年产25000吨工业乙醇浮阀精馏塔设计课程设计Word文档下载推荐.docx

1、 由设计要求，塔顶乙醇的回收率为99%，塔底水的回收率为 H=（qn,W （1-xW）- qn,V0）/（qn,F （1-xF）=824.421-0.00079-339.72558.97（1-0.1154）=98.03%2.3.3操作线方程精馏段操作线: Y=RR+1x+1R+1xD ,即y=3.5743.574+1x+13.574+10.8598=0.7814x+0.188提馏段操作线： Y=WV0X-WV0XW=824.42339.72X-824.42339.720.00079 =2.4268X-0.00192.3.4 用图解法求理论板数（见附图）总理论板数NT =25（不包括再沸器）进料

2、板位置NF =22精馏段理论板数N精 =21提馏段理论板数N提 =42.3.5 实际板层数的初步求取 设ET =54%，则精馏段实际板数N精 =21/54%=39提馏段实际板数N提 =4/54%=7 NP =N精+N提=462.3.6 塔板总效率估算2.3.6.1 操作压力计算塔顶操作压力PD =101.325 kPa每层塔板压降P=0.7 kPa塔底操作压力PW =PD +P46=133.525 kPa2.3.6.2 操作温度的计算 乙醇和水的饱和蒸汽压均用安妥因方程计算，并通过试差法计算。 乙醇的安托因方程为： P=A-BC+t（P/kPa,t/），其中A=7.33827，B=1650.0

3、5， C=231.48。 水的安托因方程为： P=A-Bt+C+273.14（P/kPa,t/）, 其中A=16.37379，B=3876.659， C=-43.42。试差过程见表1和表2。表 1试差计算塔顶的操作温度P（水）*/kPaP（乙醇）*/kPaP（总）P（总）-PD47.32946402109.8548209101.0887659-0.23623414547.71330866110.718045101.8847810.55978096248.09976518111.586932102.68603121.36103122148.48884763112.461511103.492543

4、62.16754362147.52106073110.2857269101.48612070.16112069747.48268935110.1994328101.40654540.08154540347.46351342110.156307101.36677730.041777328表 2 试差计算塔底的操作温度试差次数温度/P（总）-Pw1100229.3207130.181163363-133.34383662110142.9441785320.7860058143.08467369.5596735633101104.7852993237.3641309104.8900366-28.63

5、4963434102108.5542608245.6388797108.6625576-24.862442395103112.4349009254.1500144112.5468558-20.978144186104116.4297564262.9026593116.54547-16.979529977105120.5414014271.9020085120.6609763-12.864023688106124.7724472281.1533257124.8959881-8.6290118789107129.1255426290.661945129.2531563-4.271843652101

6、08133.6033739300.4332703133.73516950.21016953211109138.2086653310.4727757138.34475394.81975391612107.8132.6976986298.457727132.828649-0.69635101713107.9133.1499003299.4441605133.2812728-0.24372721214107.95133.376478299.9383805133.5080619-0.016938129由试差得到td=80.07, tW=107.95,平均温度tm =（td +tW）/2=94.01。2

7、.3.6.3 黏度的计算 tm =94.01时，水=0.294mPaS, 乙醇=0.38 mPaS。 L=（xiLi）=0.11540.38+1-0.1154=0.3039 mPaS2.3.6.4 相对挥发度的计算 D=PB,DPH2O,D =110.15647.464=2.3208 W=PB,WPH2O,W=299.938133.376=2.2488平均相对挥发度=DW=2.28452.3.6.5 塔板总效率的计算 ET=0.49L-0.245=0.492.28450.3039-0.245=0.5348 ET-ET=0.42%1%，故假设成立，取ET=0.5348。2.3.7 实际塔板层数的

8、确定 N精 =21/0.5348=39 N精 =4/0.5348=7总实际板数NP =N精+N精=463 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1 操作压力进料板压降PF =PD +P39=128.625 kPa精馏段平均压降Pm =（101.325+128.625）/2=114.95 kPa3.2 操作温度仍利用安托因方程进行试差，td =80.07（见表3）。表 3试差法计算进料板处操作温度P（总）-PF7031.1720340873.3000522536.03360738-92.591392628054.5448902-74.08010989070.00881077160.547053

9、80.45692391-48.16807609101.1255168115.9192424-12.70575757163.467125434.84212539120.0848965-8.540103542124.3738258-4.251174213128.7888250.163824983133.33272944.707729435138.00841559.383415494142.818800614.19380061147.766843419.14184343152.85554424.23054396158.087943629.4629436215102.7111.2588324251.5

10、7155127.45092-1.17408002716102.8111.6497173252.4286317127.895604-0.72939595517102.9112.0417393253.2881181128.3415714-0.28342856918102.95112.2381775253.7187647128.5650373-0.05996274219102.97112.3168326253.8911922128.65451370.0295137得tF =102.97，精馏段平均温度tm =（80.07+102.97）/2=91.54。3.3 平均摩尔质量3.3.1 塔顶计算 xD

11、 =y1=0.8598,查相平衡图得x1=0.8518MLDM =0.851846+（1-0.8518）18=41.850 kg/kmolMVDM =0.859818=42.074 kg/kmol3.3.2 进料板摩尔质量 由图 yF =0.2820，查平衡线得xF =0.0359 MLFM =0.035946+（1-0.0359）18=19.005 kg/kmol MVFM =0.282046+（1-0.2820）18=25.896 kg/kmol 精馏段混合物平均摩尔质量： MLM =（41.850+19.005）/2=30.428 kg/kmol MVM =（42.074+25.896）

12、/2=33.985 kg/kmol3.4 精馏段的平均密度3.4.1 气相平均密度（理想气体状态方程） V,m=PmMV,mRTm=114.97533.9858.314（91.54+273.15）=1.289 kg/m33.4.2 液相平均密度 1V,m=（i/i）塔顶液相tD=80.07时，水=970.955kg/m3 V,乙醇=737.2kg/m3 。 LDm=10.94737.2+0.06/970.955=748.005 kg/m3 。进料板处tF=102.77时，水=957.142kg/m3 V,乙醇=719.9kg/m3 。进料板液相的质量分数 A=0.0359460.035946+

13、1-0.035918=0.0869 LDm=10.0869719.9+（1-0.0869）/957.42=930.495 kg/m3精馏段平均密度LDm=748.005+930.4952=839.25 kg/m3 3.5 液体表面张力3.5.1 塔顶液相乙醇-水溶液 25=25.610-3 N/m TmCD=（xiTiC）=0.8598243+0.1402374.2=261.394 tD 25=TmCD-TDTmCD-T251.2,故 tD=261.394-80.07261.394-251.225.610-3=18.6223.5.2 进料板平均表面张力 25=33.6 TmFC=0.11542

14、43+0.8846374.2=359.02 tF25=TmFC-TFTmFC-T251.2 tF=359.02-102.97359.02-251.233.610-3 Nm =24.4233.5.3 精馏段液相平均表面张力 Lm=（18.622+24.423）10-3 /2=21.52310-3 N/m4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1 塔径的计算 精馏段气、液相体积流率为 qV,V=qn,VMVm3600Vm=2.488 m3/s qV,L=qn,LMLm3600Lm=0.00267 m3/s qV,LqV,VLV1.2=0.002672.488839.251.2891.2=0.0274板间距

15、HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m， HT-hL=0.4m，查图得C20=0.084，C=C20L0.020.2=0.08421.523200.2=0.0852，umax=CL-VV=0.0852839.25-1.2891.289=2.172m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为： u= 0.6umax=0.62.172=1.303 m/s D=4qV,Vu=42.4883.14159261.303=1.56m圆整后根据工业规格，取D=1.6m。塔截面积为 AT=4D2=41.62=2.01 m2实际空塔气速为 u=qV,VAT=2.4882.01=1.238 m/s4.2 精馏塔

16、有效高度的计算精馏段、提馏段的有效高度分别为Z精=N精-4HT=39-40.45=15.8m Z提=N提-2HT=7-20.45=2.3m进料板上有1个人孔，精馏段有3个人孔，取其高度为0.8m。Z=Z精+Z提+0.84=15.8+2.3+3.2=21.3m5塔板主要工艺尺寸计算5.1 溢流装置计算 因塔径为1.6m，选用单流型弓形降液管，采用凹形受液槽。5.1.1堰长lw取lw=0.7D=0.71.6=1.12m5.1.2 溢流堰高度hw有hw=hl-how，选用平直堰，堰上液层高度为how how=2.841000EqV,Llw23取E=1， how=2.84100010.00267360

17、01.1223=0.012m取板上液层高度hl=0.05m，故 hw=hl-how=0.05-0.012=0.048m5.1.3 弓形降液管高度Wd和截面积Af 由lwD=0.7 查图得 AfAT=0.0889, WdD=0.145故 Af=0.08892.01=0.1787m2 Wd=0.1451.6=0.232m依式计算液体在降液管中停留时间 =3600AfHTqV,L=36000.17870.450.002673600=30.1s5s，故降液管设计合理。5.1.4降液管低隙高度h0 h0= qV,L3600lwu0 ，取u0=0.08ms h0=36000.0026736001.120.

18、08=0.0298m hw- h0=0.048-0.0298=0.0182m（0.006m）故降液管低隙高度设计合理。5.2 塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔的动能系数为F0=11u0=F0V=111.289=9.689m/s浮阀数N=qV,V4d02u0=2.48840.03929.689=215取安定区宽度Ws=0.08m，取边缘区宽度Wc=0.06m故鼓泡区面积Aa=2xR2-x2+180R2sin-1xR其中R=D2-Wc=1.62-0.06=0.74m X=D2-Wd+Ws=1.6/2-（0.232+0.08）=0.488mAa=20.4880.742-0.4882+1800.742s

19、in-10.4880.74=1.33m2。浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm，则可按下式估算排间距t,t=AaNt=1.332150.075=0.0824=82.4mm考虑到塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承也要占去一部分鼓泡区的面积，因此排间距取较小值,故t取80mm。按t=75mm，t=80mm，以等腰三角形作图，阀数为N=215,u0=9.69m/s,开孔率=uu0=1.2389.69=12.78%6 塔板流体力学验算6.1 气相通过浮阀塔板的压降hP=hc+hl+h6.1.1 干板阻力uOC=（73.1V）11.825=（73.11.289）11.

20、825=9.14m/s 因uOuOC,则hc=5.34u022gVL=5.349.69229.811.289839.25=0.0393m6.1.2 板上充气液层阻力hl 取0=0.5，hl=0hL=0.50.05=0.025m6.1.3 克服表面张力所受的阻力h（可忽略不计）故单板压降P=hPLg=0.0643839.259.81=529 Pa6.2 淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd（HT+hw），Hd可用下式计算，即Hd=hP+hl+hd6.2.1 与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hP=0.0643m6.2.2 液体通过降液管的压头损失hd 因不设进口堰，hd=

21、0.153qV,Llwh02=0.1530.002671.20.02982=0.000979m6.2.3 板上液层高度hl 取hL=0.05m 故 Hd=hP+hl+hd=0.0643+0.05+0.000979 =0.1145m取 =0.5，HT=0.45，hw=0.048HT+hw=0.50.45+0.048=0.249mHd（HT+hw），符合防止淹塔的要求。6.3 雾沫夹带F1=qV,VVL-V+1.36qV,LZLKCFAb100%或 F1=qV,VVL-V0.78KCFAT其中ZL=D-2Wd=1.6-20.232=1.136m Ab=AT-2Af=2.01-20.1787=1.6

22、53m查图得CF=0.171，代入上两式，分别得F1=2.4881.289839.25-1.289+1.361.1361.00.1711.653100%=35.98%1.289839.25-1.2890.78102.01100%=36.40%计算出得返点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV0.1kg液/kg汽 的要求。7 塔板负荷性能图7.1 雾沫夹带线 按泛点率为80%计算qV,VqV,L1.653=80%得 0.0392qV,V+1.545qV,L=0.2261即 qV,V=5.768-39.413qV,L7.2 液泛线由HT+hw=hP+hl+hd=hc+hl+h+hd确定液泛

23、线，忽略h项，得到HT+hw=5.34Vu02L2g+0.153（qV,Llwh0）2+1+0hw+2.841000E（3600qV,Llw）23u0=qV,V4d02N=14215qV,V=3.894qV,V化简为qV,V2=27.918-21664qV,L-146.4qV,L237.3 液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s（qV,L）max=AfHT5=0.17870.455=0.01608m3/s 7.4 漏液线 对于F1型重阀，依F0=u0V计算，又qV,V=4d02Nu0,则 qV,V=4d02NF0V （qV,V）min=421551.289=1.131m3/s7.5 液相负荷下限线取how=0.006mhow=2.841000E3600（qV,L）minlw23取 E=1（qV,L）min=1000how2.8423lw3600=0.000955m3/s图 2 负荷性能图从而可以算得，以液相流量为基准的操作弹性为操作弹性=4.621.18=3.92.