《乙醇回收塔.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《乙醇回收塔.docx（21页珍藏版）》请在三一办公上搜索。
1、精选优质文档-倾情为你奉上课程名称 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 目录一、 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
2、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
3、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
4、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
5、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/kgK。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,m
6、in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。p压降，Pa。Q换热器的热负荷，W。Re雷诺数，无量纲。t温度，。tm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/(m2h)。Umin最小喷淋密度，m3/(m2h)。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
7、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(101.33Kp20)比热容（20Kg/(kg.）粘度（20）mPa.s导热系数（20）/(m.表面张力（20）N/m水H2O18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇C2H5OH46.0778978.32.391.150.17222.8常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表常压下乙醇水系统txy数据如表16所示。表16 乙醇水系统txy数据沸点t/乙醇摩尔数/%液相气相1000095.50.0190.17890.0720.389186.70.0
8、9660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.55881.50.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943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/molF = 100
9、吨/天 =198.98kmol/h原料液乙醇的摩尔分率：xF =0.105M平均=0.105*46+(1-0.105)*18=20.94n总=m/M平均=4.78*106n乙醇=0.105*n总=0.5019*106n水=(1-0.105)* n总=4.296*106F = 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= DxD/（ FxF ） 得DxD=FxF所以 xW= （xF-FxF）/W=(1-) 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
10、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/Vy1153.893.690.38260.233.300.34368.272.910.30478.762.520.26593.072.130.226113.751.740.187146.251.360.148204.750.970.10进气量的变化与理论板数的关系V0（kmol/h）NT60.231068.27778.76693.075113.754146.253204.753图7在流量达到93.07 kmol/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 =
11、 5，进气量V0 = 93.07kmol/h。提馏线方程：y=2.138x-0.F=W=L=55.27mol/s D= 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=96.12.平均摩尔质量计算由xD=y1=0.22, 查平衡曲线得 x1=0.027MVD=y1M乙醇+（1-y1）M水=24.16kg/kmolMLD=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
12、：MV= (MVD+MVW)/2=21.08kg/kmol ML= (MLD+MLW)/2=18.378kg/kmol3.平均密度计算 气相平均密度计算： 由理想气体状态方程得 v=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l=960kg/m34.液体平均表面张力计算 液体平均表面张力依据 l=xii计算 塔顶液相平均表面张力的计算： 由tD=92.2，查手册得 乙醇=1.61*10-3N/m, 水=61.79*10-3N/m LD=x1乙醇+（1-x1）水=61.16
13、*10-3N/m 塔底液相平均表面张力的计算： 由tW=100, 查手册得 乙醇=15.5*10-3N/m, 水=58.84*10-3N/m LW=xW乙醇+（1-xW）水=58.74*10-3N/m 平均表面张力为： L=(LD+LW)/2=59.95*10-3N/m5.液体平均粘度计算 液相平均粘度计算，即 L=xii 塔顶液相平均粘度计算： 由tD=92.2, 查手册得，乙醇=0.358mPas 水=0.3387 mPas LD=x1乙醇+(1-x1)水 解得LD=0.898 mPas 塔底液相平均粘度计算： 由tW=100, 查手册得，乙醇=0. 3214mPas 水=0.2838 m
14、Pas LW=xW乙醇+(1-xW)水 解得LW=0.28 mPas 液体平均粘度为： L=（LD+LW）/2=0.589 mPas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：L=LML=60.19*10-3*3600*18.1428=3931.25kg/h气相质量流量为：V=VMV=30*10-3*3600*19.204=2074.032kg/h流动参数为：=L/V(V/L)0.5=0.0489查波纹填料的最大负荷因子图得，Csmax=0.25Cs=0.8 Csmax=0.8*0.25=0.2由Cs=uV/(L-V)0.5 得 u=Cs/V
15、/(L-V)0.5=0.0976/0.696/(960-0.696)0.5=7.736m/sD=4Vs/（u）0.5=4*19753.64/(0.696*3600)/(3.14*3.152)0.5=0.385m圆整塔径，取 D=400mm2.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11.2块，取nt=1 则 HETP=1/nt=1m 填料侧层高度Z=NtHETP=5*1=5m Z=1.3*3=6.5m4.填料层
16、的分段 填料层的分段高度 h=(1520)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p/Z=2.0*10-4MPa/m 填料层总压降为: p=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=(D/2)2*40=3.14*(0.4/2)2*40=5点 由于塔径D=0.4m1.2m,故可用如图管式喷淋器 布液计算： 由Ls=/4d2n(2gH)0.5 取=0.65 ， H=160mm d=4Ls/n/(2gH)0.50.5 =4*100*1000/(3600
17、*960*3.14*5*0.65)/(2*9.81*0.16)0.50.5=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 = 0.11 m/s蒸汽流速：u0 = 3050m/s9.2 塔顶蒸汽出口管径取u=38m/s则蒸汽出口管管径：d=4D/(uV)O.5=4*30/(3.14*38*640)0.5= 0.0396m圆
18、整后d=40mm 选择404的管子9.3进料管管径取uL=0.7m/s则进料管管径： d=4F/(uLLF)0.5=4*60.19/(3.14*0.7*960)0.5=0.0337m圆整后d=38mm 选择383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/(uLLW)0.5= 4*60.19/(3.14*0.7*960)0.5=0.0337m圆整后d=38mm 选择383的管子9.5 塔釜进蒸汽管管径取u=38 m/s则蒸汽进口管管径：d=4V/(uV)O.5=4*30/(3.14*38*675)0.5=0.0396m圆整后d=40mm 选择404的管子管道规格表
19、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/mm4043833834049.6 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d的基础上，增加腐蚀裕度C2。由此得到筒体的设计厚为 式中 dd-圆筒设计厚度,mm； Di-圆筒内径,mm； p-容器设计压力，MPa；f-焊接头系数.由于p与t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34
20、mm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MPabMPasMPaQ235-BGB912热轧34mm3752351132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
21、格数量DD1D2D3D4d甲型平焊Hh12R3004153803503403371826852512221212.5M16164.4 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/kgl1b11s1l2b22d螺纹2205001000160125130840100100524M201.55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0.7 m。Hf液体再分布器的空间高度，m。Hb塔底空间高度，m。取1.5 m。n填料层分层数。十 回收塔的辅助
22、设备计算 1.塔顶全凝器的计算与选择 塔顶质量流量 D=DxDM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=.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2=51.36W/(m) t=92.2,其热导率1=49.40W/(m)平均热导率：m=(1+2)/2=50.38 W/(m)管壁厚b=3mm=3*10-3m由Q=(t1-t2)/b/(mAm) 得:Am=b
23、Q/(t1-t2)=3*10-3*.44/(92.2-28)*50.38=2.631取管内径d1=80mm=0.08m,由Am=（d2L-d1L）/（d2/d1） 得:L=Am（d2/d1）/（d2-d1）=11.87m 取实际L=12m 全凝器由12根 80mm*3mm 长为1m的碳钢构2.进料换热器的计算 进料质量流量 F=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)
24、=.8348J 用温度为140的饱和水蒸气加热（错流式）tm=(t2-t1)/(t2/t1)=(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 t=0.95 tm=ttm=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 14204250W/(/),取 k=1500 W/(/) 传热面积:A=Q/(ktm)=.34/
25、(1500*55.48)=12.8 取管内径di=0.08m L=A/(di)=12.8/(*0.08)=50.9m 换热器由33根80mm*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Fmol/s55.27塔底残液流量Wmol/s55.27水蒸汽通入量V0mol/s26.03塔顶产品流量Dmol/s26.03液相摩尔流量Lmol/s55.27汽相摩尔流量Vmol/s26.03进料量浓度xF0.105塔底残液浓度xW2.1*10-3塔顶产品浓度xD0.22气相平均密度Vkg/ m30.696液相平均密度Lkg/ m3960
26、液相平均表面张力LN/m59.95*10-3液相平均粘度LmPa/s0.589平均压强pmkPa101.7塔板数N块5塔的有效高度Zm6.5塔径Dm0.385空塔气速Um/s3.68塔内压降pPa780十一 参考资料 1陈英男、刘玉兰.常用华工单元设备的设计M.上海：华东理工大学出版社，2005、42刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计M.山东：石油大学出版社，2001、53贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计M.天津：天津大学出版社，2002、84路秀林、王者相.塔设备M.北京：化学工业出版社，2004、15王明辉.化工单元过程课程设计M.北京：化学工业出版社，2002、66夏清、陈常贵.化工原理（上册）M.天津：天津大学出版社，2005、17夏清、陈常贵.化工原理（下册）M.天津：天津大学出版社，2005、18化学工程手册编辑委员会.化学工程手册气液传质设备M。北京：化学工业出版社，1989、79刘光启、马连湘.化学化工物性参数手册M.北京：化学工业出版社，200210贺匡国.化工容器及设备简明设计手册M.北京：化学工业出版社，200211管国锋，赵汝溥。化工原理。第二版。北京：化学工业出版社，2003.专心-专注-专业
