蘭州交通大學 年產(chǎn)2萬噸乙醇水精餾塔的設(shè)計

1、年產(chǎn)2萬噸乙醇-水精餾塔的工藝設(shè)計設(shè)計任務(wù)書 1設(shè)計題目：年產(chǎn)萬噸乙醇-水精餾塔的工藝設(shè)計2設(shè)計條件生產(chǎn)能力：年產(chǎn)噸85% （mol%）乙醇設(shè)備型式：浮閥塔操作壓力：常壓原料液：乙醇的摩爾百分含量為35%，50進料乙醇的純度：塔頂不低于85%（mol%,下同），塔底不高于1%。每年按330天計，每天24小時連續(xù)生產(chǎn)建廠地址：蘭州地區(qū)要求單板壓降都不大于103Pa, 3 設(shè)計步驟及要求31確定設(shè)計方案（1）流程的選擇（2）塔板類型的選擇，例如浮閥的類型、降液管、溢流裝置等的選擇（3）壓力的選擇（4）進料熱狀況的選擇（5）加熱方式的選擇32查閱物料的物性數(shù)據(jù)（1）乙醇-水的相平衡數(shù)據(jù)（2）確定精餾

2、段和提餾段的定性溫強度和壓強（3）分別確定精餾段和提餾段的氣相和液相的平均密度、液相的平均表面張力、液體的平等均粘度33塔的工藝計算331塔設(shè)計方案的確定（1）全塔的物料衡算（2）繪制相平衡圖（t-x-y和x-y相圖）（3）確定回流比（4）確定理論塔板數(shù)1（5）確定全塔效率（6）分別確定精餾段和提餾段的實際塔板數(shù)和進料板位置（7）分別確定精餾段和提餾段的氣液兩相的負荷332精餾段塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算（1）塔徑（初選板間距、求取空塔氣速和泛點氣速）（2）塔高的計算（3）溢流裝置的設(shè)計（包括溢流堰的型式、堰長、堰高、降液管的寬度和面積、降液管內(nèi)流體的停留時間、降液管的底隙高度）（4）塔板上各

3、區(qū)域的布置（包括塔板的開孔區(qū)、降液區(qū)、安定區(qū)和邊緣區(qū)的分布）（5）浮閥的個數(shù)以及排列方式（包括閥孔直徑、個數(shù)、排列和開孔率等）（6）精餾段塔板的流體力學計算級校核（包括溢流堰上清液層的高度、塔板的壓降、降液管內(nèi)清液層的高度、降液管內(nèi)液體的停留時間、霧沫夾帶量、漏液點等）（7）繪制塔板的氣液負荷性能圖，要求操作彈性不小于2.（8）如果不符合上述要求重新進行以上計算333提餾段塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算（步驟同精餾段）334塔附件的工藝設(shè)計包括封頭、筒體、法蘭、補強圈接管、除沫器、裙座手孔或人孔、吊柱等335計算結(jié)果列表4設(shè)計成果41設(shè)計說明書（A4紙）（1）內(nèi)容包括封面、任務(wù)書、目錄、正文、參考

4、文獻、附錄（2）格式必須嚴格按照蘭州交通大學畢業(yè)設(shè)計的格式打印。42精餾塔工藝條件圖（2號圖紙）（手繪）5時間安排（1）第十九周第二十二周（2）第二十二周的星期五下午兩點本人親自到指定地點交設(shè)計成果，最遲不得晚于星期五的十八點鐘.6設(shè)計考核 設(shè)計是否獨立完成；設(shè)計說明書的編寫是否規(guī)范；工藝計算與圖紙正確與否以及是否符合規(guī)范；答辯；2目 錄1 設(shè)計方案的確定12 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1 3 精餾塔的物料衡算1 31 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率1 32 物料衡算14塔板數(shù)的確定2 41 進料泡點溫度的計算2 42 q值得計算 2 43 求最小回流比和操作回流比2 44 求精餾塔的氣、液相負荷4

5、 45 求操作線方程4 46 圖解法求理論板層數(shù)4 47 塔板效率的求取5 48 實際板層數(shù)的求取55精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算5 51 操作壓力計算5 52 操作溫度計算6 53 液體平均粘度計算6 54 平均摩爾質(zhì)量的計算7 55 平均密度的計算8551 氣相平均密度計算 8552 液相平均密度計算 8 56 液體平均表面張力計算96精餾塔的塔體工藝尺寸計算 10 61 塔徑的計算 10611 精餾段塔徑的計算10612 提餾段塔徑的計算11 62 精餾塔有效高度的計算 127塔板主要工藝尺寸的計算 120 71 溢流裝置計算 12711 堰長lW12712 溢流堰高度 hW 1

6、2713 弓形降液管寬度Wd和截面積Af 13714 降液管底隙高度ho14 72 塔板布置 14721 塔板的分塊14722 邊緣區(qū)寬度確定14723 開孔區(qū)面積計算14724 篩孔計算及其排列158篩板的流體力學驗算 16 81 塔板降 16811 干板阻力hc計算16812 氣體通過液層的阻力hl計算17813 液體表面張力的阻力h計算17 82 液面落差 18 83 液沫夾帶 18 84 漏液 18 85 液泛 199塔板負荷性能圖 19 91 漏液線 19 92 液沫夾帶線 20 93 液相負荷下限線 21 94 液相負荷上線線 22 95 液泛線 22 96 篩板負荷圖及操作彈性

7、2310 主要工藝接管尺寸的計算和選取 24 101 蒸汽出口管的管徑計算 24 102 回流液管的管徑計算25 103 進料液管的管徑計算25 104 釜液排出管的管徑計算251 105 人孔相關(guān)尺寸的選取26參考文獻262設(shè)計計算1設(shè)計方案的確定本設(shè)計任務(wù)為分離乙醇水混合物提純乙醇，采用連續(xù)精餾塔提純流程。設(shè)計中采用50冷進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系較難分離，回流比較大，故操作回流比取最小回流比需提高。塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2 操作條件和基礎(chǔ)

8、數(shù)據(jù)進料中乙醇含量（摩爾分數(shù)） ；產(chǎn)品中乙醇含量（摩爾分數(shù)） ；塔釜中乙醇含量（摩爾分數(shù)） ；處理能力 ；進料熱狀況 50冷進料；根據(jù)上述工藝條件作出浮閥塔的設(shè)計計算如下。3精餾塔的物料衡算31 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量乙醇的摩爾質(zhì)量 水的摩爾質(zhì)量 32物料衡算每年330天，每天工作24小時，其處理量為2萬噸/年故塔頂餾出液的量為 總物料衡算 乙醇的物料衡算 聯(lián)立解得 4 塔板數(shù)的確定由于精餾塔采用冷進料，故，并不能采用氣液相圖直接計算。41 進料泡點溫度的計算根據(jù)飽和蒸汽壓的安托尼方程：和泡點方程： 聯(lián)立試差計算得到泡點溫度。乙醇的安托尼方程 水的安托尼方程 蘭州當?shù)氐膲簭?求得

9、泡點溫度 42 q值的計算化工原理（陳敏衡）給出如下公式用以計算非泡點溫度進料。 泡點溫度乙醇的摩爾熱容 泡點溫度水的摩爾熱 泡點溫度乙醇的摩爾氣化潛熱 泡點溫度水的摩爾氣化潛熱 43求最小回流比及操作回流比 乙醇-水是非理想物系，先根據(jù)乙醇-水平衡數(shù)據(jù)，繪出平衡線，如圖所示。液相中乙醇摩爾分數(shù)氣相中乙醇摩爾分數(shù)液相中乙醇摩爾分數(shù)氣相中乙醇摩爾分數(shù)0.00.00.250.5510.010.110.300.5750.020.1750.400.6140.040.2730.500.6570.060.340.60.06980.080.3920.700.7550.100.430.800.820.140.

10、4820.8940.8940.180.5130.950.9420.200.5251.01.0q線方程 最小回流比 為q線方程與平衡線方程的交點。作圖解得交點為（0.370，0.597） 通常情況下，乙醇水物系在乙醇濃度比較高時較難分離。根據(jù)資料乙醇水物系通常取回流比為。 故可得44 求精餾塔的氣、液相負荷 45 求操作線方程精餾段操作線方程為 提餾段操作線方程為 46 圖解法求理論塔板數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖所示?？梢郧蟮美碚撍錘T=21塊。47 塔板效率的求取操作溫度計算：由于蘭州地區(qū)的壓力遠小于標準大氣壓，泡點溫度可用安托尼方程和泡點公式聯(lián)力試差求得。 由乙醇水的氣液兩相平衡圖可查

11、得：塔頂和塔釜的氣液兩相組成為： 查化工物性算圖手冊得：則塔內(nèi)相對揮發(fā)度：塔的平均溫度為 在此平均溫度下查手冊得：，。則全塔液相平均粘度全塔效率由奧康奈爾Oconnell關(guān)聯(lián)式計算：48 實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù) 提餾段實際板層數(shù) 5精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算51 操作壓力計算塔頂操作壓力 （塔頂高于當?shù)貧鈮海┟繉铀鍓航?進料板壓力 塔釜壓力 精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 52 操作溫度計算泡點溫度可用安托尼方程和泡點公式聯(lián)力試差求得泡點溫度為：塔頂溫度 進料板溫度 塔釜溫度 精餾段平均溫度為：提餾段平均溫度為：53 液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即 塔頂液相平

12、均粘度的計算由，查手冊得： 解出 進料板液相平均粘度的計算由，查手冊得： 解出 塔釜液相平均粘度的計算由，查手冊得： 解出 精餾段液相平均粘度為 提餾段液相平均粘度為 54 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂摩爾質(zhì)量計算由，查平衡曲線，得 塔釜摩爾質(zhì)量計算由，查平衡曲線，得 進料板摩爾質(zhì)量計算由圖解理論板，得查平衡曲線，得 精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量 55 平均密度計算551 氣相平均密度計算精餾段氣相密度由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 提餾段氣相密度由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 552 液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即 塔頂液相密度的計算由，查手冊得 塔頂液相的質(zhì)量分率 進料板液相密度的計

13、算由，查手冊得 進料板液相的質(zhì)量分率 塔釜液相密度的計算由，查手冊得 塔釜液相的質(zhì)量分率 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為 56 液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算由，查手冊得 進料板液相平均表面張力的計算由，查手冊得 塔釜液相平均表面張力的計算由，查手冊得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 6精餾塔的塔體工藝尺寸計算61 塔徑的計算611 精餾段的塔徑計算精餾段的氣、液相體積流率為 由 式中C由式計算，式中C20由史密斯關(guān)系圖查得，圖的橫坐標為 取板間距，板上液層高度，則 查史密斯關(guān)系圖得 取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速

14、為 圓整塔徑，取塔截面積為 實際空塔氣速為 612 提餾段的塔徑計算提餾段的氣、液相體積流率為 由 式中C由式計算，式中C20由史密斯關(guān)系圖查得，圖的橫坐標為 取板間距，板上液層高度，則 查史密斯關(guān)系圖得 取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為 圓整塔徑，取塔截面積為 實際空塔氣速為 62 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 故精餾塔的有效高度為 7塔板主要工藝尺寸的計算71 溢流裝置計算因為塔徑較小，一般場合可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：711 堰長lW精餾段 提餾段 712 溢流堰高度hW由 選用平直堰，堰上液層高度hOW由下式計算，即 近似取E=1，

15、則精餾段： 取板上清液層高度 故 提餾段： 取板上清液層高度 故 713 弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 查圖（弓形降液管的參數(shù)）【4】，得 故精餾段有 依式 驗算液體在降液管中停留的時間，即 故精餾段降液管設(shè)計合理。故提餾鍛 依式 驗算液體在降液管中停留的時間，即 故提餾段降液管設(shè)計合理。714 降液管底隙高度ho 取 精餾段 提餾段 故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度 72 塔板布置721 塔板的分塊精餾段，故塔板采用分塊式。查表，則塔板分為3塊。提餾段，故塔板采用分塊式。查表，則塔板分為3塊。722 邊緣區(qū)寬度確定取 ，723 鼓泡區(qū)面積計算鼓泡開孔區(qū)面積按下式計算，即 精

16、餾段 故 提餾段 故 724 浮閥計算及其排列7241精餾段浮閥計算及其排列取閥孔動能因數(shù)，則孔速求取每層塔板上的浮閥數(shù)，即開孔所占面積：估算孔心距：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距則可按下式估算排間距,即考慮到塔的直徑較大，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股跑區(qū)面積，因此排間距不宜采用,而應小于此值，故取按，以等腰三角形叉排方式作圖，得閥數(shù)N=140個。按N=100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912范圍內(nèi)。塔板開孔率開孔率在之間，故合理。7242提餾段浮閥計算及其排列取閥孔動能因數(shù)，則孔速求取每層塔板上的浮閥數(shù)，即開孔所占面積

17、：估算孔心距：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距則可按下式估算排間距,即考慮到塔的直徑較大，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股跑區(qū)面積，因此排間距不宜采用,而應小于此值，故取按，以等腰三角形叉排方式作圖，得閥數(shù)N=100個。按N=100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912范圍內(nèi)。塔板開孔率開孔率在之間，故合理。8篩板的流體力學驗算81 塔板壓降811 干板阻力hc計算干板阻力hc由下式計算，即 由，查圖干篩孔的流量系數(shù)得，故精餾段 故提餾段 812 氣體通過液層的阻力hl計算氣體通過液層的阻力hl由下式計算，即精餾段則有： 查充氣系

18、數(shù)關(guān)聯(lián)圖得：故 提餾段則有： 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得：故 813 液體表面張力的阻力h計算精餾段液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計算，即 提餾段液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計算，即 氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 精餾段 提留段 精餾段每層塔板的壓降為 提餾段每層塔板的壓降為 82 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本次的塔徑和液流量均不大，故可以忽略液面落差的影響。83 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算，即 故精餾段 故精餾段 故在本次設(shè)計中液沫夾帶量eV在允許范圍內(nèi)。84 漏液對篩板塔，漏液點氣速u0，min可由下式計算，即 精餾段有實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為 故在本次設(shè)計中有少量漏

19、液。提餾段有實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為 故在本次設(shè)計中無明顯漏液。85 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應服從下式的關(guān)系，即 乙醇水物系屬一般物系，不易發(fā)泡，故安全系數(shù)取。而 則精餾段 板上不設(shè)進口堰，hd可由下式計算，即 故在本次設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。則提餾段 板上不設(shè)進口堰，hd可由下式計算，即 故在本次設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。9塔板負荷性能圖91 漏液線由 得 精餾段有 整理得 提餾段有 整理得 即可作出漏液線。92 液沫夾帶線精餾段以為限，求VsLs關(guān)系如下：由 故 整理得 提餾段以為限，求VsLs關(guān)系如下：由 故 整理得 即可作出液沫夾帶線。93 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上

20、液層高度作為最小液體負荷標準。則 取，則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線。94 液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式可得，即 故 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線。95 液泛線令 由 聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得 式中 將精餾段有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 故 或 將提餾段有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 故 或 即可作出液泛線。96 篩板負荷圖及操作彈性根據(jù)以上各線方程，可作出精餾段篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖可查得 故精餾段操

21、作彈性為 根據(jù)以上各線方程，可作出提餾段篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖可查得 故提餾段操作彈性為 由本次設(shè)計所得的數(shù)據(jù)計算得出的塔板負荷性能圖如圖所示。由圖中可看出，操作點在理論范圍內(nèi)，但偏邊界位置，即該操作點并非最佳操作點，可能由于回流比取值誤差導致的。10主要工藝接管尺寸的計算和選取101 蒸汽出口管的管直徑計算由于是常壓精餾，允許氣速為，故選取，則 圓整直徑為102 回流管的管徑計算冷凝器安裝在塔頂，一般流速為，故選取，則 圓整直徑為103 進料管的管徑計算由于料液是由泵輸送的，一