化工原理課程設(shè)計(jì)精餾塔設(shè)計(jì)7000噸乙醇水精餾塔設(shè)計(jì)

1、目錄（一）設(shè)計(jì)任務(wù)書2（二）設(shè)計(jì)計(jì)算2一、設(shè)計(jì)方案的確立及論證2二、工藝計(jì)算3三、精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算6四、精餾塔的塔徑塔體工藝尺寸計(jì)算10五、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算12六、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算14七、塔板符合性能圖16八、附屬設(shè)備19參考文獻(xiàn)23感想23年產(chǎn)量為7000噸（一）設(shè)計(jì)任務(wù)書1、 設(shè)計(jì)題目乙醇-水精餾塔設(shè)計(jì)2、 設(shè)計(jì)任務(wù)和條件1) 原料液含乙醇20%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)下同），其余為水；2) 產(chǎn)品乙醇含量不低于94%3) 殘液乙醇含量不低于0.1%4) 生產(chǎn)能力為年產(chǎn)7000噸（94%）的乙醇產(chǎn)品5) 操作條件：精餾塔的塔頂壓強(qiáng) 4kpa（表壓）進(jìn)料狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料回流比 r=1

2、.6rmin加熱蒸汽壓強(qiáng) 101.33kpa（表壓）單板壓降 不大于0.66kpa（表壓）6） 設(shè)備形式 浮閥塔7） 廠址 太原8） 設(shè)備工作日 每年300天，24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行太原地區(qū)夏天水溫1618oc3、 設(shè)計(jì)題目1） 設(shè)計(jì)方案的確定及論證2） 塔板數(shù)的計(jì)算3） 塔徑4） 踏板結(jié)構(gòu)的設(shè)計(jì)。包括：結(jié)構(gòu)尺寸、流體力學(xué)驗(yàn)算、負(fù)荷性能圖5） 其它：包括加熱蒸汽、冷凝器的選擇、冷卻水消耗量、傳熱面積等6） 流程圖及主要設(shè)備圖。分別用a3 a1號(hào)圖紙（二）設(shè)計(jì)計(jì)算一、設(shè)計(jì)方案的確立及論證 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇和水的混合物。對(duì)于二元混合物的分離應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過

3、預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝液在泡點(diǎn)下-部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲(chǔ)罐，該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍，塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 蒸餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進(jìn)行。本方案確定為常壓下操作，物性也無特殊要求則可在常壓下操作，且常壓下操作也較容易，不需多余空壓設(shè)備。將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，此時(shí)塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)、氣溫的影響。在泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)物近于純水，而在濃度稀薄時(shí)溶液的相

4、對(duì)揮發(fā)度較大，其優(yōu)點(diǎn)有：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內(nèi)只須安裝鼓泡管，不需安置龐大的傳熱面。但是，直接蒸汽加熱，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)組分的濃度較低，因而塔板數(shù)稍有增加，而乙醇和水，當(dāng)殘液的濃度稀薄時(shí)，溶液的相對(duì)揮發(fā)度很大，容易分離，故所加的塔板數(shù)并不多，此時(shí)采用直接蒸汽加熱是合適的。選擇r=1.6rmin,使過程處于最佳條件下進(jìn)行，可使能耗降至最低。二、工藝計(jì)算2.1 rmin的確定乙醇-水體系為非理想體系，其平衡曲線有下凹部分。此時(shí)rmin可由點(diǎn)（xd ,yd）像平衡線作切線的斜率，求得:由圖可見，該切線的斜率為求

5、得rmin=2.2337所以r=1.6rmin=2.23371.6=3.574由于采用泡點(diǎn)進(jìn)料q=1則v=v=v0=(r+1)d=4.574d l,=l+f=rd+f2.2物料衡算2.2.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率乙醇的摩爾質(zhì)量 ma=46kg/kmol水的摩爾質(zhì)量 mb=18kg/kmolxf=0.0891xd=0.8598xw=0.00039產(chǎn)品量d=22.35kmol/h總物料衡算：f+v0=d+w易揮發(fā)組分橫算fxf+v0y0=dxd+wxw聯(lián)立得 v0=102.2289kmol/h w=296.852kmol/h f=216.9731kmol/h2.2.2塔板數(shù)的確定（1）

6、 求精餾塔的氣液相負(fù)荷l=rd=3.57422.35=79.8789kmol/hl=l+f=79.8789+216.9731=296.852kmol/hv=(r+1)d=v=102.2289kmol/h(2) 回收率a. 乙醇的回收率為b. 水的回收率為(3) 操作線方程a. 精餾段操作線方程為：b. 提餾段操作線方程為：（4） 圖解法求理論板層數(shù)1、 采用直角階梯法求理論板層數(shù)如右圖，其放大圖為下，求解結(jié)果為總理論板層數(shù)：nt=24(不包括再沸器)進(jìn)料板位置nf=21精餾段得理論板層數(shù)n精=20，提餾段的理論板層數(shù)n提=4（包括進(jìn)料板）2、 實(shí)際板層數(shù)的求取設(shè)et=50%則精餾段實(shí)際板層數(shù)n

7、精=20/0.5=40提餾段實(shí)際板層數(shù)n提=4/0.5=8總的實(shí)際板層數(shù)np=n精+n提=483、 塔板總效率的估計(jì)1 操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 pd=p當(dāng)+p表=92+4=96kpa 每層塔板壓降p=0.66kpa 塔底操作壓力 pw=pd+0.6648=96+0.6648=127.68kpa2 操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中乙醇-水的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算 a=7.33827 b=1650.05 c=231.48 a=7.07406 b= 1657.46 c=227.02 塔頂：t=81oc時(shí) = =114.2279kpa= =49.3226kpax

8、d=0.8598所以t=81oc較接近t=80.9oc時(shí) = =113.70kpa= =49.1kpa所以td=80.9oc塔底：t=106.5oc= =285.8751kpa= =127.1929kpa t=106.6oc= =286.8273kpa= =127.6299kpa 兩者較接近平均溫度3 粘度計(jì)算在時(shí)，查的 4 相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算 5 塔板總效率估算根據(jù) 求的 在誤差范圍內(nèi)所以假設(shè)成立取塔板的效率則則精餾段實(shí)際板層數(shù)n精=20/0.5=40提餾段實(shí)際板層數(shù)n提=4/0.5=8總的實(shí)際板層數(shù)np=n精+n提=48三、精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1、 操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力

9、pd=p當(dāng)+p表=92+4=96kpa 每層塔板壓降p=0.66kpa進(jìn)料板壓降 pf=96+0.6641=123.06kpa精餾段平均壓力降 pm=(96+123.06)/2=109.53kpa塔底操作壓力pw=pd+0.6648=96+0.6648=127.68kpa提餾段的平均壓降pm=(127.68+123.06)/2=125.37kpa2、 操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中乙醇-水的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算塔頂溫度td=80.9oc由上已算進(jìn)料板溫度計(jì)算設(shè)tf=101oc= =237.3641kpa= =104.9872kpa相差較遠(yuǎn)tf=100o

10、c= =229.3207kpa= =101.3176kpa相差更遠(yuǎn)所以選擇的溫度應(yīng)該大于101octf=102oc= =245.6389kpa= =108.7662kpa與較接近tf=102.5oc= =249.8646kpa= =110.6975kpa與較接近所以選擇tf=102.5oc較合適精餾段平均溫度tm=(80.9+102.5)/2=91.7oc提餾段平均溫度tm=(102.5+106.6/2=104.55oc3、 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由查平衡曲線得進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算有圖解理論板得查平衡曲線得塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算查平衡曲線得精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量4、

11、 平均密度計(jì)算（1） 氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段 vm=提餾段 vm=（2） 液相平均密度計(jì)算液相平均密度依據(jù)下式計(jì)算，即a. 塔頂液相平均密度的計(jì)算由td=80.9oc查手冊(cè)得水=971.215kg/m3 乙醇=737.538kg/m3 ldm=b.進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算由tf=102.5oc查手冊(cè)得水=956.55kg/m3 乙醇=719.225kg/m3 lfm=c.進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率所以 lfm=d塔板液相平均密度計(jì)算tw=106.6oc查手冊(cè)得水=953.516kg/m3 乙醇=715.745kg/m3 lwm=e.精餾段液相平均密度為 lm=f提餾段液相平均

12、密度為 lm=5、 液相平均表面張力計(jì)算a. 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算當(dāng)乙醇的質(zhì)量分率為94%時(shí)，查手冊(cè)得解得b.進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由乙醇的質(zhì)量分率為20%時(shí)，查手冊(cè)得解得c.塔底液相平均表面張力的計(jì)算由乙醇的質(zhì)量分率為0.1%時(shí)，查手冊(cè)得解得d精餾段液相平均表面張力的計(jì)算e.提餾段液相平均表面張力的計(jì)算四、精餾塔的塔徑塔體工藝尺寸計(jì)算1. 塔徑的計(jì)算精餾段的氣液相體積流率為由c20由圖4-1查取p24，圖的橫坐標(biāo)為取板間距ht=0.47m,板上液層高度hl=0.07m,則ht-hl=0.47-0.07=0.4m查圖4-1得c20=0.0825=取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=

13、0.6umax=0.62.157=1.2944m/s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為d=1.0m提餾段的氣液相體積流率為由 圖的橫坐標(biāo)為 查圖4-1得c20=0.081 c=0.081=取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=0.6umax=0.62.893=1.736m/sdd則取d=1.0m塔截面積為at=實(shí)際空塔氣速為2、 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾塔有效高度為z精=（n精-1）ht=(40-1)0.47=18.33m提餾段有效高度為z精=（n提-1）ht=(8-1)0.47=3.29m在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m故精餾塔的有效高度為z=z精+z精+0.8=18.33+3.29+0.8=22.42

14、m五、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1、 溢流裝置計(jì)算因塔徑d=1.0m可選用單溢流弓形降液管采用凹型受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下：(1)堰長(zhǎng)lw取lw=0.66d=0.661.0=0.66m(2)溢流堰高度hw=hl-how選用平直堰，堰上液層高度how，依下式計(jì)算，即how=近似取e=1，則how=取板上液層高度hl=0.07m故hw=hl-how=0.07-0.00784=0.06216m(3) 弓形降液管高度wd和截面積af由查圖4-3，p27得 故af=0.0722at=0.07220.785=0.0567m2wd=0.124d=0.1241.0=0.124m依據(jù)式4-7驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，

15、即故降液管設(shè)計(jì)合理（4） 降液管底隙高度h0取=0.08m/s則=故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度2、 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔功能因子f0=11，用式4-29求孔速u0即依據(jù)式4-30，求每層塔板上的浮閥數(shù)，即取邊緣寬度wc=0.06m泡沫區(qū)寬度ws=0.07m依據(jù)4-10計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m,則可按下式估算排間距t即考慮到塔徑的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用96mm,而應(yīng)小于此值，故取t=80mm=0.08m按t=75mm,t=

16、80mm以等腰三角形叉排方式作圖，排的閥數(shù)72個(gè)閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在912范圍內(nèi)塔板開孔率=六、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算1、 氣相通過浮閥塔板的壓降，可根據(jù)式4-31計(jì)算塔板壓降，即(1) 干板阻力由式4-34計(jì)算，即因則hc按式4-32計(jì)算（2） 板上充氣液層阻力hl本設(shè)備分離乙醇和水的混合物，即液相為水，可取充氣系數(shù)依據(jù)式4-16計(jì)算，即（3） 克服表面張力所造成的阻力h0因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔板的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋▎伟鍓航祊p=）2、 淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清夜層高度hd可用式4-23計(jì)算，即（1） 與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p=0.07m（2） 液體通

17、過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故可按式4-24計(jì)算，即（3） 板上液層高度取hl=0.07m則取 ht=0.47m hw=0.06216m則可見hd,符合防止淹塔的要求（4）霧沫夾帶按式4-37及式4-38計(jì)算泛點(diǎn)率fl,即或板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度zl=d-2wd=1.0-20.124=0.752m板上液流面積ab=at-2af=0.785-20.0567=0.6716m2水和乙醇可按正常系統(tǒng)按表4-3取物性系數(shù)k=1.0，又由圖4-10查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)cf=0.117將以上數(shù)值帶入4-37，得按式4-38計(jì)算泛點(diǎn)率，得計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求七、塔板符合性能圖

18、1、 霧沫夾帶線按式4-37作出，即對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中 k cf zlj均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將已知數(shù)代入上式，便得出vs-ls的關(guān)系式，據(jù)此式可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下：整理得： （1）由式（1）知，霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)ls值，依據(jù)（1）計(jì)算出相應(yīng)的vs值列于附表1中附表10.0080.0061.3961.4482、 液泛線聯(lián)立式4-23、4-21及式hd得由上式確定液泛線，忽略式中項(xiàng)，將式4-24、4-27、4-32、4-16、代入上式，得到因物系一定塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則ht hw h0 lw 等均為定

19、值，而u0與vs又有如下關(guān)系即式中閥孔數(shù)n與孔徑d0為定值，因此可將上式簡(jiǎn)化得 （2）在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)ls值，依據(jù)式（2）算出相應(yīng)的vs值列于附表2中附表20.0020.0040.0010.0061.3321.1401.4040.8323、 液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于35s，依據(jù)式4-7知：液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間求出上限液體流量ls值（常數(shù)）在vs-ls圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量vs無關(guān)的豎直線，以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則4、 漏液線對(duì)于fi型重閥，依據(jù)計(jì)算則又知即式中 n均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷vs的下限值，據(jù)此作出與液相流量

20、無關(guān)的水平漏液線以f0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則5、 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度how=0.00784m作為液相負(fù)荷下限條件，依下列how的計(jì)算式計(jì)算出ls的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直直線，取e=1則根據(jù)本題附表1、2及式（3）（4）（5）可分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的（1）（2）（3）（4）（5）共五條線由塔板負(fù)荷性能圖可看出：（1） 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)p（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置（2） 塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制（3） 按照固定的液氣比，由圖乙查出塔板的氣相負(fù)荷上限（vs）max=3.26m3/s,氣相負(fù)荷上限（vs

21、）min=0.381m3/s,所以操作彈性=現(xiàn)將計(jì)算結(jié)果匯總列于附表3中附表3 浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值及說明備注塔徑d/m1.0板間距ht/m0.47塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u/m/s1.2944堰長(zhǎng)lw/m0.66堰高h(yuǎn)w/m0.06216板上液層高度hl/m0.07降液管底隙高度h0/m0.0159浮閥數(shù)n/個(gè)72等腰三角形叉排閥孔氣速u0/m/s9.148閥孔動(dòng)能因數(shù)f010.33臨界閥孔氣速u0c/m/s9.19孔心距t/m0.075指同一橫排的孔心距排間距t/m0.08指相鄰兩橫排的中心線距離單板壓降570.54液體在降液管停留時(shí)間/s31.66降液管內(nèi)清液層

22、高度hd/m0.141泛點(diǎn)率43.0%氣相負(fù)荷上限（vs）max3.26霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷下限（vs）min0.381漏液控制操作彈性8.56八、附屬設(shè)備（1） 塔頂全冷凝器核算1、 試算和初選換熱器型號(hào) 80.9oc時(shí)，水的汽化潛熱為2520kj/kg,乙醇的汽化潛熱為845kkj/kg=設(shè)冷卻水進(jìn)口溫度為20攝氏度，出口溫度為30攝氏度，2、 計(jì)算兩流體的平均溫差，暫按單殼程多管程進(jìn)行計(jì)算，逆流時(shí)平均溫度差為r=0所以3、 初選換熱器型號(hào)根據(jù)兩流體的情況，假設(shè)k=560w/(m2.oc)故選擇計(jì)算換熱面積為8.26m2,換熱管長(zhǎng)度l=3000mm,管子根數(shù)n=48，管程數(shù)n=4，實(shí)際傳熱

23、面積若采用此傳熱面積的換熱器，則要求過程的總傳熱系數(shù)為560w/(m2.oc)4、 核算壓強(qiáng)降（1） 管程壓降其中管程流通面積(湍流)設(shè)管壁粗糙度，由關(guān)系圖中查所以（2） 殼程壓降其中管子為轉(zhuǎn)角450c正方形，f=0.4 取折流擋板間距h=0.15m 殼程流通面積取d=0.2m 計(jì)算表明管程和殼程壓強(qiáng)降都能滿足題設(shè)要求4、 核算總傳熱系數(shù)（1） 管程對(duì)流傳熱系數(shù)re=59920(湍流)(2) 殼程對(duì)流傳熱系數(shù)去換熱器列管中心距離t=26mm流體通過管間最大截面積為 取所以（3） 污垢熱阻 （4）總傳熱系數(shù)k0，管壁內(nèi)阻可以忽略計(jì)算k0=587 所以選擇k0=560 合適，型號(hào)為設(shè)計(jì)結(jié)果為選用固定管板式換熱器s=8.26m2 l=3m n=4 n=48(2) 產(chǎn)品冷