乙醇水混合液浮閥式精餾塔設計設計浮閥幫助乙醇水浮閥精餾塔精餾塔設計乙醇

1、課 程 設 計課程設計名稱化工原理課程設計 課程設計題目乙醇-水混合液浮閥式精餾塔設計姓名廖銀波學號 070602211 專業(yè)化學工程與工藝班級 07化工（2）指導教師金真提交日期2010-12-30任務書（一） 設計題目：乙醇-水混合液浮閥式精餾塔設計 年處理量120000噸料液初溫：25料液濃度：50%(質(zhì)量分率)塔頂產(chǎn)品濃度大于：95% (質(zhì)量分率)塔底釜液含量小于 0.3% 至1%(質(zhì)量分率)每天實際生產(chǎn)天數(shù)：310天冷卻水溫度：25設備型式：浮閥塔（F1型）（二） 操作條件（1） 操作壓力：常壓（2） 進料熱狀態(tài)：自選（3） 回流比：自選（4） 塔底加熱：間接蒸汽加熱（5） 單板壓降

2、0.7 KPa（三） 設計內(nèi)容1設計說明書的內(nèi)容（1） 精餾塔的物料衡算；（2） 塔板數(shù)的確定；（3） 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算；（4） 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；（5） 塔板主要工藝尺寸的計算；（6） 塔板的流體力學驗算；（7） 塔板的負荷性能圖；（8） 塔頂全凝器設計計算：熱負荷， 載熱體用量， 選型（9） 精餾塔接管尺寸計算；（10） 對設計過程的評述和有關問題的討論。 2、設計圖紙要求：（1）確定精餾裝置流程，會出流程示意圖； （2）繪制精餾塔裝置圖（3）相關圖表（四） 參考資料1. 性數(shù)據(jù)的計算與圖表2. 化工工藝設計手冊3. 化工過程及設備設計4. 化學工程手冊5. 化

3、工原理 目錄任務書2目錄3前言51設計簡介52設備選型53工藝流程確定74. 設計方案8一設備工藝條件的計算101. 精餾塔物料衡算10原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率10原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量10物料衡算102. 物性參數(shù)12平均摩爾質(zhì)量12密度13混合物粘度14表面張力14相對揮發(fā)度143. 理論塔板數(shù)的確定15回流比15操作線方程15理論塔板數(shù)的確定164. 塔結(jié)構(gòu)的計算18塔徑的計算185. 塔主要工藝尺寸的計算20溢流裝置的計算20塔板的布置22二塔板的流體力學計算241塔板壓降242液泛計算263漏液274液沫夾帶量的計算275板負荷性能圖29霧沫夾帶線29液泛線30

4、液相負荷上限31漏液線31液相負荷下限線31三塔附件及塔高的計算331進料管332回流管333.塔釜出料管334.塔頂蒸氣出料管335.塔釜進氣管346.冷凝器的選擇347再沸器的選擇348塔高35四.主設備圖36五流程圖38六計算結(jié)果總匯39七符號說明40八參考文獻41前 言1設計簡介（1）設計內(nèi)容蒸餾是工業(yè)上應用最廣的液體混合物分離操作，廣泛用于石油、化工、輕工、食品、冶金等部門。精餾操作按不同方法進行分類。根據(jù)操作方式，可分為連續(xù)精餾和間歇精餾。本設計主要研究連續(xù)精餾。塔設備是煉油、石油化工、精細化工、生物化工、食品、醫(yī)藥及環(huán)保部門等生產(chǎn)過程中廣泛采用的氣液傳質(zhì)設備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件

5、的結(jié)構(gòu)形式可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，液體橫向流過塔板，而氣體垂直穿過液層，氣液兩相成錯流流動，進行傳質(zhì)與傳熱，但對整個板來說，兩相基本上成逆流流動。在正常操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（有時也采用并流向下）流動，汽液兩相密切接觸進行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作條件下，氣相為連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，屬微分接觸逆流操作。板式塔的空塔速度較高，因而生產(chǎn)能力較高，本設計目的是分離乙醇-水混合液，處理量大；盡管

6、塔板的流動阻力大，塔板效率不及高效填料塔高，但板式塔的效率穩(wěn)定，造價低，檢修、清理方便，故選板式塔。（2）設計任務年產(chǎn)量：120000噸，液料初溫25°C，液料濃度為50%，塔頂產(chǎn)品濃度為95%，塔底釜液含苯量小于1%，每年實際生產(chǎn)310天，冷卻水溫為25°板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩

7、者使用尤為廣泛。塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)應用以錯流式塔板為主，常用的錯流式塔板主要有下列幾種。（1） 泡罩塔板泡罩塔板是工業(yè)上應用最早的塔板，其主要元件為升氣管及泡罩。泡罩安裝在升氣管的頂部，分圓形和條形兩種，國內(nèi)應用較多的是圓形泡罩。泡罩尺寸分為80mm、100mm、150mm三種，可根據(jù)塔徑的大小選擇。通常塔徑小于1000mm，選用80mm的泡罩；塔徑大于2000mm的，150mm選用的泡罩。泡罩塔板的主要優(yōu)點是操作彈性較大，液氣比范圍大，不易堵塞，適于處理各種物料，操作穩(wěn)定可靠。其缺點是結(jié)構(gòu)復雜，造價高；板上液層厚，塔板壓降大，生產(chǎn)能力及板效率低。近年

8、來，泡罩塔板已逐漸被篩板、浮閥塔板所取代。在設計中除特殊需要（如分離粘度大、易結(jié)焦等物系）外一般不宜選用。（2）篩孔塔板篩孔塔板簡稱篩板，機構(gòu)特點為塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板（孔徑為38mm）和打孔篩板（孔徑為1025mm）兩類。工業(yè)應用以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合（如分離粘度大、易結(jié)焦等物系）。篩板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率高，但若設計和操作不當，易產(chǎn)生漏液，使得操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降，故過去工業(yè)上應用較為謹慎。近年來，由于設計和控制水平的不斷提高，可是篩板的操作非常精確，彌補

9、了上述不足，故應用日趨廣泛。在確保精確設計和采用先進控制手段的前提下，設計中可大膽選用。（3） 浮閥塔板 浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點。其結(jié)構(gòu)特點是在塔板上開有若干個閥孔，每個閥孔裝有一個可以上下浮動的閥片。氣流從浮閥周邊水平地進入塔板上液層，浮閥可根據(jù)氣流流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥的類型很多，國內(nèi)常用的有F1型、V4型及T型等，其中以F1行浮閥應用最為普遍。對比其他塔板，具有以下優(yōu)點：（1）生產(chǎn)能力大。由于浮閥塔板具有較大的開孔率，故生產(chǎn)能力比泡罩塔的答20%40%，而與篩板塔相近。（2）操作彈性大。由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，

10、故維持正常操作所容許的負荷波動范圍比泡罩塔和篩板塔的都寬。（3）塔板效率高。因上升氣體以水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長而霧沫夾帶量小，板效率較高。（4）塔板壓降及液面落差較小。因為汽液流過浮閥塔板時所遇到的阻力較小，故氣體的壓降及板上的液面落差都比泡罩塔板的小。（5）塔的造價低。因構(gòu)造簡單，易于制造，浮閥塔的造價一般為泡罩塔的60%80%，而為篩板塔的120%130%。3工藝流程確定（1）加料方式加料方式有兩種：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速。通過重力加料，可以節(jié)省一筆動力費。擔由于多了高位槽，建設費用相應增加；采用泵加料，受泵的影響，

11、流量不太穩(wěn)定，流速也忽大忽小，從而影響了傳質(zhì)效率，但結(jié)構(gòu)簡單、安裝方便；如采用自動控制泵來控制泵的流量和流速，其控制原理復雜，且設備操作費用高。本設計才用泵加料。（2）進料熱狀況 進料狀況一般有冷液進料，泡點進料。對于冷液進料，當組成一定時，流量一定，對分離有利，省加熱費用。但冷液進料受環(huán)境影響較大。采用泡點進料，不僅對穩(wěn)定塔操作較為方便，且不易受環(huán)境溫度影響。綜合考慮，本設計采用泡點進料。泡點進料時，基于恒摩爾流假定，精餾段和提鎦段上升蒸氣的摩爾流量相等，故精餾段和提鎦段塔徑基本相等，制造上較為方便。（3）塔頂冷凝方式塔頂冷凝采用全凝器，用水冷凝。乙醇和水不反應，且容易冷凝，故使用全凝器。塔

12、頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高無需進一步冷卻。本設計冷凝器選用重力回流直立或管殼式冷凝器原理。因本設計冷凝與被冷凝流體溫差不大，所以選用管殼式冷凝器，被冷凝氣體走管間，以便于即使排出冷凝液。（4）回流方式回流方式可分為重力回流和強制回流。對于小塔徑，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點是回流冷凝器無需支撐結(jié)構(gòu)，其缺點是回流冷凝器回流控制比較難。如果需要較高的塔處理量或塔板較多時，回流冷凝器不適合于塔頂安裝。且塔頂冷凝器不易安裝、檢修和清理。在這種情況下，可采用強制回流，塔頂上升蒸氣采用冷凝冷卻器以冷回流流入塔中。由于本設計是小型塔，故采用重力回流。（5）加熱方式加熱方式分為直接蒸

13、氣和間接蒸氣加熱。直接蒸氣加熱是用蒸氣直接由塔底進入塔內(nèi)。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸氣對回流液有稀釋作用，使理論塔板數(shù)增加，費用增加。間接蒸氣加熱通過加熱器使釜液部分汽化。上升蒸氣與回流下來的冷液進行傳質(zhì)。其優(yōu)點是使釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數(shù)，缺點是增加加熱裝置。本設計采用間接蒸氣加熱。（6）操作壓力精餾操作按操作壓力可分為常壓，加壓和減壓操作。精餾操作中壓力影響非常大。當壓力增大時，混合液的相對揮發(fā)度將減小，對分離不利；當壓力減小時，相對揮發(fā)度將增大，對分離有利。但當壓力不太低時，對設備的要求較高，設備費用增加。因此在設計時一般采用常壓

14、蒸餾。當常壓下無法完成操作時，則采用加壓或減壓蒸餾。對苯-甲苯系統(tǒng)在常壓下?lián)]發(fā)度相差較大，容易分離，故本設計采用常壓蒸餾。4. 設計方案本設計任務為分離乙醇-水的混合物，應采用連續(xù)精餾流程，在常壓下進行精餾，泡點進料，通過泵將原料液通過原料預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝器在泡點下一部份回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)冷卻器冷卻后送至儲罐，操作回流比取最小回流比的倍，塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。以下是浮閥精餾塔工藝簡圖一設備工藝條件的計算1. 精餾塔物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率乙醇的摩爾質(zhì)量水的摩爾質(zhì)量 MB原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾

15、質(zhì)量物料衡算原料處理量 F=(120000×1000)/(310×24×)=kmol/h總物料衡算 D+W=苯物料衡算×=0.881D+0.00394W聯(lián)立解得 D=kmol/hW=kmol/h 乙醇-水t-x-y 圖溫度t/乙醇摩爾數(shù)(%)溫度t/乙醇摩爾數(shù)(%)液相(x)氣相(y)液相(x)氣相(y)100008281.378.75 78.2778.211利用表中的數(shù)據(jù)用內(nèi)插值法可求得 , , ：根據(jù)示差法，則有解得 81.93：根據(jù)示差法，則有解得 78.17:根據(jù)示差法,則有解得 99.98：根據(jù)以上所求的、，則有精餾段的平均溫度：提餾段的平均溫

16、度：同理可得：2. 物性參數(shù) 精餾段： 提餾段已知混合液體密度： （為質(zhì)量分率）混合氣體密度： （為平均相對分子質(zhì)量） 精餾段查物性數(shù)據(jù)表得80.05時，代入數(shù)據(jù)，解得 提餾段查物性數(shù)據(jù)表得，90.96時 代入數(shù)據(jù)得查物性數(shù)據(jù)表得80.0590.96精餾段粘度：提餾段粘度：查物性數(shù)據(jù)表得80.0590.96精餾段提餾段組分飽和蒸汽壓/kpa塔頂(tD0C)進料(tF=0C)塔頂(tw=0C)水乙醇, , 精餾段提餾段3. 理論塔板數(shù)的確定由于泡點進料 那么取（1）精餾段操作線方程：作圖 精餾段第一層的汽相組成 可求出x1=0.856，再將x1代入式可求得y2=0.860 如此重復計算得故，此精

17、餾段的理論塔板數(shù)為6-1=5塊提餾段ïîïíì-+=-¢=+xxyxymm)1(10021.053.1'1aa由可得出如此重復計算得 則提餾段的理論塔板數(shù)為13層4. 塔結(jié)構(gòu)的計算取板間距HT=0.45m 板上液層高度則精餾段汽液體積流量為C由史密斯關聯(lián)圖查出，橫坐標的數(shù)值為查得 則取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速則塔截面積為實際空塔氣速 提餾段汽液體積流量為C由史密斯關聯(lián)圖查出，橫坐標的數(shù)值為查得 則取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速則塔截面積為實際空塔氣速 5. 塔主要工藝尺寸的計算因塔徑D=2.2m,可選用單溢流弓形降液管，采

18、用凹形受液盤。 堰長取出口堰高度 而 查圖，近似去E=1則有精餾段：取板上清夜高度 hL提餾段：驗證：因此設計合理 弓形降液管寬度Wd和截面積 Af由查弓形降液管的參數(shù)表得=0.075 =0.117 故 AfWd2.2=依式驗算液體在降液管中停留時間，即精餾段的停留時間為提餾段的停留時間為故降液管設計合理。 降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速為0.14m/s，依公式計降液管底隙高度，即精餾段：驗算：故設計合理提餾段：驗算：>驗算符合要求。 塔板的分塊因D=2.2m,則塔板分3塊 邊沿寬度的確定由于,， 取邊沿寬度 破沫區(qū)寬度 開孔面積計算 閥孔計算及其排列取閥孔功能因子，用式求孔速

19、 精餾段：取閥孔的孔徑為0.039m,則求每層塔板上的浮閥數(shù)，即精餾段：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心則排間距考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用98m,而應小一點，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)按重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在913范圍內(nèi)塔板開孔率 閥孔排列按，估算排間距考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用96mm,而應小一點，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在913范圍內(nèi)塔板開孔率 對于常壓精

20、餾，開孔率在 因此以上的計算合理二塔板的流體力學計算1塔板壓降1.氣體通過浮閥塔壓降、阻力氣體通過閥板壓降相當?shù)囊褐叨?（）干板壓降相當?shù)囊褐叨?) =)由=得氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨热〕錃庀禂?shù)0.5，則 液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨扔捎诤苄?，因此忽略不計精餾段：則單板壓提餾段：故單板壓降 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，可用計算為已知 精餾段 則 取， 提餾段可見符合防止淹塔的要求。3漏液精餾段取最小F0=5，相應的氣相最小負荷為VSMIN 提餾段故全塔無明顯漏液現(xiàn)象4液沫夾帶量的計算按公式計算泛點率，即及板上液體流徑長度 板上液流面積 苯和甲苯統(tǒng)按附錄取

21、物性系數(shù)，又由圖4查得泛點負荷系數(shù)以上數(shù)值代入上兩式，得圖5精餾段泛點率：泛點率取66.68%提餾段的液泛點率：泛點率取51.10%對于大塔,為避免霧沫夾帶,應控制泛點率不超過80%,由以上計算可知,霧沫夾帶能夠滿足的要求。5板負荷性能圖精餾段霧沫夾帶線1-1，提餾段霧沫夾帶線1-2泛點率=據(jù)此可作出符合性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率80%計算： (1)精餾段整理得：由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)取任何兩個Ls值，算出Vs。 (2)提餾段整理得：精餾段提餾段精餾段液泛線2-1 ，提餾段液泛線2-2由此確定液泛線，忽略式中 精餾段整理得： 提餾段整理得：在操作線范圍內(nèi)，任取諾干LS值，

22、算出相應的VS值：精餾段提餾段液相負荷上限線3液體的最大流量應保持降液管中停留的時間不低于35 s液體降液管內(nèi)停留時間 s以=5 s作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則m3/s精餾段漏液線4-1 提餾段漏液線4-2對于F1型重閥，依F0=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則， 精餾段 提餾段液相負荷下限線5取堰上液層高度作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。取，則負荷性能圖由塔板的負荷性能圖可以看出: 在規(guī)定任務的氣液負荷下的操作點P1(0.0069,6.27) P2(0.0067,5.79)(設計點),處于適宜操作區(qū)內(nèi). 精餾段的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，提餾段

23、的氣相負荷上限由液泛控制，操作下限都由漏液控制 由圖中知精餾段：氣相負荷上限氣相負荷下限則操作彈性提餾段：氣相負荷上限氣相負荷下限則操作彈性三塔附件及塔高的計算1進料管 本設計采用直管進料，管徑計算如下： 取 uF m/s ， kg/m3mm 查標準系列選取2回流管采用直管回流管，取m/s , 查表取 取 m/s ，直管出料，查表取直管出氣，取出口氣速 m/s ，則 查表取采用直管，取氣速 m/s ，查表取本設計取·h·k）出料液溫度：冷卻水溫度： 逆流操作：由查乙醇的汽化熱得又氣體流量，塔頂被冷凝量冷凝熱量：則傳熱面積選型：F7再沸器的選擇 選用130飽和乙醇蒸氣加熱，傳

24、熱系數(shù)取·h·k） 料液溫度：101，熱流體溫度：120120 逆流操作： , 由查乙醇的汽化熱得又氣體流量，塔頂被冷凝量換熱面積： 選用熱虹吸式再沸器DN mmPN MPa換熱面積 m25008塔高 塔頂空間高度塔的底部空間高度 塔立體高度塔的總高度四.主設備圖符號名稱指標1操作壓力常壓2工作介質(zhì)乙醇、水、水蒸氣3塔板類型F1浮閥塔4塔徑5塔高接管表符號公稱尺寸（mm）用途a620塔頂產(chǎn)品出口b68回流液出口c61進料口d614塔釜進氣入口f68塔底釜液出口五流程圖E-3E-2E-1P-2P-1E-6E-7E-8E-9E-10E-11E-12E-13V-1V-2V-4V-

25、7V-9V-10V-12V-13V-15V-16V-18E-14E-15V-21V-22V-23V-24E-16P-3P-4P-5P-3P-6P-8P-9P-5P-10P-11P-12P-13P-14P-15P-17P-11P-18P-19P-20P-11P-21P-22P-4P-23P-24P-25P-13P-26P-27P-28P-29P-12P-30P-12V-26V-27P-32P-33P-11P-34P-35P-36P-37P-4P-36P-38P-39P-4P-40P-41V-28V-29P-7V-8P-5V-30V-31P-15V-17P-16V-19V-32P-42P-43P-

26、44PP-46P-47P-48P-49下水道SCCWRDLWLP-50V-33P-52P-53LE-18P-56V-35V-34P-57E-19V-36V-37P-58P-27P-59P-28V-101E-102E-101C-101E-104V-102P102P103V-103E105E103A106TFTLTFLFFTFTP-45PE-5FV-5TP-7PFP-26P-60P-61P-62V-38六計算結(jié)果總匯序號項目符號單位計算結(jié)果精餾段提餾段1平均溫度2平均壓力Pmkpa3平均流量氣相Vsm3/s4液相Lsm3/s69675實際塔板數(shù)Np塊1023塔徑Dm8板間距Hm559塔板溢流形式-

27、單流型單流型10空塔氣速um/s11溢流裝置溢流管形式弓形弓形12溢流堰長度Lwm13溢流堰高度hwm41014板上液層高度hLm0015堰上液層高度m0.0190 18716安定區(qū)寬度Wsm17邊緣寬度Wcm18開孔區(qū)面積Aam219閥孔直徑dm20浮閥數(shù)個N個46046021閥孔氣速u0m/s22閥孔動能因數(shù)F0131323開孔率%24孔心距tm25排間距tm26塔板壓降Pkpa27液體在降液管內(nèi)的停留時間ts28底隙高度hom30泛點率，%31液相負荷上限Ls maxm3/s25725732液相負荷下限Ls minm3/s121233氣相負荷下限Vs minm3/s34操作彈性3.28七符號說明A傳熱面積，m2；Aa鼓泡區(qū)面積，m2；Af降液管