乙醇水板式精餾塔設計任務書

1、課課 程程 設設 計計 題目名稱題目名稱 乙醇乙醇水精餾塔的設計水精餾塔的設計 課程名稱課程名稱 化工原理化工原理 學生學院學生學院 專業(yè)班級專業(yè)班級 學學 號號 學生姓名學生姓名 指導教師指導教師 2013 年 06 月 14 日 前言前言 在煉油、石油化工、精細化工、食品、醫(yī)藥及環(huán)保部門，塔設備屬于使用量大，應用面廣的重要 單元設備，而精餾操作則是工業(yè)中分離液體混合物的最常用手段。其操作原理是利用液體混合物中各組 分的揮發(fā)度的不同，在氣液兩相相互接觸時，易揮發(fā)的組分向氣相傳遞，難揮發(fā)的組分向液相傳遞，使 混合物達到一定程度的分離。塔設備的基本功能是提供氣液兩相以充分的接觸機會，使物質和熱量

2、的傳 遞能有效的進行；在氣液接觸之后，應使氣、液兩相能及時分開，盡量減少相互夾帶。 常用的精餾塔按其結構形式分為板式塔和填料塔兩大類，板式塔內裝有若干層塔板，液體依靠重力 自上而下流過每層塔板，氣體依靠壓強差的推力，自下而上穿過各層塔板上的液層而流向塔頂，氣液兩 相在內進行逐級接觸。填料塔內裝有各種形式的填料，氣液兩相沿塔做連續(xù)逆流接觸，其傳質和傳熱的 場所為填料的潤濕表面。 板式塔具有結構簡單、安裝方便、壓降很低、操作彈性大、持液量小等優(yōu)點。同時，也有投資費用 較高、填料易堵塞等缺點。 本設計參考了部分化工原理課程設計書上的內容，還得到了老師和同學的幫助，在此表示感謝。 由于本人能力有限，經(jīng)

3、驗不足，書中難免會出現(xiàn)一些錯誤，懇請大家批評指正。 編者編者 2013 年年 6 月月 13 日日 目錄目錄 第一章第一章 緒論緒論.1 1.1 設計依據(jù).1 2.1.1 塔型選擇.1 2.1.2 操作壓力.1 2.1.3 進料狀況.2 2.1.4 加熱方式.2 2.1.6熱能的利用.2 1.2 設計條件及任務.2 1.2.1設計條件.2 1.2.2設計任務.2 第二章第二章 塔板的工藝設計塔板的工藝設計.3 2.1 精餾塔全塔物料衡算.3 2.2 塔的有關物性數(shù)據(jù)計算.4 2.2.1平均溫度計算.4 2.2.2操作壓強計算.5 2.2.3平均密度計算.5 2.2.4表面張力.6 2.2.5

4、平均粘度.7 2.2.6 相對揮發(fā)度.7 2.2.7 平均分子量計算.8 2.2.8 平均流量.9 2.3 最小回流比及操作回流比的確定.9 2.4 操作線方程.9 2.5 全塔效率和實際板數(shù).10 t e p n 2.6 塔徑的初步設計.10 2.6.1精餾 段的塔徑.10 2.6.2提餾 段的塔徑.11 2.7 溢流裝置.12 2.8 塔板分布，浮閥數(shù)目與排列.14 2.8.1塔板分布.14 2.8.2浮閥數(shù)目與排列.14 第三章第三章 流體力學驗算流體力學驗算.15 3.1 氣體通過浮閥塔板的壓降（單板壓降）.15 3.2 液泛.15 3.3 物沫夾帶.16 3.4 漏液.16 3.5

5、塔板符合性能圖.16 3.5.1氣相負荷下限線：.16 3.5.2霧沫夾帶線.17 3.5.3液相負荷下限線.17 3.5.4液相負荷上限線.17 3.5.5液泛線：.17 第四章第四章 熱量衡算熱量衡算.18 4.1 塔頂冷凝器的熱量衡算.18 4.2 塔底再沸器的熱量衡算.19 第五章第五章 主要接管尺寸計算主要接管尺寸計算.19 5.1 進料管.19 5.2 回流管.20 5.3 塔釜出液管.20 5.4 塔頂蒸汽管.21 5.5 塔釜蒸汽管.21 5.6 主要接管設計匯總.21 第六章第六章 輔助設備設計定型輔助設備設計定型.22 6.1 預熱器.22 6. 2 再沸器.23 6.3

6、全凝器.24 6.4 冷卻器.25 6.5 泵的選取.25 6.6 儲槽.26 第七章第七章 塔的總體結構塔的總體結構.27 7.1 塔的封頭確定.27 7.2 塔壁厚同封頭壁厚：.27 7.3 塔高.27 第八章第八章 塔的具體結構設計塔的具體結構設計.28 8.1. 塔板尺寸.28 8.2. 塔節(jié)說明.28 8.3. 降液管裝置（取整）.29 8.4. 封接結構.29 8.5. 人孔.32 8.6 塔頂?shù)踔?32 第九章第九章 經(jīng)濟衡算經(jīng)濟衡算.32 9.1 成產成本.33 9.1.1水蒸汽費用cs.33 9.1.2 冷卻水費用cw.33 9.1.3設備投資費.33 9. 2 生產收益.3

7、4 9.3 利潤.34 化工原理課程設計任務書化工原理課程設計任務書 設計題目：設計題目：分離乙醇水精餾塔設計 第一章第一章 緒論緒論 乙醇水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、污染 性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些 年來，由于燃料價格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢，且已在鄭州、濟南等地的公交、 出租車行業(yè)內被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料乙醇的法規(guī)。 長期以來，乙醇多以蒸餾法生產，但是由于乙醇水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對于得到高純度的乙 醇來說產量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此

8、，研究和改進乙醇水體系的精餾設備是非常重要 的。 塔設備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產過程中得到了廣泛的應用， 在此我們作板式塔的設計以熟悉單元操作設備的設計流程和應注意的事項是非常必要的。 1.1 設計依據(jù)設計依據(jù) 課程設計方案選定所涉及的主要內容有：塔型選擇、操作壓力、進料狀況、加熱方式及其熱能的利 用。 2.1.1 塔型選擇塔型選擇 浮閥塔的操作彈性大，特別是在低負荷時，仍能保持正常操作。浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧 沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產能力較大。塔結構簡單，制造費用便宜，并能 適應常用的物料狀況?；诟￠y塔有上述優(yōu)點，因此我們

9、選擇了浮閥塔。 2.1.2 操作壓力操作壓力 精餾常在常壓，加壓或減壓下進行。加壓操作可提高平衡溫度，有利于塔頂蒸汽冷凝熱的利用，在 相同的塔徑下，適當提高操作壓力還可以提高塔的處理能力。所以我們采用塔頂壓力為 10kpa（表壓） 進 行操作。 2.1.3 進料狀況進料狀況 進料狀態(tài)有多種，但一般都是將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這樣，進料溫度不受季 節(jié)，氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作也比較好控制。此外，泡點進料時，精餾段和提餾的塔 徑相同，設計制造比較方便。故本實驗采用泡點進料。 2.1.4 加熱方式加熱方式 精餾塔的設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有足

10、夠的熱量供應。本次設 計任務年產量較大，對設備造成的負荷要求也高，所需熱量較多，因此采用再沸器由水蒸汽間接加熱， 采用飽和蒸汽加熱，且冷凝液在飽和溫度下排出，同時需要安裝塔釜上升蒸汽管把釜底蒸汽送入筒體內。 2.1.6 熱能的利用熱能的利用 精餾過程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此熱效率較低，通常進入再沸器的能量只有 5%左 右可以被有效利用。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由于其位能較低，不可能直接用作為塔 底的熱源。為此，我們擬采用塔釜殘液對原料液進行加熱 1.2 設計設計條件及任務條件及任務 1.2.1 設計條件設計條件 在常壓下設計一個間接加熱的連續(xù)板式精餾塔，分離乙醇-

11、水混合物，要求 1. 年生產能力 3000t/a（每年按 300 個工作日，每天 24 小時計算） 2. 原料規(guī)格 0.2 (質量分數(shù))；塔頂產品規(guī)格 0.9 (質量分數(shù))；回收率 0.95 3. 操作條件 塔頂壓力：10kpa（表壓） ；單板壓降(3-5)s 的要求，故降液管適用 降液管底隙高度 ho 取液體通過降液管底隙的高度 uo 為 0.13m/s mm ul l h w s o 40.24 07 . 0 48. 0 00082 . 0 0 滿足不少于 2025mm，符合要求。 2.8 塔板分布，浮閥數(shù)目與排列塔板分布，浮閥數(shù)目與排列 2.8.1 塔板分布塔板分布 本設計塔徑 d=0.

12、8m，因為直徑在 300-800mm，所以采用整塊重疊式塔板，一遍通過入孔裝拆塔板。 塔節(jié)高度 l = 1500mm 板圈高度 = 70mm 塔板圈與塔體內壁的間隙通常取 11mm，需用填料密封。 2.8.2 浮閥數(shù)目與排列浮閥數(shù)目與排列 浮閥選 f1 型重閥 提餾段：提餾段： 取閥孔動能因子，則孔速m/s 9 0 f 097.10 7945 . 0 9 2 0 02 v f u 每層塔板上浮閥數(shù)目為 個 36 097.10039 . 0 785 . 0 4702 . 0 4 n 2 02 0 2 t ud vs 按 t=75 估算排間距： mmmt56056 . 0 075 . 0 103

13、43 . 0 取 t=75 80 排得閥數(shù)為 38 個 t 按 n=38 重新核算孔速以及閥孔動能因子 smu/36.10 38039 . 0 785 . 0 43 . 0 2 02 23 . 9 7945 . 0 36.10 02 f 閥孔動能因子變化不大，仍在 913 范圍內。 塔板開孔率= 38 x (0.039/0.8) =0.0903 2 第三章第三章 流體力學驗算流體力學驗算 3.1 氣體通過浮閥塔板的壓降（單板壓降）氣體通過浮閥塔板的壓降（單板壓降） 可根據(jù)計算 ghphhhh lpplcp , 1）干板阻力 smu v c /91.11 7945 . 0 1 . 73 1 .

14、73 825 . 1 825 . 1 2 20 因，故 2002c uu m 041 . 0 493.951 54.137945 . 0 34 . 5 2 34 . 5 2 2 02 2 2 2 g u h l v c 2）板上充氣液層阻力 取則 mhl06 . 0 , 5 . 0 0 mhh ll 03 . 0 06 . 0 5 . 0 02 3）液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓強相當?shù)囊褐叨葹椋?mhp071 . 0 03 . 0 041 . 0 2 0.7kpa paghp lpp 05.6628 . 9493.951071 . 0 22 符合要

15、求 3.2 液泛液泛 降液管中清液層高度： ，且有 ）（ wtd hhh dlpd hhhh 1）單層氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨?mhp071 . 0 1 2）液體通過降液管的壓頭損失 m 0012 . 0 ) 0244 . 0 42 . 0 00082 . 0 (2 . 0)(153 . 0 22 0 1 1 hl l h w s d 3）板上液層高度 ，則m mhl06 . 0 1323 . 0 06 . 0 0012 . 0 071 . 0 1 d h 取，已選定 5 . 0mhmh wt 05004 . 0 ,25 . 0 則m 150 . 0 )25 . 0 05004 . 0

16、 (5 . 0)( 1 tw hh 可見，所以符合防止淹塔的要求。 11 )( twd hhh 3.3 物沫夾帶物沫夾帶 泛點率 %100 36 . 1 1 11 1 1 bf ls vl v s akc zlv 板上液體流經(jīng)長度： mwdz dl 624 . 0 088 . 0 28 . 02 板上液流面積： 2 447 . 0 02703 . 0 25204 . 0 2maaa ftb 取物性系數(shù) k=1.0，飯店負荷系數(shù) 053 . 0 f c 泛點率=63.55% 0 . 11 . 00 . 1 832 . 0 1067 . 1 36 . 1 269 . 1 92.823 269 .

17、1 57 . 1 3 對于大塔，為了避免過量的物沫夾帶，應控制泛點率不超過 70%，由以上計算可知，物沫夾帶能夠滿足 氣）的要求液 kg/(11 . 0 kgev 3.4 漏液漏液 當閥孔的動能因數(shù) f0 低于 5 時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算出 f0=9.23，可見不會發(fā)生嚴重漏夜。 3.5 塔板符合性能圖塔板符合性能圖 3.5.1 氣相負荷下限線：氣相負荷下限線： 提餾段：= v s e ndv 5 4 2 0 2545 . 0 7945 . 0 5 38039 . 0 4 14 . 3 2 精餾段：.= v s e ndv 5 4 2 0 2069 . 0 2022 . 1 5 380

18、39 . 0 4 14 . 3 2 3.5.2 霧沫夾帶線霧沫夾帶線 44714 . 0 02763 . 0 25024 . 0 2 6 ft aaa 624 . 0 088. 028 . 02 dl wdz 提餾段： ss lv69.25191 . 1 精餾段： ss lv57.21924 . 0 3.5.3 液相負荷下限線液相負荷下限線 3/2 ) 3600 ( 1000 84 . 2 006 . 0 w s l l e smls/000209 . 0 3 min 3.5.4 液相負荷上限線液相負荷上限線 001182 . 0 5 25 . 0 02763 . 0 5 tf s ha l

19、3.5.5 液泛線：液泛線： 提餾段： 3/222 sss dlclbav 1104 . 0 1091 . 1 2 5 n a l v 075 . 0 1 0 wt hhb 89.1152 153 . 0 2 0 2 hl c w =1.632 3/2 1 0 667 . 0 1 w led 則 3 2 22 78.1484.10442679 . 0 sss llv 精餾段： 1833 . 0 38476.867 2022 . 1 1091 . 1 2 5 a 則 3 2 22 903 . 8 6 . 6289409 . 0 sss llv 由塔板的負荷性能圖得： 操作彈性： 精餾段：操作彈性

20、8095 . 2 21 . 0 59 . 0 min max v v 提餾段：操作彈性817 . 2 252 . 0 710 . 0 min max v v 第四章第四章 熱量衡算熱量衡算 4.1 塔頂冷凝器的熱量衡算塔頂冷凝器的熱量衡算 78.5時水的汽化潛熱為 2311.3kj/kg(由化工單元操作與設備下附表五-3) 乙醇的汽化潛熱為 854.62kj/kg kmolkj /02.3977331.231118779 . 0 162.85446779 . 0 hkjdrqc/10253 . 2 02.39773451.10142 . 4 1 6 冷凝水進口溫度取 25，出口溫度取 40（化

21、工單元操作與設備附表五-1）得 1 t 2 t 下的 5 . 32 2 2540 e ckgkjcpc 0 /174 . 4 則有 hkg ttc q w pc c c / 7 . 35984 12 4.2 塔底再沸器的熱量衡算塔底再沸器的熱量衡算 再沸器熱負荷 lvb iivq = 由于 100左右，可忽略不計，所以 lv ii tc m tc mb vq 塔釜溫度，且塔釜液汽化潛熱可用純水代替，有 100 w tkgkj m / 4 . 2258 泡點進料， hkmolvv/644.56 kmolkjkgkj m /22.40651/ 4 . 2258 hkjvvq mb /103026

22、. 2 644.56 2 . 40651 6 第五章第五章 主要接管尺寸計算主要接管尺寸計算 5.1 進料管進料管 由前面物料衡算得： ，進料液密度，。 skgf/5485 . 0 ctf14.87 3 /796.945mkg lf 進料由高位槽輸入塔中，適宜流速為 0.40.8m/s。 取進料流速 u=0.5m/s,則進料管內徑為： m u f df03039 . 0 796.9458 . 0 5485 . 0 44 選取不可拆無縫鋼管 401.6mm。 校核設計流速： s d f u f /m545 . 0 796.945)20075 . 0 073 . 0 ( 4 5485 . 0 4

23、22 經(jīng)校核，設備適用。 5.2 回流管回流管 由前面物料衡算得： ， s/kg511 . 0 3600/812.39193.46l 回流液密度。 3 /26.785mkg l 采用泵輸送回流液，適宜流速為 1.52.0m/s。 取回流液流速 u=1.8m/s，則回流管內徑為： m u l d02 . 0 26.7858 . 1 511 . 0 44 選取鋼管 251.4mm。 校核設計流速： smu/68 . 1 26.785)20014 . 0 025 . 0 ( 4 511 . 0 2 經(jīng)校核，設備適用。 5.3 塔釜出液管塔釜出液管 由前面物料衡算得：， skgl/7932 . 0 塔

24、釜液密度 3 /190.957mkg l 釜液出口管一般的適宜流速為 0.51.0m/s。 取釜液流速 u=0.8m/s，則釜液出口管內徑為： md036 . 0 190.9578 . 0 7932 . 0 4 選取鋼管 401.6mm。 校核設計流速， smu/956 . 0 190.957)2004 . 0 04 . 0 ( 4 7932 . 0 2 經(jīng)校核，設備適用。 5.4 塔頂蒸汽管塔頂蒸汽管 由前面物料衡算得：， svs/m4521 . 0 3 蒸汽管一般適宜流速為 1220m/s. 取蒸汽管流速為 u=20m/s，則塔頂蒸汽管管口內徑為： m v d s 170 . 0 20 4

25、521 . 0 4 20 4 選取鋼管 2005.4mm。 校核設計流速： smu/09.16 )20054 . 0 20 . 0 ( 4 4521 . 0 2 經(jīng)校核，設備適用。 5.5 塔釜蒸汽管塔釜蒸汽管 由前面物料衡算得：， s/m4702 . 0 3 ， v 蒸汽管一般適宜流速為 1220m/s. 取蒸汽管流速為 u=20m/s，則塔釜蒸汽管管口內徑為： m v d173 . 0 20 4702 . 0 4 20 4 選取鋼管 2005.4mm。 校核設計流速： smu/73.16 )20054 . 0 20 . 0 ( 4 4702 . 0 2 經(jīng)校核，設備適用。 5.6 主要接管

26、設計匯總主要接管設計匯總 表 3 主要接管設計計算數(shù)據(jù)表 項目管徑厚度 進料管 401.6mm 回流管 251.4mm 塔釜出液管 401.6mm 塔頂蒸汽管 2005.4mm 塔釜蒸汽管 2005.4mm 第六章第六章 輔助設備設計定型輔助設備設計定型 進料預熱器一個：預熱進料,同時冷卻釜液。 再沸器一個：將塔底產品加熱，提供提餾段的上升蒸汽。 全凝器一個：將塔頂蒸汽冷凝,提供產品和一定量的回流。 產品冷卻器一個：將產品冷卻到要求的溫度后排出。 加料泵：加料管規(guī)格選型，加料泵以每天工作 3 小時計（每班打 1 時） 。大致估計一下加料管路上的管 件和閥門。 高位槽、貯槽：高位槽以一次加滿再加

27、一定裕量來確定其容積。貯槽容積按加滿一次可生產 10 天計算 確定。 表 4 輔助設備數(shù)據(jù)表 管程殼程總傳質系數(shù) k 值范圍 預熱器料液水蒸汽430850w/m2k 再沸器釜液水蒸汽19904260 w/m2k 全凝器冷水物料蒸汽4501140w/m2k 冷卻器冷水產品液430850 w/m2k 計算前均假定換熱器的損失為殼方氣體傳熱量的 10%，即安全系數(shù)為 1.05。下面四個換熱器的計算均按 照這個假定。 6.1 預熱器預熱器 設計流程要求泡點進料，進料濃度下的泡點溫度為 81.5，而原料溫度為 35。釜殘液的溫度為 103，其主要成分是水，比熱比原料液大，所以可以利用釜液對進料液進行預熱

28、，使其達到泡點，只 要控制好釜殘液的流量，由于釜殘液能提供的熱量足夠，因而可以穩(wěn)定控制進料溫度為泡點。 擬定將釜液降至 45排出，以用于他途。 f=0.5485kg/s,w=0.4328kg/s c tt tm 07.61 2 14.8735 2 泡點進料 根據(jù)平均溫度，查相關表可得： cp 水=4.178kj/(kg*k), cp 乙醇3.055kj/(kg*k)。 ）（kkg/(0780.34178 . 4 089 . 0 1089 . 0 055 . 3 m kjcp skjtfcq pm /63.116)3514.87(5485 . 0 0780 . 4 吸收 ctm 37.11 35

29、45 14.87100 ln/354514.87100 取總傳熱系數(shù) k=850=0.85kj/ 2 m 2 07.12)37.1185 . 0 /(63.116)/(mtkqa m 取安全系數(shù) 1.05，則實際傳熱面積為：a=12.67。 2 m 選取換熱器：g27326.32.514 管長 6m；管數(shù) 32；管子（炭鋼）尺寸 mm5 . 225 校核： a=14 2 m q=140.8515.02=178.738kj/s skjq/108.6263.116178.738 所以傳熱足夠，設計滿足要求。 6. 2 再沸器再沸器 因為釜殘液幾乎為水，故其焓值可按純水進行計算。 tw=100,查表

30、得 419.10kj/kg,=56.644 x 23.90 =1353.79kg/h oh2 v 則:。 skjvq oh /60.157 2 與預熱器一樣，采用間接飽和蒸汽加熱。 已知飽和蒸汽的壓強為 2.5kgf/cm2(表壓)， 查表得其溫度為 126.7 則，取 k=3000 w/(m2k)。 ctm 7 . 26100 7 . 126 換熱器面積： 2 066 . 2 7 . 263 05 . 1 60.15705 . 1 m tk q a m 取安全系數(shù)為 1.05，則 2 169 . 2 ma 選取再沸器：g-159 -2.5-3 管長：3m，總管數(shù)：13，管子（炭鋼）尺寸 mm

31、5 . 225 校核： a=3 2 m ， skjtkaq m / 3 . 240 7 . 2633 skjq/ 7 . 8260.157 3 . 240 傳熱量足夠，能夠滿足設計要求。 6.3 全凝器全凝器 冷卻水進口溫度為 25，設其出口溫度為 40，塔頂出口氣體的溫度為 78.5， 因為塔頂餾出液含乙醇 90%， ，查表得其熱焓為 kj/kg 64.1216 m r 由熱量衡算可知 skjhkjqc/81.625/10253. 2 6 59.45 40 5 . 78 25 5 . 78 ln/40 5 . 7825 5 . 78 m t 取安全系數(shù) 1.05，取 k=800 w/(m2k

32、)。 a= 2 02.1859.458 . 0/ 8 . 62505 . 1 /05 . 1 mtkq m 選 g-400iv-1.6-20 型號的換熱器。 管長：3.0 m 管數(shù)：86，管子（碳鋼）尺寸：252.5mm a=20 2 m 6.4 冷卻器冷卻器 冷卻水進口溫度為 25，設其出口溫度為 35；塔頂全凝器出來的有機液（質量分率 90%的乙醇溶液） d=0.1157kg/s；溫度為 78.5，降至 40。按產品冷卻前后的平均溫度查算比熱： c 25.59 2 40 5 . 78 tm 取總傳熱 skj tdcq skjcxcxc pm pdpdpm /71.14405 .781157

33、. 0301 . 3 /3031. 3178 . 4 779 . 0 1055. 3779. 01 產品產 水乙醇產品 ）（）（ 系數(shù) k=600=0.60kj/ 2 m ctm 76.26 2540 35 5 . 78 ln/254035 5 . 78 a= 2 916 . 0 76.266 . 0/71.14/mtkq m 取安全系數(shù) 1.05，則 a=0.962 2 m 選 g-159-1.43-25-5 型號的換熱器。 管長：1.5m 管數(shù)：13 管子（碳鋼）尺寸：252.5mm 管子按三角形排列 校核： a=1.43 2 m q=1.430.626.76=22.96kj/s kj/s

34、 250 . 8 71.14960.22q 所以傳熱足夠，設計滿足要求。 6.5 泵的選取泵的選取 在進料口加料時，本設計采用換熱器加熱原料，進料口高度為： h=4+0.225+40.25=5.225m 進料密度：945.796 kg/m3 由 qm,v=qm,h/進料密度=1974.908(kg/h)/945.796(kg/m3)=2.088m3/h 則液體在泵里的流速為 u=qm,v/(r2 進料口) =0.545m/s 4000 6 . 54649 103471 . 0 796.945545 . 0 6 . 1240 3 du re 所以液體在管中的流動形式為湍流。 fff hhh 選擇

35、泵的型號為：流量為 7.5 m3/h，揚程為 22m。 6.6 儲槽儲槽 原料貯罐 設計原料的儲存利用時間為 3 天 kgq hm 3720290.96 , 則可知： 3, 342.150 796.945 37.142193 m q v hm 進料 設其安全系數(shù)為：0.8 則有： 3 928.187 8 . 0 342.150 mv 實際 產品貯罐 設計產品的儲存時間為 3 天 kgq hm 31.30000324869.39451.10 , 則可知： 3, 016.38 156.789 31.30000 m q v hm 產品 設其安全系數(shù)為：0.8 則有： 3 5

36、2.47 8 . 0 016.38 mv 實際 選擇設備：采用立式圓筒形固定頂儲罐系列（hg-21502.1-92） 原料儲罐的選擇規(guī)格為： 名稱標準序號公稱 體積 /m3 計算 體積 /m3 內徑 /mm 總高 /mm 材料總重 /kg 規(guī)格hg-21502.1-92-21720022031003187q235-a.f9056 產品儲罐的選擇規(guī)格為： 名稱標準序號公稱 體積 /m3 計算 體積 /m3 內徑 /mm 總高 /mm 材料總重 /kg 規(guī)格hg-21502.1-92-208505517001000q235-a.f2570 第七章第七章 塔的總體結構塔的總體結構 7.1 塔的封頭確

37、定塔的封頭確定： 塔徑 d=800mm， 橢圓形封頭，曲面高度 h1=0.2m，h2=0.025m，取封頭壁厚 s=4mm。 7.2 塔壁厚同封頭壁厚：塔壁厚同封頭壁厚： s=4mm 7.3 塔高塔高 塔底空間高度 b h 塔底空間具有中間儲槽的作用，塔釜料液最好在塔底有 1015min 的儲量。這里取 t=12min=720s v 釜液=(20.04 x 28.497)/951.49 0.6003 3 m 所以塔釜液面高， 釜 hm195 . 1 8 . 1014 . 3 /6003 . 0 4 2 =1.195 +0.4=1.595m b h 進料板高度=0.5m f h 板間距=0.25

38、m t h 塔頂空間高度=1.0m d h 封頭高度2(h1+h2)=2(0.2+0.025)=0.45m 開有人孔的板間距m7 . 0 , t h 人孔數(shù)目 s=2 裙座設計高度：4m 塔頂充氣管長度：0.15m 所以塔體總高度為： 7.75m1.650.50.720.252)-2-(171.0 hhshs)h-2-(n bf , ttp d hh 塔總高m34 . 9 96 . 0 2225 . 0 18 . 0 75 . 7 , h 第八章第八章 塔的具體結構設計塔的具體結構設計 8.1. 塔板尺寸塔板尺寸 8.2. 塔節(jié)說明塔節(jié)說明 板間距 ht=250mm 每個塔層中塔板數(shù) n=4

39、塔節(jié)高度 l=5004=2.0m（符合要求） 含進料層的塔節(jié)較其他塔節(jié)高，為 2250mm，滿足要求。 裝有視鏡的塔節(jié)也較其他塔節(jié)略高，為 2250mm，也滿足要求。 5 個塔板用拉桿和定距管緊固在塔節(jié)內。定距管起著支撐塔板和保持塔間距的作用。塔板與塔壁的間隙， 加填料密封后，用壓板和壓圈壓緊。塔節(jié)兩端均有法蘭，兩個塔節(jié)間用螺栓螺母連接。 8.3. 降液管裝置（取整）降液管裝置（取整） lw=(溢流堰長)=480mm 降液管寬度 wd=88mm 降液管面積 af=0.02763m2 出口堰高度 hw=50mm 降液管底隙高度 ho=25mm 8.4. 封接結構封接結構 筒體法蘭 筒體法蘭選取平

40、面封面的甲型平焊法蘭（tb4702-92） 表 8.4.1 甲型平焊筒體法蘭尺寸 公稱直 徑 法蘭/mm（pn=0.6mpa）螺栓 dn(mm) d d1d2d3d4d規(guī)格數(shù)量 8009308908558458424023m2024 表 8.4.2 管法蘭(選取板式平焊鋼制管法蘭) pn=0.6mpa 連接尺寸管子直徑 1 a 法蘭內徑 1 b 名 稱 公 稱 直 徑 dn ab 法 蘭 外 徑 d 螺 栓 孔 中 心 圓 直 徑 k 螺 栓 直 徑 l 螺 栓 孔 數(shù) 量 n 螺 紋 h t 法 蘭 厚 度 c ab 坡 口 寬 度 b 法 蘭 理 論 重 量 kg 進 料 管 4048.3

41、45130100144m121649.546 1.38 回 流 管 2533.73210075114m101434.533 0.75 出 料 管 4048.345130100144m121649.546 1.38 塔 頂 上 升 蒸 汽 管 200219.1219320280188m1622221.5222 6.85 水 蒸 氣 進 口 管 200219.1219320280188m1622221.5222 6.85 墊片墊片 表 8.4.3 （非金屬墊片）hg2060697 進料管出料管回流管 塔頂上升蒸 汽管 水蒸氣進口 管 內徑 （mm） 6177169630630 外徑 （mm） 14

42、0160265780780 厚度 （mm） 1.51.51.533 螺栓螺栓 表 8.4.4 8.5. 人孔人孔(hg2151895)(回轉蓋帶頸對焊法蘭人孔尺寸回轉蓋帶頸對焊法蘭人孔尺寸) 突面型 2.5 500 53012 730 660 405 200 270 128 48 44 48 300 密封面型式 公稱壓力 mpa 公稱直徑 dn dws d d1 a b h1 h2 b 1 b 2 b l d。 螺柱數(shù)量 30 20 螺柱直徑長度 m33218 0 總質量 kg302 進料管出料管回流管 塔頂上升蒸汽 管 水蒸氣進口 管 長度（mm）606070110110 質量（kg）60.

43、760.7132466466 螺紋m12m12m16m24m24 8.6 塔頂?shù)踔數(shù)踔?g=500 slh rel重量 kg 標準圖號 800315090015910 750250110222 hg5-137380- 14 具體圖形見常用單元設備設計（塔頂?shù)踝。?第九章第九章 經(jīng)濟衡算經(jīng)濟衡算 以年為衡算基準 9.1 成產成本成產成本 生產費用包括再沸器水蒸汽費，塔頂冷凝器，產品冷卻器冷卻水費。 9.1.1 水蒸汽費用水蒸汽費用 cs 采用飽和水蒸汽壓力：2.5kgf/cm2(表壓)，采用再沸器由水蒸汽間接加熱，采用飽和蒸汽加熱，1 度 電=1kw/h=3600kj,每度電的單價為 1.0

44、 元，則 再沸器加熱的熱量 hkjqb/103026 . 2 6 用電成本= 小時元/ 6 . 6390 . 1 3600 103026 . 2 6 水蒸汽費用 cs= 年元/46051923002461.639 9.1.2 冷卻水費用冷卻水費用 cw 冷卻水單價按 2 元/噸而定。 換熱器中冷卻水溫升一般取 1020。 冷卻水用量 全凝器： 年噸 水水水 /259080100030024360015174 . 4 /81.625/tcqm pm 冷卻器 年噸 水水水 /9135100030024360010174 . 4 /71.14/tcqm pm 冷卻水費用 cw=（259080+913

45、5）*2=536430 元/年 9.1.3 設備投資費設備投資費 精餾塔投資費 cd 成本：20000d1.2 元/實際塔板 d：精餾塔內徑 m 年折舊率為 15% 全塔成本：20000d1.2ne15% 元/年 ne：實際塔板數(shù) 全塔成本=20000*0.8*1.2*17*（1+15%）=375360 元/年 總費用 ct=cd+cs+cw=4605192+536430+375360=551698.2 元/年 9. 2 生產收益生產收益 已知質量分率為 95%的工業(yè)酒精價格是 5000 元/噸 年噸/300030024869.39451.10md 年噸/ 1 . 2842 %95 %90m

46、m d 則產品收益=2842.1*5000=14210526 元/年 9.3 利潤利潤 每年的利潤=14210526-5516982=8693544 元/年 設計結果統(tǒng)計設計結果統(tǒng)計 表 4、工藝設計計算結果表 項目數(shù)值及說明備注 塔徑 d/m0.8 板間距/m t h 0.25 塔板型式單溢流弓形降液管整塊式塔板 空塔氣速 u/（m/s）0.9360 溢流堰長/m w l 0.48 溢流堰高/m w h 0.05046 板上液層高度/m l h 0.06 降液管底隙高度/m 0 h 0.0244 浮閥個數(shù)（個）38等邊三角形叉排 孔心距 t/m0.075 單板壓降/pa p p 662.05

47、 液體在降液管內停留時間 s/ 0.1323 降液管內清液層高度 m/ d h 0.1718 泛點百分率 f/%59.93 氣相負荷上限 -13 max sm/) s v（ 精餾：0.59提餾：0.710 氣相負荷下限（ 13 min sm/) s v 精餾：0.21提餾：0.252 閥孔氣速 1 0 / smu 10.36 閥孔動能因素 0 f 9.23 臨界閥孔氣速 1 / smuoc 11.91 彈性操作精餾： 2.8095 提餾：2.817 附圖附圖 圖 1 圖解法最小回流比示意圖 圖 2 圖解法求理論板數(shù)示意圖 圖 3 提餾段性能圖 圖 4 精餾段性能圖 圖 5 浮閥排列圖 圖 6

48、精餾塔工藝流程圖 設計小結與體會設計小結與體會 在楊楚芬老師的悉心指導下，我們組順利完成該課程設計。通過這次的課程設計，收獲頗多，受益匪 淺。 1、 對實驗原理有更深的理解對實驗原理有更深的理解 通過化工原理課程設計，在這個課程設計過程當中，我們綜合地運用了我們所學習過的流體力學， 傳熱，傳質，分離等方面的化工基礎知識，運用傳統(tǒng)的手工制圖和新興的電腦計算技巧加以配合，設計 了一款可應用于設計生產當中的酒精連續(xù)精餾篩板塔。在為期兩周的課程設計當中我感觸最深的便是實 踐聯(lián)系理論的重要性，當遇到實際問題時，只要認真思考，用所學的知識，再一步步探索，是完全可以 解決遇到的一般問題的。這次的課程設計內容包括工藝流程的設計，塔板結構的設計，數(shù)據(jù)的校驗。目 的主要是使我們對化學工藝原理有一定的感性和理性認識；對酒精精餾等方面的相關知識做進一步的理 解；培養(yǎng)和鍛煉我們的思維實踐能力，使我們的理論知識與實踐充分地結合，做到不僅具有專業(yè)知識， 而且還具有較強的實踐能力，能自主分析問題和解決問題。掌握了什么是數(shù)據(jù)計算程序，熟悉了酒精 水分離的總流程框圖，了解了工業(yè)酒精的生產過程、對課本上的理論知識有了更深的理解，