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1、符号说明：英文字母HT -人孔处塔板间距mAa塔板的开孔区面积，m2HT 塔板间距mAf 降液管的截面积, m 2l W 堰长mAT塔的截面积 mLs 液体体积流量m3/sC负荷因子无因次N 阀孔数目C20表囿张力为20mN/m的负荷因子P 操作压力 KPado阀孔直径 P- 压力降KPaD塔径 Pp- 气体通过每层筛的压降KPaev液沫夹带量kg液/kg气NT 理论板层数Et总板效率u 空塔气速m/sR回流比Vs 气体体积流量m3/sRmin-最小回流比Wc 边缘无效区宽度mM平均摩尔质量kg/kmolWd 弓形降液管宽度mt m平均温度Ws 破沫区宽度mg2重力加速度9.81m/s希腊字母
2、F阀孔气相动能因子kg 1/2/ 2)0 -液体在降液管内停留的时间 shl 进口堰与降液管间的水平距离mu 粘度hc与干板压降相当的液柱高度mP -密度 kg/m 3hf 塔板上鼓层高度m(T -表囿张力 N/mhl板上清液层高度m()开孔率无因次h1与板上液层阻力相当的液注高度X质里分率无因沃m下标ho降液管底隙高度mMax 最大的how堰上液层高度mMin 最小的hW溢流堰高度mL 液相的hp与克服表面张力的压降相当的液V 气相的注高度mm 精馏段H浮阀塔高度mn 提馏段Hb塔底空间高度mD 塔顶Hd降液管内清液层高度mF 进料板HD塔顶空间高度mW 塔釜HF进料板处塔板间距m一、概述乙
3、醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋 势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸储法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象，普通的精储对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇 水体系的精储设备是非常重要的。塔设备是最常采用的精储装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板
4、式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常 必要的。设计依据本设计依据于教科书理论及查阅教参文献为设计实例，对所提出的题目进行分析并做 出理论计算。技术来源目前，精储塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算 法对于连续精储塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。设计任务及要求原 料：乙醇一水溶液年产量50000吨乙醇含量：42% （质量分数）料液初温：45 C设计要求：塔顶乙醇含量为90% （质量分数）塔釜乙醇含量不大于 （质量分数）物性附表：表一：乙醇一水汽液平衡数据摩尔分数x摩尔分数yT/ C摩尔分数x摩尔分数yT/ C100表二：塔板间距与
5、塔径的关系塔径D/m板间距HT200300250350300450350600400600方案选择塔型选择：根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备 24小时计算，产品流量为6944kg/h,由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。操作压力：由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用， 操作压力选为常压其中塔顶压强为：0kPa （表压）饱和蒸汽压力：（表压）进料状态：虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段 工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精
6、储段和提储段的塔径相 同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精微塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料加热方式：精微塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的 热量供应；由于乙醇 水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采 用直接水蒸气加热， 这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器， 并且可以利用压力较低的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。厂址厂址位于宁夏地区宁夏地区大气压为：二、工艺计算由于精微过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩 尔分数原料液的摩尔组成：nCH CH2OHXf3nCH
7、 3cH20HnH2OmCH CH2OHmCH CH2OH/(3 Mch3cH 20HMch3cH 20H1 ml: 3cH20HM H2O42 42 58 / ( ) 0.220746 46 18同理可得：Xd= X w=原料液的平均摩尔质量:MFXFMCH3CH20H(1 Xf)Mh2o 0.2207 46 (1 0.2207) 1824.18kg / kmol同理可得： M=39.81kg/Kmol MW=18.04kg/Kmol45c下，原料液中：h2o 971Kg/m3, CHOH 735Kg/m3由此可查得塔顶、塔底混合物的沸点，详见表三 表三：原料液、储出液与釜液的流量与温度名称
8、料液（XF）储出液（Xd）釜液（Xw）X/%4290X （摩尔分数）摩尔质量（Kg/Kmol）沸点温度t/ c相对挥发度的计算及操作回流比的确定2.1.1相对挥发度的计算由相平衡方程式y x一可得1 (1)xy(x 1)x(y 1)根据乙醇一水体系的相平衡数据可以查得(表一)：y1xD0.7788, x1 0.7427(塔顶第一块板)Vf 0.5376, Xf 0.2207xw0.0016, yw 0.0143(塔釜)因此可以求得：1=1.219, f 4.105, w =9.053全塔的相对平均挥发度：m . 1 F W 1.219 4.105 9.0533.562.2.2最小回流比及操作回
9、流比的确定当进料为饱和液体时：RminxDxfm(1 xD)1 Vf3.56 1 0.22070.7788 3.56 (1 0.7788)0.53760.7Ropt(1.2 2)Rmin,则 Ropt0.24 1.41.1塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算2.3.1以年工作日为300天，每天开车24h计算，进料量50000 103F287.2kmol/h300 24 24.18由全塔的物料衡算方程可写出：V。F DV0V0FxfW L, L则可得：W, V0 0Dxd WxwqF RD qF,q 1(泡点)D 80.6kmol/h,W 375.9kmol /h,V0 169.3kmol/
10、h数据查得组成*=的乙醇一水溶液泡点温度为82.97 C,在平均温度附录查得乙醇与水的相关物性如下：乙醇的汽化潜热：rA=1000kJ/kg水的汽化潜热： rB=2499kJ/kg则可得平均汽化潜热：2.3.2全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：由汽液平衡(+45) /2=64 C下，由r rAxA rBxB 1000 0.2207 2499 (1 0.2207) 2168kJ / kg精微段：V=(R+1)D则塔顶蒸汽全部冷凝为泡点液体时，冷凝液的热负荷为QC Vr (R 1)Dr (1.1 1) 80.6 39.81 2168 1.4608 1 07kJ/h取水为冷凝介质，其进出冷凝
11、器的温度分别为20c和30 c则平均温度下的比热C 4.182kJ / kg c,于是冷凝水用量可求得：QcC(t2 t1)1.4608 1074.182 (30 20)349306kg/h2.3.3热能利用以釜残液对预热原料，则将原料加热至泡点所需的热量QF可记为:_ 8297 45 Qf WfCf&2 tF1),其中tFm 2 63.98C ,在进出预热器的平均温度以及tFm 63.98C的情况下可以查得比热 C 4.188kJ/kg C ,所以:-50000 106QF 4.188 (82.97 45) 1.104 10 kJ / h300 24釜残液放出的热量：Qw WWC (tW1
12、tW2)99 62 55 那么平均温度tWm 99.62 55 77.3C2查其比热为CW 4.19kJ/kg C ,因此Qw 422.54 18.04 4.19 (99.62 55) 1.425 106kJ/h可知，Qw Qf ,于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点 理论塔板层数的确定由上述计算可知 xF 0.2207, xD 0.7788, xW 0.0016;R 1.1,q 1.按平衡数据可得平衡曲线如图所示，在对角线上找到a点，该点横坐标为xD 0.7788 o由精微段操作曲线截距叨空 0.371,找出b点，连接ab即为精微段操作R 11.1 1曲线；以对角线上f点(xF 0.220
13、7)为起点，因为q=1,所以作xF 0.2207与ab的交点为d,由而 0.0016在对角线上确定点 c,连接c、d两点可得提储段操作线，从 a点起在平衡线与操作线之间作阶梯，求出总理论板数，由图可知所需总理论板数为19块，第15块板加料，精储段需板 14块板，提储段需5块板。 全塔效率的估算用奥康奈尔法(Oconenell)对全塔效率进行估算：1 F w 1.219 4.105 9.053 3.56全塔的平均温度:tmtDtF3tw78.43 82.97 99.6287 c在温度tm下查得 h2o 0.326mBS,乙醇=0.388mRS因为Lxi Li ,所以可得:LF 0.2207 0.388 (1 0.2207) 0.326 0.339mPaS全塔液体的平均粘度：Lm ( lf ld LW)/3 (0.339 0.388 0.326)/3 0.351全塔效率 Et 0.49( L) 0.245 0.49 (3.56 0.351) 0.245 46.4%实际塔板数NPNp Nt9 41块(含塔釜)Et0.464其中，精微段的塔板数为：14/0.464 32三、精储段的工艺条件操作压力塔顶操作压力PD P表101.325kPa每层塔板压降 P 0.7kPa塔釜操作压降PWPD 0.7 4
