93997121酒精連續(xù)精餾板式塔的設(shè)計(jì)

1、 第一部分 設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)1、 題目：酒精連續(xù)精餾板式塔的設(shè)計(jì)2、 原始數(shù)據(jù)： 2.1 乙醇水混合物，含乙醇 37 %（質(zhì)量），溫度 25 ;2.2 產(chǎn)品：餾出液含乙醇 94 %（質(zhì)量），溫度 35 ;2.3塔底：塔底液含乙醇 0.06 %（質(zhì)量）2.4生產(chǎn)能力：日產(chǎn)酒精（指餾出液） 11500 kg;2.5熱源條件：加熱蒸汽為飽和蒸汽，其絕對(duì)壓強(qiáng)為 300 kpa;3、任務(wù)：3.1確定精餾的流程，繪出流程圖，標(biāo)明所需的設(shè)備、管線及其有關(guān)觀測(cè)或控制所必需的儀表和裝置。3.2精餾塔的工藝設(shè)計(jì)和結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)：選定塔板型，確定塔徑、塔高及進(jìn)料板的位置；選擇塔板的結(jié)構(gòu)型式、確定塔板的結(jié)構(gòu)尺寸；進(jìn)行塔板流體力學(xué)

2、的計(jì)算（包括塔板壓降、淹塔的校核及霧沫夾帶量的校核等）。3.3作出塔的操作性能圖、計(jì)算其操作彈性。3.4確定與塔身相連的各種管路的直徑。3.5計(jì)算全塔裝置所用蒸汽量和冷卻水用量，確定每個(gè)換熱器的傳熱面積并進(jìn)行選型，若采用直接蒸汽加熱，需確定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸。3.6其它。4、 作業(yè)份量：4.1設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)一份，說(shuō)明書(shū)內(nèi)容見(jiàn)化工過(guò)程及設(shè)備設(shè)計(jì)的緒論，其中設(shè)計(jì)說(shuō)明結(jié)果概要一項(xiàng)具體內(nèi)容包括：塔板數(shù)、塔高、塔徑、板間距、回流比、蒸汽上升速度、熱交換面積、單位產(chǎn)品熱交換面積、蒸汽用量、單位產(chǎn)品蒸汽用量、冷卻水用量、單位產(chǎn)品冷卻水用量、操作壓強(qiáng)、附屬設(shè)備的規(guī)格、型號(hào)及數(shù)量等。4.2塔裝配圖（1號(hào)圖紙）；

3、塔板結(jié)構(gòu)草圖（3535計(jì)算紙）；工藝流程圖（3550計(jì)算紙第二部分 確定設(shè)計(jì)方案1、 設(shè)計(jì)方案的確定(1) 塔板類(lèi)型：選用f1型重浮閥塔.浮閥塔兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，而且操作彈性大，操作靈活，板間壓降小，液面落差小, 浮閥的運(yùn)動(dòng)具有去污作用，不容易積垢堵塞，操作周期長(zhǎng)，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，容易安裝，操作費(fèi)用較小，其制造費(fèi)用僅為泡罩塔的60%80%；又由于f1型浮閥塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好；另外輕閥壓降雖小，但操作穩(wěn)定性差，低氣速時(shí)易漏液。綜上所述，選擇f1型重閥浮閥塔。(2) 操作壓力：常壓精餾對(duì)于乙醇水體系，在常壓下已經(jīng)是液態(tài)，且乙醇水不是熱敏性材料，在常壓下也可成功分離，所以選用

4、常壓精餾。因?yàn)楦邏夯蛘哒婵詹僮鲿?huì)引起操作上的其他問(wèn)題以及設(shè)備費(fèi)用的增加，尤其是真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費(fèi)用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費(fèi)用增加。綜上所述，選擇常壓操作。(3) 進(jìn)料狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料進(jìn)料狀態(tài)有五種，如果選擇泡點(diǎn)進(jìn)料，即q=1時(shí)，操作比較容易控制，且不受季節(jié)氣溫的影響，此外，泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑相同，設(shè)計(jì)和制造時(shí)比較方便。(4) 加熱方式：間接蒸汽加熱蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。直接蒸汽加熱只能用于塔底產(chǎn)物基本是水，由于蒸汽的不斷通入，對(duì)塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)

5、組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加，成本增加，故采用間接加熱。(5) 熱能利用方式：選擇適宜回流比，塔釜?dú)堃鹤鳛樵项A(yù)熱熱源適宜的回流比應(yīng)該通過(guò)經(jīng)濟(jì)核算來(lái)確定，即操作費(fèi)用和設(shè)備折舊費(fèi)用之和為最低時(shí)的回流比為最適宜的回流比。確定回流比的方法為：先求出最小回流比r，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取操作回流比為最小回流比的1.12.0倍，考慮到原始數(shù)據(jù)和設(shè)計(jì)任務(wù)，本方案取1.5，即：r1.5r；采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，可以充分利用釜液產(chǎn)品的余熱，節(jié)約能源。(6) 回流方式：泡點(diǎn)回流泡點(diǎn)回流易于控制,設(shè)計(jì)和控制時(shí)比較方便,而且可以節(jié)約能源。2、 工藝流程圖第三部分 設(shè)計(jì)計(jì)算過(guò)程1、工藝條件和物性參數(shù)計(jì)算1.1 將質(zhì)量分?jǐn)?shù)

6、換算成摩爾分?jǐn)?shù) 1.2 理論塔板數(shù)的求取1.2.1最小回流比因?yàn)槭桥蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以q=1。作平衡線和q線的關(guān)系圖，并作平衡線的切線與q線交于點(diǎn)（0.1869，0.3962），則最小回流比：1.2.2 實(shí)際回流比取最小回流比的1.5倍，則1.2.3 物料衡算 d=11.389kmol/h w=41.061kmol/h f=52.450kmol/hd=0.1331kg/s w=0.2054kg/s f=0.3385kg/s(1) 精餾段液相流量：氣相流量：(2) 提餾段液相流量：氣相流量：1.2.4 操作線方程(1) 精餾段方程：(2) 提餾段方程：1.2.5 圖解法計(jì)算理論塔板數(shù)圖解法得理論塔板數(shù)

7、為1.3 全塔效率1.3.1 由下圖可確定塔頂、進(jìn)料、塔釜溫度分別為： 1.3.2 由平衡曲線可得塔頂、進(jìn)料、塔底汽液相摩爾分?jǐn)?shù)：組分塔頂進(jìn)料塔底x0.83630.18690.000235y0.85970.51580.003071.3.3 全塔平均相對(duì)揮發(fā)度(1) 塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度：(2) 進(jìn)料的相對(duì)揮發(fā)度：(3) 塔釜的相對(duì)揮發(fā)度：全塔平均相對(duì)揮發(fā)度：1.3.4 全塔平均粘度(1) 塔頂粘度：(2) 塔底粘度： (3) 進(jìn)料粘度：全塔平均粘度：1.3.5 全塔效率為：1.4 實(shí)際塔板數(shù) 實(shí)際全塔效率取理論全塔效率的1.4倍，即1.40.4473=0.63 塊精餾段為35塊，進(jìn)料板為第36塊，

8、提餾段為7塊1.5 塔的工藝條件與物料數(shù)據(jù)計(jì)算1.5.1 平均分子量的計(jì)算 (1) 塔頂：0.8363 =0.8597氣相：液相： (2) 進(jìn)料：=0.1869 =0.5158氣相：液相： (3) 塔釜：=0.000235 =0.00307 氣相：液相：精餾段平均分子量：氣相：液相：提餾段平均分子量氣相：液相： 1.5.2 平均密度的計(jì)算(1) 液相：塔頂：(液)0.9802 (液)0.73480.85970.7348（10.8597）0.98020.7692769.2進(jìn)料： (液)0.9786 (液)0.72930.18690.7293（10.1869）0.97860.9320 932塔釜：

9、(液)0.9735 (液)0.7115 0.0002350.7115（10.000235）0.97350.9734 973.4精餾段平均液相密度：（769.2+932）/2=850.6提餾段平均液相密度：（932+973.4）/2=952.7(2) 氣相：查表（224）傳熱傳質(zhì)過(guò)程設(shè)備設(shè)計(jì)塔頂：1.478進(jìn)料：0.801塔釜：0.592 精餾段氣相平均密度: （1.478+0.801）/2=1.1395提餾段氣相平均密度：（0.801+0.592）/2=0.6965(3) 表面張力 塔頂：mn/m 17.4mn/m0.859717.4（10.8597）62.423.7mn/m進(jìn)料：61.4mn

10、/m 16.9mn/m0.186916.9（10.1869）61.453.1mn/m塔釜：58.2 mn/m 15.3mn/m0.00023515.3（10.000235）58.258.2 mn/m精餾段平均表面張力：=（23.7+53.1）/2=38.4 mn/m提餾段平均表面張力：=（53.1+58.2）/2=55.7 mn/m(4) 氣液相負(fù)荷量精餾段: =0.000399 =0.4468 提餾段：=0.000543=0.49572、 板式塔的主要工藝尺寸計(jì)算2.1 塔徑d2.1.1 求空塔氣速u(mài)2.1.1.1 精餾段： (2) 取板間距=0.35m，板上清液層高度為=0.05m則分離空

11、間-=0.3m(3) 查圖得負(fù)荷系數(shù)：=0.061，則c=0.061=0.0695(4) =c=0.0695=1.898 m/s可取安全系數(shù)0.70，則u=0.70=0.71.898=1.3286 m/s2.1.1.2 提餾段=0.0405(2)取板間距=0.35m，板上清液層高度為=0.05m則分離空間-=0.3m(3) 查圖得負(fù)荷系數(shù)： =0.063,則c=0.063=0.07732(4)=c=0.07732=2.858可取安全系數(shù)0.70，則u=0.70=0.72.858=2.001 m/s精餾段空塔氣速小于提餾段，所以選擇精餾段的空塔氣速計(jì)算塔徑2.1.2 塔徑d=m圓整取d=0.7m

12、，則實(shí)際空塔氣速為u=1.162 m/s塔的截面積：2.2 溢流裝置采用單溢流、弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。2.2.1 堰長(zhǎng) 取 =0.75d =0.750.7=0.525m2.2.2 出口堰高 =選用平直堰，堰上液層高度由下式計(jì)算 = 近似取e=1.03,則 =0.005722 故 =0.05-0.005722=0.044m2.2.3 降液管的寬度與降液管的面積 由查化工設(shè)計(jì)手冊(cè) 得 =0.17,=0.08 故 =0.17d=0.12m =0.08=0.031 停留時(shí)間 =31.1s (5s符合要求)2.2.4 降液管底隙高度 =-0.006=0.044-0.006=0.038m2.3 塔板布置

13、及浮閥數(shù)目及排列 2.3.1 閥孔數(shù) 取閥孔動(dòng)能因子 =10 孔速 精餾段： =9.368m 提餾段：=11.982m浮閥數(shù) 精餾段：n=40(個(gè)) 提餾段n=35（個(gè)）2.3.2 塔板布置取無(wú)效區(qū)寬度 =0.06m安定區(qū)寬度 =0.07m開(kāi)孔區(qū)面積 r=0.29mx=0.16m故 =0.175m精餾段：閥孔總面積：=0.0477 =0.071提餾段：閥孔總面積：=0.0414=0.076浮閥排列方式采用等邊三角形叉排實(shí)際布置如下： 精餾段 37個(gè) 提餾段 33個(gè)2.3.3 驗(yàn)證氣速及閥孔動(dòng)能因素及開(kāi)孔率2.3.3.1 由實(shí)際浮閥個(gè)數(shù)可知，實(shí)際閥孔中氣體速度為：精餾段：=10.11=10.79

14、提餾段：=12.58=10.50閥孔動(dòng)能因素在912的范圍內(nèi)2.3.3.2 精餾段塔板開(kāi)孔率為：=11.49%提餾段塔板開(kāi)孔率為：=10.24%均在 10%-14%之間，符合要求。3、 塔板流體力學(xué)校核3.1 阻力計(jì)算氣相通過(guò)浮塔板的壓力降，由下式計(jì)算 3.1.1 干板阻力 臨界孔速：精餾段：=9.778=12.58閥全開(kāi)=0.031m3.1.2 液層阻力 取充氣系數(shù)數(shù) =0.5,有 =0.50.05=0.0253.1.3 液體表面張力所造成阻力此項(xiàng)可以忽略不計(jì)。3.1.4 故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：精餾段：=0.037+0.025=0.062m常板壓降 =0.062850

15、.69.81=517.4(0.7k,符合設(shè)計(jì)要求)。 提餾段：=0.031+0.025=0.056常板壓降=0.056952.79.81=523.3(0.7k,符合設(shè)計(jì)要求)。3.2 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象了生，要求控制降液管中清液層高度符合， 其中 精餾段：由前計(jì)算知 =0.062m,按下式計(jì)算 =0.153=0.153=0.0004m板上液層高度 =0.05m,得： =0.062+0.05+0.0004=0.1124m提餾段：由前計(jì)算知 =0.056m,=0.153=0.153=0.00074m=0.056+0.05+0.00074=0.1067m取=0.5,板間距為0.35m,=0.044

16、m, 有 =0.5(0.35+0.044)=0.197m由此可見(jiàn)：，符合要求。3.3 霧沫夾帶 浮閥塔可以考慮泛點(diǎn)率，參考化學(xué)工程手冊(cè)。 泛點(diǎn)率=100%=d-2=0.7-20.12=0.46=-2=0.3847-20.031=0.323式中板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度，m; 板上液流面積，； 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)， k特性系數(shù)，取1.0.精餾段： 泛點(diǎn)率= =54.1% (70%,符合要求)提餾段：泛點(diǎn)率= =47.3% (15%，故可用）6.2 冷卻器取水進(jìn)口溫度為25，水的出口溫度為40；塔頂全凝器出來(lái)的有機(jī)液（質(zhì)量分率94%的乙醇溶液）d=0.1331kg/s；溫度為78.3，降至35。按產(chǎn)品冷卻前后的平

17、均溫度查算比熱：所用水量：kg/s取總傳熱系數(shù)k=450=0.450kj/a=取安全系數(shù)1.1，則a=1.894可選型號(hào)為：6.3 再沸器已知：塔頂蒸汽流量：=。用300kpa 飽和蒸汽加熱， 查得該蒸汽的汽化熱為=2172.8kj/kg，溫度為133.6。 =0.2472172.8=2185.4，得飽和蒸汽用量=0.2463 kg/s。 取k=1000 w/(m2k)?？蛇x型號(hào)6.4 進(jìn)料預(yù)熱器和塔釜?dú)堃豪淠鳎哼M(jìn)料組成為37%（質(zhì)），溫度為25，流量為0.3385kg / s，要求預(yù)熱到83.55。先用塔釜?dú)堃侯A(yù)熱，然后再用蒸汽預(yù)熱到83.55。(1) 用塔釜?dú)堃侯A(yù)熱，塔釜?dú)堃航M成為0.0

18、6%（質(zhì)），溫度99.93，可視為純水，冷卻到35排放，流量為0.2054kg / s。進(jìn)料液： =68.5取總傳熱系數(shù)k=1200 w/(m2k)。 可選用型號(hào)為(2) 再用300kpa 的飽和蒸汽將進(jìn)料由68.5加熱至83.55，用300kpa 飽和蒸汽加熱， 查得該蒸汽的汽化熱為=2172.8kj/kg，溫度為133.6。 =0.00878取總傳熱系數(shù)k=400 w/(m2k)。 可選型號(hào)為第四部分 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表（以精餾段為例）精餾段氣相平均流量/(m3/s)0.4468精餾段液相平均流量/(m3/s)0.000399實(shí)際塔板數(shù)np42理論塔板數(shù)nt25.9板間距ht/m0.35塔徑d

19、/m0.7塔板型式單溢流,弓形降液管空塔氣速 u/(m/s)1.3286堰長(zhǎng)lw/m0.525堰高h(yuǎn)w/m0.044堰寬wd/m0.12板上液層高度hl/m0.05降液管底隙高度ho/m0.038浮閥個(gè)數(shù)n/個(gè)37閥孔氣速u(mài)o/(m/s)10.11閥孔動(dòng)能因數(shù)fo10.79臨界閥孔氣速u(mài)/(m/s)9.778孔心距t/m0.071單板壓降pp/pa517.4液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間s/s31.1降液管內(nèi)清液層高度hd/m0.1124泛點(diǎn)率%74氣相負(fù)荷上限(vs)max/(m3/s)0.579氣相負(fù)荷下限(vs)min/(m3/s)0.351操作彈性1.65第五部分 參考文獻(xiàn)1.鄒華生，鐘理，伍欽，賴(lài)萬(wàn)東. 傳熱傳質(zhì)過(guò)程設(shè)備設(shè)計(jì). 華南理工大學(xué)出版社2. 鄒華生，鐘理，伍欽. 流體力學(xué)與傳熱 . 華南理工大學(xué)出版社. 20043. 趙軍，張有忱，段成紅. 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) . 化學(xué)工業(yè)出版社5. 化工原理課程設(shè)計(jì) . 清華大學(xué)出版社.19946. 陳錦昌. 計(jì)算機(jī)工程制圖 .華南理工大學(xué)出版社.20057. 化工設(shè)備結(jié)構(gòu)圖冊(cè)編寫(xiě)組. 化工設(shè)備結(jié)構(gòu)圖冊(cè) .上?？茖W(xué)技術(shù)出版社.19