乙醇水溶液連續(xù)精餾塔課計化學(xué)畢業(yè)論文

1、化工原理課程設(shè)計題 目:乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計系 別:化學(xué)化工學(xué)院專 業(yè): 10化學(xué)工程與工藝 學(xué) 號:姓 名: 鄧美蘭 指導(dǎo)教師:2014年 2月 15 日目錄設(shè)計任務(wù)書一、概述1、精餾操作對塔設(shè)備的要求和類型42、精餾塔的設(shè)計步驟5二、精餾塔工藝設(shè)計計算1、設(shè)計方案的確定62、精餾塔物料衡算63、塔板數(shù)的確定73.1理論板層數(shù)NT的求取 73.2實際板層數(shù)的求取 84、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算4.1操作溫度的計算114.2平均摩爾質(zhì)量的計算114.3平均密度的計算124.4液相平均表面張力計算124.5液體平均粘度計算135、精餾塔塔體工藝尺寸計算5.1塔徑的計算 145.

2、2精餾塔有效高度的計算156、塔板主要工藝尺寸計算6.1溢流裝置計算166.2塔板的布置176.3浮閥計算及排列177、浮閥塔流體力學(xué)性能驗算198、塔附件設(shè)計26三、總結(jié)27化工原理課程設(shè)計任務(wù)書一、 設(shè)計題目:乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計二、 設(shè)計條件:處理量: t/a (5)料液組成(質(zhì)量分?jǐn)?shù)): (40%) 塔頂產(chǎn)品組成(質(zhì)量分?jǐn)?shù)): (92%,)塔頂易揮發(fā)組分回收率: (98.5%)每年實際生產(chǎn)時間: 7200小時連續(xù)工作連續(xù)操作、中間加料、泡點回流。操作壓力：常壓進料狀況：泡點進料塔釜間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為0.35Mpa單板壓降1kpa塔頂冷凝水用冷卻水的進、出口溫度差20三,

3、 設(shè)計任務(wù)完成精餾塔的工藝設(shè)計,有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計和選型,繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖和精餾塔裝配圖,編寫設(shè)計說明書.設(shè)計內(nèi)容包括：1、 精餾裝置流程設(shè)計與論證2、 浮閥塔內(nèi)精餾過程的工藝計算3、 浮閥塔主要工藝尺寸的確定4、 塔盤設(shè)計5、 流體力學(xué)條件校核、作負(fù)荷性能圖6、 主要輔助設(shè)備的選型四,設(shè)計說明書內(nèi)容1 目錄2 概述(精餾基本原理)3 工藝計算4 結(jié)構(gòu)計算5 附屬裝置評價6 參考文獻7 對設(shè)計自我評價一、摘要摘要：設(shè)計一座連續(xù)浮閥塔，通過對原料，產(chǎn)品的要求和物性參數(shù)的確定及對主要尺寸的計算，工藝設(shè)計和附屬設(shè)備結(jié)果選型設(shè)計，完成對甲醇-水精餾工藝流程和主題設(shè)備設(shè)計。首先根據(jù)設(shè)計任務(wù)，確定

4、操作條件。比如：操作壓力的確定、進料狀態(tài)等的確定。然后設(shè)計工藝流程草圖。根據(jù)確定的方案，確定具體的參數(shù)，即一個完整的設(shè)計就初步的確定了。最后計算塔的工藝尺寸、浮閥的流體力學(xué)演算、塔板的負(fù)荷性能，最后根據(jù)計算選擇合適的輔助設(shè)備。關(guān)鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設(shè)備。一、精餾操作對塔設(shè)備的要求和類型對塔設(shè)備的要求精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛

5、等破壞操作的現(xiàn)象。操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣(汽)、液負(fù)荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。塔內(nèi)的滯留量要小。實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。板式塔類

6、型 氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。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(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)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，而前兩者使用尤為廣泛。篩板塔也是傳質(zhì)過程常

7、用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有： 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是：塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。操作彈性較小(約23)。小孔篩板容易堵塞。二、精餾塔的設(shè)計步驟 本設(shè)計按以下幾個階段進行：設(shè)計方案確定和說明。根據(jù)給定任務(wù)，對精餾裝置的流程、操作條件、主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進行論述。 蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。 塔板設(shè)計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學(xué)校核計算。接管尺寸、泵等，并畫出塔的操作性能

8、圖。 管路及附屬設(shè)備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。 抄寫說明書。 繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設(shè)備圖。二、精餾塔工藝設(shè)計計算1、設(shè)計方案的確定及概述本設(shè)計任務(wù)為分離乙醇水混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。精餾是指由不同揮發(fā)度的組分所組成的混合液，在精餾塔中同時多次地進行部分氣化和部分冷凝，使其分離成幾乎純態(tài)組分的過程。塔頂蒸汽冷凝回流和塔釜溶液再汽化是精餾高成婚度分離的充分必要條件。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升的蒸汽采用全冷凝器冷凝，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。該物系屬易分離物系，最小回流

9、比較小，故采用最小回流比的1.5倍。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、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 MA=46 kg/kmol水的摩爾質(zhì)量 MB=18 kg/kmol用公式x=求出：xF=40/46/(40/46+60/18)=20.69%xD=92/46/(92/46+8/18)=81.82%xF 為原料液的摩爾分率，xD 為塔頂產(chǎn)品的摩爾分率1.2.2原料液及塔頂?shù)钠骄栙|(zhì)量MF=0.2069×46 +(1-0.2069)×18 =23.79kg/kmolMD=0.8182×46+(1-0.8182)

10、5;18=40.91kg/kmol1.2.3物料衡算原料處理量 F=291.91kmol/h總物料衡算 F=D+W乙醇的物料衡算FxF=DxD+Wxw100%=0.985聯(lián)立求解 3、塔板數(shù)的確定1.3.1理論板層數(shù)NT的求取乙醇水屬理想物系，可采用圖解法求理論板數(shù)由手冊查得甲醇水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出xy圖，如圖 1 圖解法求理論板層數(shù)（1）求最小回流比及操作回流比。采用圖解法求最小回流比。在圖中對角線上e(0.2069,0.2069)作垂線ef即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標(biāo)為q（0.2069,0.35）故最小回流比則操作回流比可取圖中精餾段操作線方程截距（2）精餾塔的氣液相負(fù)

11、荷 （3）操作線方程 精餾段 提留段 （4）圖解法求理論塔板數(shù)如附圖一，求解結(jié)果為總理論板層數(shù) NT=24(不包括再沸器)進料板位置 NF=162、實際板層數(shù)的求取 （1）全塔效率的計算 用奧康奈爾法對全塔效率進行估算ET=0.49(L)-0.245×100%由相平衡方程可得根據(jù)乙醇水體系相平衡圖查得（第一塊板）（塔釜）代入方程得出乙醇-水平衡時的t、x、y數(shù)據(jù)（摘于化工工藝設(shè)計手冊）平衡溫度t10092.990.388.985.081.678.0767液相乙醇x05.317.679.2613.1520.83281833.33氣相乙醇y028.3440.0143.5354.5562.

12、7367.7569.18平衡溫度t73.872.771.370.068.0液相乙醇x46.2052.9259.3768.4985.62氣相乙醇y77.5679.7181.8384.9289.62t-x圖查t-x圖得則精餾段平均溫度提留段平均溫度全塔平均溫度在全塔平均溫度下查得，則全塔平均液體粘度全塔效率（2）實際塔板數(shù)的計算精餾段實際板層數(shù)提留段實際板層數(shù)14總塔板數(shù)N=424、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算4、1操作溫度的計算查t-x圖得則精餾段平均溫度提留段平均溫度87全塔平均溫度4、2平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量查平衡曲線得進料板平均摩爾質(zhì)量查塔釜平均摩爾質(zhì)量查精餾段平均摩爾

13、質(zhì)量提留段平均摩爾質(zhì)量4、3平均密度的計算（1）氣相平均密度的計算由理想氣體狀態(tài)方程得精餾段氣體平均密度提留段氣體平均密度（2）液相平均密度的計算塔頂：查得進料板：查得塔釜：查得則精餾段液相平均密度：提餾段液相平均密度：4、4液相平均表面張力計算（1）塔頂：由查得（2）進料板：查得（3）塔釜：查得精餾段液相平均表面張力：提餾段液相平均表面張力：4、5液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即（1）塔頂液相平均粘度的計算由查得（2）進料板液相平均粘度的計算查得（3）塔釜液相平均粘度查得精餾段液相平均粘度:提餾段液相平均粘度:5、精餾塔塔體工藝尺寸計算5、1、塔徑的計算（1）精餾段精餾段的氣液相體

14、積流率：最大空塔氣速,其中，可由斯密斯關(guān)聯(lián)圖查得。橫坐標(biāo)取板間距，板上清液層高度，則，查斯密斯圖得。則氣體負(fù)荷因子最大空塔氣速取安全系數(shù)為0.6，則塔徑按照標(biāo)準(zhǔn)塔徑規(guī)整后塔截面積為實際空塔氣速：（2）提餾段提餾段氣液相體積流率最大空塔氣速,其中，可由斯密斯關(guān)聯(lián)圖查得。橫坐標(biāo)取板間距，板上清液層高度，則，查斯密斯圖得。則最大空塔氣速取安全系數(shù)為0.6，則塔徑按照標(biāo)準(zhǔn)塔徑規(guī)整后塔截面積為實際空塔氣速：5、2、精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度：提餾段有效高度：在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m，則精餾塔的有效高度為6、塔板主要工藝尺寸計算6、1溢流裝置計算 因塔徑D=0.7m，可選用單溢流弓形

15、降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：（1）堰長（2）溢流堰高度 選用平直堰，堰上液層高度hOW=，取E=1，則精餾段：hOW=提餾段：hOW=m （3）弓形降液管寬度和截面積由查圖得，故，依式驗算液體在降液管中的停留時間精餾段：s>5s提餾段：>5s，故降液管設(shè)計合理(4)降液管底隙高度 取降液管底隙流體流速 精餾段： 提餾段：故降液管設(shè)計高度合理選用凹形受液盤，深度6、2塔板的布置（1）分塊因D<800mm，故塔板采用整塊式。（2）邊緣區(qū)寬度的確定：（3）開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按照式計算，其中6、3浮閥計算及排列（見附圖2）（1）閥孔氣速，在9至12之間，取精餾段：（2

16、）浮閥數(shù) 精餾段：，所以取N=30 提餾段：，所以取N=28（3）開孔率 塔板開孔率=（4）閥孔的排列 浮閥排列方式采用等邊三角形叉排。去同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m，則估算排間距t=0.065m 浮閥排列圖7、浮閥塔流體力學(xué)性能驗算1、 氣體通過浮閥塔的靜壓頭精餾段：（1）干板靜壓頭臨界孔速uoc= = 10.26m/s<11.12m/s所以采用hc=5.34=0.0412m（2）板上層阻力（3）液體表面張力所造成的靜壓頭，由于很小可忽略不計。提餾段：（1）干板靜壓頭臨界孔速uoc= = 12.23m/s>11.66m/s所以采用hc=19.9（2）板上層阻力（3）

17、液體表面張力所造成的靜壓頭，由于很小可忽略不計。2、液泛、液沫夾帶、漏液（1）液泛塔板設(shè)置進口堰所以得（2）液沫夾帶泛點率=×100%ZL=D2Wd=0.72×0.0750.5500查得（精）=0.105 （提）=0.098=A=0.2826-2×0.01611=0.2504m2泛點率（精）=×100%=53.87%泛點率（提）=×100%=53.80%計算出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足液|kg汽的要求。（3）漏液錯流型的塔板在正常操作時，液體應(yīng)沿塔板水平流動，與垂直向上流動的氣體接觸后由降液管流下。但當(dāng)上升氣流速度減少時，

18、氣體通過閥孔的動壓不足以阻止板上液體從閥孔流下時，便會出現(xiàn)漏夜現(xiàn)象。發(fā)生漏夜時，由于上層板上的液體未與從下層板上升的氣體進行傳質(zhì)，就漏落在濃度較低的下層板上，這勢必降低了塔板效率。漏夜嚴(yán)重時會使塔板上不能積液而無法正常操作。所以為保證塔的正常操作，漏夜量不能超過某一規(guī)定值，一般不能大于液體流量的10%。漏夜量大于10%的氣流速度稱為漏夜速度，這是塔操作的下限氣速。造成漏夜的主要原因是氣速太小和板上液面落差所引起的氣流分布不均，比如在塔板的液流入口處由于有液層較厚而往往出現(xiàn)漏夜，這也是在此處設(shè)置不開孔的安定區(qū)的原因之一。當(dāng)液體橫向流過板面時，由于要克服板上部件的局部阻力和摩擦阻力，需要一定液位差

19、才能維持這一流動，這樣板上液體進、出口側(cè)的液面就會出現(xiàn)高度差，即液面落差，亦稱水力學(xué)坡度。液面落差主要與塔板結(jié)構(gòu)有關(guān)外，泡罩塔板結(jié)構(gòu)復(fù)雜，液體在板上流動阻力大，液面落差也就大；浮閥塔結(jié)構(gòu)較簡單，液面落差則較小，篩板塔結(jié)構(gòu)最簡單，所以液面落差最小。但在塔徑不大時，液面落差常忽略。液面落差除與塔板結(jié)構(gòu)有關(guān)外，還與塔徑、液流量有關(guān)。當(dāng)塔徑與液流量很大時，也會造成較大的液面落差。對于大塔，可采用單溢流或階梯流，以減少液面落差。(4)塔板上液面的返混在塔板上，液體的主流方向是從入口端橫向流至出口端，但因氣體攪拌及某些局部障礙，液體會發(fā)生局部的反向流動。這種與主流方向相反的流動稱為返混。當(dāng)返混嚴(yán)重時，板上

20、液體會均勻混合，各點的液體濃度將趨于一致。當(dāng)濃度均勻的氣體與板上各點的液體進行接觸傳質(zhì)后，則離開各點的氣體濃度也會相同。這是一種理想情況。另一種理想情況是板上液體呈活塞流流動，完全沒有返混。這時板上液體沿液流方向上液體濃度最大，在塔板進口處液體濃度大于出口濃度。當(dāng)濃度均勻的氣體與板上各點液體接觸傳質(zhì)后，離開塔板各點的氣體濃度也不相同，進口處的液體濃度出口出的濃度高。理論與實踐都證明了在這種情況下，塔板的效率比液體完全混合時高。實際上，塔板上液體并不處在完全混合與完全沒有返混的兩種理想狀態(tài)，而是處于部分混合狀態(tài)。3、塔板的負(fù)荷性能圖(1)精餾段漏夜線（線1）精餾段:提餾段:(2)精餾段過量霧沫夾

21、帶線（線2）根據(jù)ev=0.1kg液/kg汽時，泛點率F1=0.8計算F1=整理得則有：LS，m3/s0.000580.001VS，m3/s0.5360.529提餾段過量霧沫夾帶線×100%=0.8則有：SLS,m3/s0.000580.001VS,m3/s0.6570.649(3)液相負(fù)荷下限線取堰上液高度how=0.006m作為液相負(fù)荷下限線0.006=Lw=0.49m,故(4)液相負(fù)荷上限線35s取=4s 解得(Ls)max=0.02410.46/4=0.00522m3/s(5)液泛線精餾段：則有：LS,m3/s0.000580.0010.0050.0054VS,m3/s0.52

22、580.49590.29010.2729提餾段：則有：LS,m3/s0.000580.0010.0050.0054VS,m3/s0.84680.8190.62250.6068由上述五條線可畫出負(fù)荷性能圖精餾段提餾段由圖知（1）從塔板負(fù)荷性能圖可看出，按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點P，處在適宜操作區(qū)的位置，說明塔板設(shè)計合理。（2）因為液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操下限由漏夜線控制。（3）按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中查得氣相負(fù)荷上限Vsmax，氣相負(fù)荷下限Vsmin，所以可得精餾段操作Vsmax=0.8705m3/s, Vsmin=0.2422m

23、3/s操作彈性=Vsmax/Vsmin=3.59提餾段操作Vsmax=0.2815m3/s, Vsmin=0.1152m3/s操作彈性=Vsmax/Vsmin=8塔板的這兩操作彈性在合理的范圍（35）之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計是不合理的現(xiàn)將塔板設(shè)計計算結(jié)果匯總?cè)鐖D項目內(nèi)容-數(shù)值或說明備注精餾段提餾段塔徑D/m0.70.6板間距HT/m0.460.46塔板形式單溢流弓形降液管整塊式塔板空塔氣速u/(m/s)0.98701.471堰長lw/m0.490.42堰高h(yuǎn)w/m0.055280.05142板上液層高度hL/m0.060.06降液管底隙高度h0/m0.0074520.01807浮閥數(shù)N/個3

24、028等腰三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)10.7712.65臨界閥孔氣速uoc/(m/s)10.2412.23孔心距t/m0.0750.0625同一豎排的孔心距單板壓降pa576.97液體在降液管內(nèi)停留時間/s25,4010.46降液管內(nèi)清液層高度Hd/m0.060.06泛點率/(%)53.8756.80液相負(fù)荷上VSmax/(m3/s)0.87050.2422霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷下VSmin/(m3/s)0.98150.3152漏液控制操作彈性3.593.11后面為提餾段8、塔附件設(shè)計1、接管（1）進料管(VS)F=0.0006282m3/s 取uF=1.6m/sdF=0.02236m=

25、22.36 mm經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）：【4】（2）塔頂蒸汽出口管dv qv=取uv=18m/s 則dv=0.1366m=136.6mm經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）：【4】（3）回流液管dRqR=取uR=2m/s 則 dR=0.01144m=11.44mm經(jīng)圓整選取焊接鋼管（GB3091-93）:【4】（4）釜液排出管徑dwqw=取uw=0.6m/s 則 dw=0.02822m=28.22mm經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）:【4】（5）、飽和蒸汽管徑ds0加熱蒸汽壓力為0.3Mpa查=1.65kg/m3【4】Vs0=Us0=25m/s ds0=0.1053m=105.3mm經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）:小結(jié)兩個星期的時間，我們完成了甲醇-水精餾塔的設(shè)計，一份設(shè)計書和一張流程圖、一張裝配圖。過程很復(fù)雜且長，在設(shè)計精餾塔的過程中，我們以從未有過的熱情投入到化工原理的復(fù)習(xí)中。剛開始時，很迷茫，覺得自