，查手册得t=28℃,其热导率λ2=51.36W/（m·℃）
t=92.2℃,其热导率λ1=49.40W/（m·℃）
平均热导率：
λm=（λ1+λ2）/2=50.38W/（m·℃）
管壁厚b=3mm=3*10-3m
由Q=（t1-t2）/[b/（λmAm）]得:
Am=bQ/[（t1-t2）λ]=3*10-3*2840134.44/[（92.2-28）*50.38]=2.631㎡
取管内径d1=80mm=0.08m,
由Am=（Лd2L-Лd1L）/㏑（d2/d1）得:
L=AmЛ㏑（d2/d1）/（Лd2-Лd1）=11.87m
取实际L=12m
全凝器由12根φ80mm*3mm长为1m的碳钢构
2.进料换热器的计算
进料质量流量ωF=100*106/（24*3600）=1157.4g/s
进料时乙醇的浓度很底，故可将进料液看成全为水做近似运算
查手册得t1=20℃时，水的比热容Cp=4.18J/（g·℃）
进料加热到泡点温度t2=98.9℃,每秒所需热量Q=1157.4*4.18*（98.9-20）=381712.8348J
用温度为140℃的饱和水蒸气加热（错流式）
Δtm´=（Δt2-Δt1）/㏑（Δt2/Δt1）=[（140-98.9）-（100-20）]/㏑[（140-98.9）/（100-20）]=58.4℃
P=（t2-t1）/（T1-t1）=（98.9-20）/（140-20）=0.6575
R=（T1-t2）/（t2-t1）=（140-100）/（98.9-20）=0.507
由P、R查手册得ψΔt=0.95
Δtm=ψΔtΔtm´=55.48℃
查手册得，热流体为水蒸气冷凝，冷流体为水的管壳式换热器的传热系数K大致范围为1420～4250W/（㎡/℃）,取k=1500W/（㎡/℃）
传热面积:
A=Q/（kΔtm）=1068789.34/（1500*55.48）=12.8㎡
取管内径di=0.08m
L=A/（Лdi）=12.8/（Л*0.08）=50.9m
换热器由33根φ80mm*3mm长为1.5m的1.5m的碳钢管构成
十一设计计算结果总表
表8-1计算结果总表
项目
符号
单位
计算数据
进料量流量
F
mol/s
55.27
塔底残液流量
W
mol/s
55.27
水蒸汽通入量
V0
mol/s
26.03
塔顶产品流量
D
mol/s
26.03
液相摩尔流量
L
mol/s
55.27
汽相摩尔流量
V
mol/s
26.03
进料量浓度
xF
0.105
塔底残液浓度
xW
2.1*10-3
塔顶产品浓度
xD
0.22
气相平均密度
ρV
kg/m3
0.696
液相平均密度
ρL
kg/m3
960
液相平均表面张力
δL
N/m
59.95*10-3
液相平均粘度
μL
mPa/s
0.589
平均压强
pm
kPa
101.7
塔板数
N
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