乙醇水二元篩板精餾塔設(shè)計

化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目：乙醇-水二元篩板精餾塔設(shè)計設(shè)計者：學(xué)號：專業(yè)：化學(xué)工程與工藝班級：指導(dǎo)教師：設(shè)計時間：《化工原理課程設(shè)計》任務(wù)書設(shè)計題目：乙醇-水二元篩板精餾塔設(shè)計設(shè)計條件：設(shè)計體系：乙醇-水進料量： F=1845進料狀態(tài)：q=1，泡點進料操作條件：常壓操作，單板壓降不大于0.7kpa；塔頂冷凝水采用欽州水源，溫度T=25℃；塔釜加熱方法：間接蒸汽加熱，采用120℃水蒸氣；分離要求：回流比設(shè)計內(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(guān)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(xué)驗算（7）塔板負荷性能圖（8）精餾塔接管尺寸計算（9）繪制生產(chǎn)工藝流程圖（10）繪制塔體及內(nèi)件尺寸圖（11）對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。（12）撰寫精餾塔的設(shè)計說明書。目錄TOC\o"1-3"\h\u32394一、概述 ④塔板操作情況的校核計算——作負荷性能圖及確定確定操作點三、設(shè)計計算書3.1設(shè)計參數(shù)的確定3.1.1進料熱狀態(tài)泡點進料時，塔的操作易于控制，不受環(huán)境影響。飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點進料，提餾段和精餾段塔徑大致相同，在設(shè)備制造上比較方便。冷液進塔雖可減少理論板數(shù)，使塔高降低，但精餾釜及提餾段塔徑增大，有不利之處。所以根據(jù)設(shè)計要求，泡點進料，q＝1。3.1.2加熱方式精餾塔的設(shè)計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于乙醇-水體系中，苯是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，甲苯為重組分由塔底排出。所以本設(shè)計應(yīng)采用再沸器提供熱量，采用3kgf/cm2（溫度120℃）間接水蒸汽加熱。3.1.3回流比（R）的選擇實際操作的R必須大于Rmin，但并無上限限制。選定操作R時應(yīng)考慮，隨R選值的增大，塔板數(shù)減少，設(shè)備投資減少，但因塔內(nèi)氣、液流量L，V，L’，V’增加，勢必使蒸餾釜加熱量及冷凝器冷卻量增大，耗能增大，既操作費用增大。若R值過大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設(shè)備投資也隨之有所增大。其設(shè)備投資操作費用與回流比之間的關(guān)系如下圖所示?？傎M用最低點對應(yīng)的R值稱為最佳回流比。設(shè)計時應(yīng)根據(jù)技術(shù)經(jīng)濟核算確定最佳R值，常用的適宜R值范圍為：R＝（1.2～2）Rmin。本設(shè)計考慮以上原則，選用：R＝1.5Rmin。3.1.4塔頂冷凝水的選擇欽州欽江，溫度t＝25℃3.2流程簡介及流程圖3.2.1流程簡介含乙醇0.1097（摩爾分數(shù)）的乙醇-水混合液經(jīng)過預(yù)熱器，預(yù)熱到泡點進料。進入精餾塔后分離，塔頂蒸汽冷凝后有一部分作為產(chǎn)品（含乙醇0.9048），一部分回流再進入塔中，塔底殘留液給再沸器加熱后，部分進入塔中，部分液體作為產(chǎn)品排出塔體（含乙醇0.0036）。3.2.2工藝流程圖圖3-1工藝流程簡圖3.2.3塔設(shè)備工藝條件圖圖3-2設(shè)備結(jié)構(gòu)簡圖3.2.4塔板和篩孔局部放大圖圖3-3塔板和篩孔的局部發(fā)大圖3.3理論塔板數(shù)的計算與實際板數(shù)的確定3.3.1物料恒算原料乙醇的摩爾組成：；塔頂產(chǎn)品乙醇的摩爾組成：；塔底殘液乙醇的摩爾組成：（均化為摩爾分數(shù)）；進料量：F=28萬噸/年=總物料恒算：1845=D+W(1)乙醇物料恒算：0.0994×1845=0.9048D+0.0039W(2)聯(lián)立(1)(2)解得：D=216.67Kmol/h=0.0602kmol/sW=1628.33Kmol/h=0.4523kmol/s3.3.2q線方程XF＝0.1097q＝1q線方程為：X＝0.1097;3.3.3平衡線方程乙醇（A）～水（B）二組分體系在下的氣～液平衡數(shù)據(jù)表3-1常壓下乙醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系二元體系T-X-Y圖如下：圖3-4乙醇（水）的摩爾分數(shù)與溫度的關(guān)系所以，平衡線如下圖圖3-5乙醇的摩爾分數(shù)與水的摩爾分數(shù)氣液平衡和的確定讀圖得;3.3.5精餾段操作線方程3.3.6提鎦段操作線方程已知D=216.67Kmol/hR=4.1精餾段：L＝RD＝3.2×216.67=693.3kmol/hV＝（R＋1）D＝（3.2+1）×216.67=910.0kmol/h提餾段：L′＝L＋qF＝693.3+1845=2538.3kmol/hV′＝V－（1－q）F＝＝V＝910.0kmol/h3.3.7圖解法求理論塔板數(shù)圖3-6圖解法求理論板數(shù)由圖可知：全塔理論板數(shù)塊（包括再沸器），加料板為第24塊理論板精餾塔理論板數(shù)塊提餾塔理論板數(shù)塊3.3.8實際塔板數(shù)確定在平均溫度88.65℃下，乙醇的黏度是0.392，水的黏度是0.3215由O’connell法，可計算得精餾段實際板層數(shù)：提餾段實際板層數(shù)：即該精餾塔實際層板數(shù)：NP=NP精+NP提=55塊全塔效率四、精餾塔工藝條件計算4.1操作壓強的選擇塔頂壓力PD=101.325kPa，取每層塔板壓降ΔP=0.6kPa進料塔板壓力：塔釜壓力：<1.5atm,滿足要求精餾段平均壓力：提餾段平均壓力：4.2操作溫度的計算利用乙醇-水二元物系汽液平衡組成中的數(shù)據(jù)利用數(shù)值插值法確定進料溫度、塔頂溫度和塔底溫度。進料溫度：℃塔頂溫度：℃塔底溫度：℃精餾段平均溫度：℃提餾段平均溫度：℃4.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計算4.3.1密度的計算表4-1不同溫度下乙醇和水的密度溫度/℃80859095100735730724720716971.8968.6965.3961.85958.4（1）精餾段利用式；A為乙醇B為水塔頂溫度：=78.17℃汽相組成進料溫度：=85.47℃汽相組成：塔底溫度：=99.08℃汽相組成：精餾段平均液相組成：精餾段平均汽相組成：精餾段液相平均分子量：精餾段汽相平均分子：（2）提餾段提餾段平均液相組成：提餾段平均汽相組成：提餾段液相平均分子量：提餾段汽相平均分子量：利用表“不同溫度下乙醇和水的密度”數(shù)據(jù)利用插值法計算：℃，（進料中乙醇的密度）（進料中水的密度）（料液的密度）℃，（餾出液中乙醇的密度）（餾出液中水的密度）（餾出液的密度）℃，（殘液中乙醇的密度）（殘液中水的密度）（殘液的密度）所以：利用公式4.3.2混合液體表面張力的計算表4-2不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度/℃乙醇表面張力/水表面張力/7080901001817.1516.215.264.362.660.758.8利用上表的數(shù)據(jù)利用數(shù)值插值法確定進料溫度、塔頂溫度、塔底溫度下的乙醇和水的表面張力（單位）乙醇的表面張力水的表面張力塔頂液表面張力聯(lián)立方程組{{帶入同理：原料液表面張力塔底液表面張力精餾段的表面張力提餾段的表面張力4.3.3液體平均黏度計算利用乙醇水溶液黏度表數(shù)據(jù)利用內(nèi)插法計算精、提餾段液體黏度精餾段平均液相粘度：提餾段平均液相粘度：相對揮發(fā)度由,得由,得由,得精餾段的平均相對揮發(fā)度：提餾段的平均相對揮發(fā)度：五、熱量衡算5.1加熱介質(zhì)的選擇本設(shè)計選3kgf/cm2（溫度120℃）間接水蒸汽加熱。原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。飽和水蒸汽壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減小。5.2冷卻劑的選擇本設(shè)計所用冷卻劑為欽州地區(qū)水源，欽州最熱月份平均氣溫為25℃。故選用25℃的冷凝水，選溫升10℃，即冷卻水的出口溫度為35℃。5.3比熱容及氣化潛熱的計算（1）塔頂溫度下的比熱容對于乙醇查液體比熱容共線圖=78.17℃下，查得(2)進料溫度下的比熱容℃下，查得(2)塔底溫度下的比熱容℃下，查得（4）塔頂溫度下的氣化潛熱5.4熱量衡算圖5-1熱量衡算示意圖（1）0℃時塔頂上升的熱量塔頂以0℃為基準(zhǔn)（2）回流液的熱量據(jù)t-x-y圖查此時組成下泡點=78℃此溫度下，（3）塔頂餾出液的熱量因餾出口與回流口組成相同，所以（4）進料的熱量（5）塔底殘液的熱量（6）冷凝器消耗的熱量（7）再沸器提供熱量（全塔范圍列衡算式）塔釜熱損失為10%，則再沸器實際熱負荷=14500643.3+8536928.7+7249339.7-9351163.3=20935748.4kJ/h計算得：=23261942.7kJ/h六、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計6.1塔徑的確定6.1.1精餾段已知：,，，，，液相質(zhì)量流量汽相質(zhì)量流量液相體積流量汽相體積流量欲求塔徑應(yīng)先求出空塔氣速U＝安全系數(shù)×；安全系數(shù)=0.6-0.8；(式中C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出）橫坐標(biāo)數(shù)值取塔板間距=0.45m，板上液層高度，那么分離空間：-h1=0.45-0.07=0.38m圖6-1史密斯關(guān)聯(lián)圖從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于塔徑圓整得塔橫截面積：空塔氣速：6.1.2提鎦段已知：，，，，,飽和液體進料q=1。液相質(zhì)量流量汽相質(zhì)量流量液相體積流量汽相體積流量橫坐標(biāo)數(shù)值：取塔板間距，板上液層高度，那么分離空間：從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于塔徑圓整得塔截面積：空塔氣速：6.2塔有效高度精餾段有效高度精精提餾段有效高度提提從塔頂開始每隔7塊板開一個人孔，其直徑為0.6米,開人孔的兩塊板間距取0.7米,所以應(yīng)多加高(0.7-0.45)×2=0.5m+6.3整體塔高(1)塔頂空間HD取HD=1.6=0.72m加一人孔0.6米,共為1.32m(2)塔底空間塔底儲液高度依停留4min而定取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間再開一直徑為0.6米的人孔1+0.6+0.34=1.94m(3)整體塔高+6.4塔板主要參數(shù)確定6.4.1溢流裝置選用單溢流、弓形管降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進口堰。6.4.2堰長取堰長＝0.65D＝0.653＝1.95m出口堰高其中近似取，（1）精餾段，溢流堰高（2）提餾段，溢流堰高弓形降液管寬度和面積圖6-2弓形降液管的參數(shù),查圖知可得,。，驗算液體在降液管內(nèi)停留時間（1）精餾段降液管可用（2）提餾段降液管可用停留時間>5s故降液管尺寸可用。降液管底隙高度（1）精餾段取降液管底隙的流速取，（2）提餾段取降液管底隙的流速取6.4塔板布置及篩孔數(shù)目與排列6.5.1邊緣區(qū)寬度確定取m6.5.2開孔區(qū)面積計算6.5.3篩孔計算及開孔率取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，一般碳鋼的板厚=3mm，取，故：孔中心距篩孔數(shù)目n為個開孔率為每層塔板上開孔面積氣體通過閥孔的氣速:精餾段提餾段七、篩板的流體力學(xué)計算7.1塔板壓降7.1.1干板阻力計算汽相通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?.干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫啦閳D，=0.84（1）精餾段干板阻力因故（1）提餾段7.1.2氣體通過液層的阻力h計算，；查下表得，查下表得精餾段（液柱）提餾段（液柱）7.1.3克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔嬎憔s段（液柱）提餾段（液柱）7.2霧沫夾帶量的計算精餾段(kg液/kg氣)精餾段：,提餾段：本設(shè)計液沫夾帶量在允許范圍0.1kg液/kg氣內(nèi),符合要求7.3漏液的驗算篩板塔,漏液點氣速,精餾段:提餾段:實際孔速:精餾段，提餾段。穩(wěn)定系數(shù):精餾段,提餾段均大于1.5,所以設(shè)計無明顯液漏符合要求7.4液泛驗算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高對于設(shè)計中的乙醇-水體系，由于板上不設(shè)進口堰,液柱液柱精餾段提餾段所以不會發(fā)生液泛現(xiàn)象,根據(jù)以上塔板的各項流體力學(xué)驗算，可認為塔徑及各工藝尺寸是合適的。八、塔板負荷性能圖8.1液沫夾帶線以kg液/kg氣為限求-關(guān)系：由，精餾段,整理得提餾段解得；在操作范圍內(nèi)任取兩個值，可算出值表8-1霧沫夾帶線計算結(jié)果10.667210.542210.437210.343810.257810.17739.959315.0814.8814.6714.6214.4514.3613.99依表中數(shù)據(jù)在-圖中做出霧沫夾帶線，如圖8-1和圖8-2中的1線所示8.2液泛線()=精餾段()=提餾段()=表8-2液泛線計算結(jié)果15.803415.688815.591715.504215.422915.346215.134117.531217.431717.347917.298817.274717.265817.2433依表中數(shù)據(jù)在-圖中做出泛液線，如圖8-1和圖8-2中2線所示8.3液相負荷上限線以θ=4s作為液體在降液管中停留的下限故精餾段：提鎦段：液相負荷上限線在-圖坐標(biāo)圖上為氣體流量無關(guān)的垂直線，如圖8-1和圖8-2中3線8.3.1漏液線由，帶入漏液點氣速式：（1）精餾段=0.53429帶入整理得提餾段=0.53429帶入整理得此即汽相負荷下線關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取n個Ls值，依式計算相應(yīng)的值，列于下表，依表中數(shù)據(jù)做汽相負荷下限線，如圖8-1和圖8-2的4線所示表8-3漏液線計算結(jié)果2.86772.91742.95842.99463.02743.05783.13889.45799.49729.49989.51719.56129.564610.21148.4液相負荷下線取平堰，堰上液層高度作為液相負荷下線條件，依式此值在-作線即為液相負荷下限線，如圖8-1和圖8-2中5線所示將以上5條線標(biāo)繪于圖（-）、（-）中，即為塔負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精、提餾段塔板操作區(qū)，P(A)為操作點，OP(OA)為操作線。OP(OA)線與線1的交點相應(yīng)汽相負荷為，線與汽相負荷下限線4的交點相應(yīng)汽相負荷為。可知本設(shè)計塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。臨界點的操作彈性=pp圖8-1精餾段負荷性能圖圖8-2提餾段負荷性能圖表8-5篩板塔設(shè)計計算結(jié)果匯總項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強KPa116.925132.825各段平均溫度℃81.8292.275平均流量汽相7.18.72液相0.00830.0058實際塔板數(shù)N塊505板間距m0.450.45塔底有效高度Zm22.051.8塔徑Dm2.902.429空塔氣速u1.231.23塔板液流型式單流型溢流裝置溢流管型式弓形堰長m0.0490.054堰高m1.95溢流堰寬度m0.39管底與受液盤距離m0.040.03板上清液層高度m0.07孔徑mm5.0孔間距tmm15孔數(shù)n個27155開孔面積0.53429篩孔氣速16.3216.32塔板壓降KPa1.00970.6014液體在降液管中停留時間s4降液管內(nèi)清液層高度m0.12540.10442霧沫夾帶Kg/液/汽kg0.0300.020液相負荷上限0.007110.00711液相負荷下限0.0560.056汽相最大負荷9.01汽相最小負荷1.83操作彈性4.923表8-6篩板塔計算結(jié)果匯總序號項目計算數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段D（m）HT(m)u’（m/s）lW(m)hW(m)hL/mhO(m)Nu0/(m/s)F0U0c1/(m/s)t/mt’/mPp1/PaHd/m塔徑/m板間距/m塔板類型空塔氣速/（m/s）堰長/m堰高/m板上層高度/m降液管底隙高度/m浮閥個數(shù)/個閥孔氣速/（m/s）浮閥動能因子干板阻力（m/s）孔心距/m排間距/m單板壓降/Pa降液管內(nèi)清液層高度/m泛點率%汽相負荷上線/（m3/s）汽相負荷下線/（m3/s）操作彈性2.902.4290.450.45單溢流弓形降液管1.231.231.951.950.0420.0450.070.070.040.0331629016.3216.3220228.479.590.0750.0750.1450.166680.3776.770.1570.157267.4654.869.011.834.923九、輔助設(shè)備及零件設(shè)計9.1塔9.1.1塔頂封頭本設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑，內(nèi)表面積，容積。則封頭高度。9.1.2塔頂空間設(shè)計中取塔頂間距，考慮到需要安裝除沫器，所以選塔頂空間為1.3m。9.1.3塔底空間塔底空間高度是指從塔底最下一層塔板到塔底封頭的底邊處的距離，取釜殘液停留時間為5min，取塔底液面至最下一層塔板之間距離為1.5m。則9.1.4人孔對D≥1000mm的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔6~8塔板設(shè)一人孔，本塔中共有55塊塔板，需設(shè)置7個人孔，每個人孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處板間距HP=600mm。9.1.5進料板處板間距考慮在進口處安裝防沖措施，取進料板板間距=800mm。9.1.6裙座塔底常用裙座支撐，本設(shè)計采用圓筒形裙座。由于裙座內(nèi)徑>800mm，故裙座壁厚取16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整后：考慮到再沸器，取裙座高。那么，塔體總高度9.2塔的接管9.2.1進料管本設(shè)計采用直管進料。管徑計算如下：取，進料體積流量查標(biāo)準(zhǔn)系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管。9.2.2回流液管采用直管回流，取回流液體積流量查標(biāo)準(zhǔn)系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管。9.3塔底出料管采用直管出料，取查標(biāo)準(zhǔn)系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管。9.3.1塔頂蒸汽出料管采用直管回流，取回流液體積流量m=498mm查標(biāo)準(zhǔn)系列選取=530×9規(guī)格的熱軋無縫鋼管9.3.2塔底蒸汽出料管采用直管出料，取查標(biāo)準(zhǔn)系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管。9.4塔的附屬設(shè)計9.4.1冷凝器的選擇有機物蒸汽冷凝器設(shè)計選用總傳熱系數(shù)一般范圍為。本設(shè)計取出料液溫度冷卻水逆流操作，則根據(jù)全塔熱量衡算得：傳熱面積：取安全系數(shù)1.04，則所需