分离乙醇水浮阀精馏塔设计Word下载.docx
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59.26
78.41
74.72
78.15
86.7
9.66
43.75
80.7
39.65
61.22
89.43
85.3
12.38
47.04
79.8
50.79
65.64
84.1
16.61
50.89
79.7
51.98
65.99
1温度
利用表中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW
①tF
89.0-86.7tF-89.0
7.21-9.66一8.91-7.21
tF=87.41C
②tD:
78.15-78.41_tD-78.15
89.43-74.72一88.14—89.43
tD=78.17C
③tw
100-95.5tw-100
0—1.900.078—0
tw=99.82C
④精馏段平均温度:
t1二
tF
tD
87.4178.17
2
=82.79C
⑤提馏段平均温度:
2密度
已知:
混合液密度:
「亚•亟(a为质量分数‘为平均相对分子质量)
LAB
混合气密度:
P
22.4Tp。
⑴精馏段:
匸-82.79C
84.1-82.782.79-82.7“‘心
液相组成x1:
"
=22.94%
(16.61-23.37)(捲—23.37)
84.1-82.782.79-82.7
气相组成『=54.22%
(50.89—54.45)(力—54.45)
所以ML1=0.2294461-0.229418=24.42kg/kmol
MV1=460.54221-0.54221^33.18kg/kmol
⑵提馏段t2=93.61C
液相组成X2:
95.5-89.093.61-89.0、,
X2
1.90-7.21x2-7.21
=3.44%
气相组成y2
(95.5一89.°
)=(93&
一89.°
)y2=2337%
(17.00-38.91)y2-38.91'
所以ML2=460.0344181-0.0344]=18.96kg/kmol
MV2=460.2337181-0.2337=24.54kg/kmol
Pc/(kgm‘)
Pw/(kgm^3)
80
735
971.8
85
730
968.6
90
724
965.3
95
720
961.85
716
958.4
由不同温度下乙醇和水的密度
求得在_t1与12下的乙醇和水的密度(单位:
kgm'
)。
匸=82.79°
C,
85-80
(968.6-971.8)
82.79-80
'
乙-735
—732.21kg/m3
一970.01kg/m3
85-8082.79-80
968.6-971.8_(?
水-971.8)
同理:
=93.61C,二乙丄721.11kg/m3,j'
=962.81kg/m3
0.2294汽46
10.229446181-0.22941-0.43213
;
L^851.06kg/m
:
L1732.21970.01
在精馏段:
液相密度「V1:
33.18273.15
汽相密度
22.4
273.1582.79
二1.14kg/m3
在提馏段:
液相密度几2:
1/4
m
XWVW
注:
;
二W
XwVw*X0V0
X0V0
XwVw'
X0V0
SW=XSWVS,
■:
S0
XS0V0
q
,:
:
w
BJg(),
Q=0.441
曲--wVv2/3it丿[q一
0.0344x46
丄=(0.°
344如6+仞0-°
.°
344))昇-°
8345)p93662kg/m3订2732.21962.81'
24.54273.15
汽相密度:
"
273.122.493.61"
8盹卅
3混合液体表面张力
元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算
公式:
g4,「SW•「S0二1
式中,下角标
w、
0、s分别代表水,有机物及表面部分;
XW、x0指主体部分的分子
数;
Vw、V0指主体部分的分子体积;
二W、二0为纯水、有机物的表面张力;
对乙醇q=2
①精馏段f=82.79C
由不同温度下乙醇和水的表面张力
温度/C
乙醇表面张力/(10"
Nm)
水表面张力/(10Nm)
70
18
64.3
17.15
62.6
16.2
60.7
15.2
58.8
乙醇表面张力:
水表面张力:
Vm-21.15cm'
/mol
几851.06
V匹=竺=40.35cm3/mol
-o1.14
90-80_16.2-17.15
90-82.7916.2-二乙醇
二乙醇=16.885
90-80_90-82.79
60.7-62.6一60.7-;
二水
「水二62.070
(X-V-)
XoVo(X-V-XoVo)
I1-XoV-2
XoVoX-V--XoVo1
=1.46
血一0.2294)汉21.15孑
0.229440.35(0.770621.150.229440.35)
因为Xd=0.2294,所以xW=1—0.2294=0.7706
B=lg(
2w
cp
o
)=|g1.46=0.146
Q“441q
CoVj/3
-axV2/3
wvw
-0.44182.79273.15
一0.930
I16.885"
0.035:
62.07071.122』
I2一
A=BQ=0.164-0.930=—0.766
联立方程组
A=lg
,sw
代入求得
—0.270,
s^0.740
_1/4
=0.27062.0701/4
0.74016.8851/4,二m=25.99
精馏段t2=93.61C
P'
1819.22cm3/mol
936.62
V;
=46二56.17cm3/mol
-o0.819
b'
»
g(
T
)=lg13.78=1.14
=0.441
x
93.61273.15
15.83936.662/3
2/3
-60.014x19.22
-0.825
100-90
100-93.61
二乙醇
15.2-;
「乙醇
=15.839
15.2-16.2
水表面张力:
100-93.61」
=60.014
58.8-60.7
/水
58.8-;
「水
巧
1(1-0.0344)19.22『
-10.72
0.034456.17(0.965619.220.034456.17)
因为x'
D=0.0344
所以x'
W=1-0.0344=0.9656
A'
=B'
Q'
=1.14—0.825—0.315
©
sw=0.737
2'
「2sw•「sc=1
®
so=0.263,盅=44.03
(4)混合物的粘度
1=82.790,查表得:
」水二0.3439mPas,」醇二0.433mPas
t2=93.61°
C,查表得:
卩水=0.298mPas,»
醇=0.381mPas
精馏段粘度:
叫二」醇x<
J水1-x1
叫=0.4330.22940.3439(1-0.2294)=0.3634mPas
提馏段粘度:
二"
醇x2」水1_x2
J2=0.3810.03440.298(1-0.0344)=0.3009mPas
(5)相对挥发度
1精馏段挥发度:
由,XA=0.2294,yA=0.5422得x^0.7706,y^0.4578
所以-二yAXB二0.54220.77°
6=3.98
yBxA0.4578x0.2294
2提馏段挥发度:
由xA=0.0344,yA'
=0.2337得,xB'
=0.9656,yB'
=0.7663
Yax'
b
II
YbXa
O.23370.9656=8.56
0.76630.0344
(6)气液相体积流量计算
由于泡点进料,q=1,所以Xp=*=0.0891
由Yp
ax
1(a-1)Xp
yp=0.3025
(7)根据x-y图得:
x^L』8814-0.3025=2.713
Yp-Xp0.3025-0.0891
取R=1.5Rmin=1.52.713=4.07,MV1=33.18kg/kmol
「L1=851.06kg/kmol
PV1=1.14kg/kmol
则有质量流量:
L1
=ML1L=24.420.086=2.1kg/s
V1
=MV1V=33.180.1054=3.497kg/s
体积流量:
Ls1
=2.47"
0'
m3/s
匚851.06
Vs1
3497=3.07m3/s
1.14
②提馏段:
因本设计为饱和液体进料,所以
q=1
L'
=LqF=0.0860.2071=0.2931kmol/s
V'
=Vq-1F=0.1054kmol/s
ML2=18.96kg/kmol,MV2=24.54kg/kmol
2.5865
0.819
二3.158m3/s
凡2=936.62kg/kmol,0.819kg/kmol
则有质里流里:
L2二ML2L‘=18.960.2931=5.5571kg/s
V2二MV2V=24.540.1054=2.5865kg/s
体积流里:
Ls2_L25.5571_5.9310」m3/s几2936.62
Vs2
V2
3理论塔板的计算
理论板:
指离开这种板的气液两相互成平衡,而且塔板上液相组成均匀。
理论板的计算方法:
可采用逐板计算法,图解法,在本次实验设计中采用图解法。
根据1.01325105Pa下,乙醇一水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线,即x-y曲线图,q
=1,即q为一直线,本平衡具有下凹部分,操作线尚未落到平衡线前,已与平衡线相切,
如图(图略):
乂卩二0.0891,yp二0.3025,所以Rmin=2.713,操作回流比
R=1.5陆=1.52.713=4.07
Rx
精馏段操作线方程:
yndxnD0.803xn0.174
R+1R+1
提馏段操作线方程:
yn^2.781x^0.00139
在图上作操作线,由点(0.8814,0.8814)起在平衡线与操作线间画阶梯,过精馏段操作线
与q线交点,直到阶梯与平衡线交点小于0.00078为止,由此得到理论板NT=26块(包括再沸器)加料板为第24块理论板。
E°
=N理/N实=0.5,N实=26/0.5=52块,加料板在第
50块。
板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体及流体力学性质有关,它反映了实际
塔板上传质过程进行的程度。
板效率可用奥康奈尔公式Et=0.49(:
」L)^245计算。
其中:
〉一一塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度;
‘l――塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa
⑴精馏段
=3.98,.咕=0・3643mPas
所以:
Et=0.49(3.980.3643)亠24'
=0.447
np精二
Nt
Et
23
=515
0.447.,故NP精=52块
⑵提馏段
a=8.56,kL2=0.3009mPas
Et=0.49(8.560.3009)^245=0.389
5=岂二爲®
4,故"
6块
全塔所需实际塔板数:
Np=NP精-NP提=52*6=58块
全塔效率:
et二山二尘1100%=4310%
Np58
加料板位置在第53块塔板。
4塔径的初步设计
(1)精馏段
由U二(0.6~0.8)Umax,
Umax
,式中C可由史密斯关联图查出:
横坐标数值:
亠电)1/2=247(851^6)1/2=002
VS1'
J3.07v1.14
取板间距:
Ht=0.45m,hL=0.07m,贝UHT—hL=0.38m
查图可知C20=0.076,
C
「二0.076空臾
2020
J
=0.08
Umax=0.08■■851.06-1.14^2.184m/s
U1=0.7Umax=0.72.184=1.529m/s
4疋3.07
3.141.529
=1.6m
横截面积:
22'
3072
At=0.7851.62.00m,空塔气速:
51.54m/s
2.00
Di=
(2)提馏段
横坐标数值:
Ls2(凡2)1/2=5.9310‘(936.62)1/2=0.064
Vs2曲23.1580.819
取板间距:
Ht=0.45m,hl=0.07m,贝UHt-h=0.38m
1
cccc:
936.62—0.819〜,
Umax:
“089、0.819皿讣
查图可知
C20
u2=0.7umax=0.73.01=2.11m/s
=0.076,C
=0.089
D2
T34澄泊如
圆整:
D=1.6m,横截面积:
At=0.7851.6^2.00m2,空塔气速:
U2
鸣T/s
5溢流装置
(1)堰长lw
取lw=0.65D=0.651.6=1.04m
出口堰高:
本设计采用平直堰,堰上液高度
how按下式计算
how
2.84
1000
1精馏段
hOW
-3
36003.0710
1.04
)=0.0137m
hw=h|—'
how=0.07—0.0137=0.0583m
2提馏段
how
36007.5010’
)=0.0249m
hw=hi-how=0.07-0.0249=0.0451m
(2)弓形降液管的宽度和横截面
查图得:
Af=0.0721,径=0.124,
AtD
则:
Af=0.07210.1442m2,Wd=0.1241.6=0.1984m
验算降液管内停留时间:
精馏段:
”_AfHt_0.14420.45=26.27s
Ls12.47汽10」
提馏段:
.AfH」4420?
5=10.94s
Ls25.93汉10」
停留时间95s。
故降液管可使用。
(3)降液管底隙高度
L"
2.47X0'
取降液管底隙的流速u0=0.13m/s,则hos-0.02m
lwU01.04汇0.13
取u0'
=O.13m/s,h'
o=35.93100.04m
lwU01.040.13
因为h0不小于20mm故h°
满足要求。
6塔板布置及浮阀数目与排列
(1)塔板分布
本设计塔径D=1.8m,采用分块式塔板,以便通过人孔装拆塔板。
(2)浮阀数目与排列
①精馏段
取阀孔动能因子F0=12,则孔速u01
1211.24m/s
每层塔板上浮阀数目为:
N=丄1竺229块(采用F型浮阀)
Hd2u0.78^0.039^11.24
d0u0
4
取边缘区宽度Wc=0.06m,破沫区宽度Ws=0.10m
计算塔板上的鼓泡区面积,即:
2-x2-nR2arcsin^
180R
D1.8
其中RWc0.06=0.84m
22
D18
xWdWs0.2230.10=0.577m
所以A
0842-°
.5772誌。
.淤®
詈九曲
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,取同一个横排的孔心距t=75mm
则排间距:
=一177—=103mm
Nt2299075
考虑到塔的直径较大,必须采用分块式塔板,而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区
面积,因此排间距不宜采用81mm而应小些,故取t=65mm=0.065m按t=75mm,t=65mm
以等腰三角形叉排方式作图,排得阀数288个。
按N=288重新核算孔速及阀孔动能因数
3.90
U0111.34m/s
—0.039288
F0'
-11.341.14=12.11
阀孔动能因数变化不大,仍在9~13范围内
u154
塔板开孔率丄=100%=13.58%
u011.34
②提馏段
F12
取阀孔动能因子F0=12,则u02013.26m/s
+陀J0.819
N二—Vs2乞15!
199块
兀d2.0.785汇0.0392灯3.26
d0U02
(177
按t=75mm估算排间距,t'
=.=113mm
1999075
取t=80mm排得阀数为244块
按N=244块重新核算孔速及阀孔动能因数
4.015…°
/
U02213.78m/s
0.785X0.0392x244
F02=13.78、0.819=12.47
塔板开孔率—=丄3色100%=11.47%u013.78
浮阀数排列方式如图所示(图略)
3.4.3塔板的流体力学计算
1气相通过浮阀塔板的压降
可根据hp二兀hh0c计算
①干板阻力:
U0c1
73.1
=1.825'
=1.825731
.1.14
=9.78m/s
因U01■u0c1,故:
1.1411.342
2851.069.8
=0.047m
②板上充气液层阻力取I。
=0.5,hLi=;
ohL=0.50.07=0.035m
3液体表面张力所造成的阻力
此阻力很小,可忽略不计,因此与气体流经塔板的压降相当的高度为
hp1=0.0470.035=0.082m
Pp1=hp1'
L1g=0.082851.069.8=683.91Pa
①干板阻力:
U0c2=1.825
h82谯"
5
因U02U0c2,
故:
hc^5.34雄"
34咒鳥丁囂7045m
②板上充气液层阻力取;
0=0.5,hL2=「0hL=0.50.7=0.035m
此阻力很小,可忽略不计,因此与单板的压降相当的液柱高度为
hp2=0.0450.035=0.080m
卩p2=hp2,L2g=0.080944.919.8=703.77Pa
2淹塔
为了防止发生淹塔现象,要求控制降液管中清液高度Hd:
「HT*hW,Hd二hp•hL•hd
①单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hp1=0.082m
②液体通过液体降液管的压头损失
L224710^2
亦①53(式)巾153(2^)"
0021m
3板上液层高度hL=0.07m,则Hd1=0.0820.00210.07=0.15m
取'
=0.5,已选定Ht=0.45m,hW1=0.0583m
则•:
Hthw1=0.50.450.0583=0.254m
可见Hdi:
「Ht-hw1所以符合防止淹塔的要求。
①单板压降所相当的液柱高度hp2=0.080m
hd2=0.153(旦
lwh02
)2=0.153(
5.9310:
1.040.02)
=0.0020m
③板上液层高度hL=0.07m,则Hd2=0.0800.0020.07=0.152m
取」=0.5,则:
(HThw)2=0.5(0.450.0451)=0.249m
可见Hd2:
「HtHw
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