48000噸/年乙醇水精餾裝置設(shè)計(jì)年級(jí)專(zhuān)業(yè)設(shè)計(jì)者姓名設(shè)計(jì)單位完成日期年 月 日目 錄一、概述41.1 設(shè)計(jì)依據(jù)41.2 技術(shù)來(lái)源41.3 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求5二：計(jì)算過(guò)程61. 塔型選擇62. 操作條件的確定62.1 操作壓力62.2 進(jìn)料狀態(tài)62.3 加熱方式72.4 熱能利用73. 有關(guān)的工藝計(jì)算73.1 最小回流比及操作回流比的確定83.2 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算93.3 全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量93.4 熱能利用103.5 理論塔板層數(shù)的確定103.6 全塔效率的估算113.7 實(shí)際塔板數(shù)124. 精餾塔主題尺寸的計(jì)算124.1 精餾段與提餾段的體積流量124.1.1 精餾段124.1.2 提餾段144.2 塔徑的計(jì)算154.3 塔高的計(jì)算175. 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定175.1 塔板尺寸185.2 弓形降液管185.2.1 堰高185.2.2 降液管底隙高度h0195.2.3 進(jìn)口堰高和受液盤(pán)195.3 浮閥數(shù)目及排列195.3.1 浮閥數(shù)目195.3.2 排列205.3.3 校核206. 流體力學(xué)驗(yàn)算216.1 氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降(單板壓降)216.1.1 干板阻力216.1.2 板上充氣液層阻力216.1.3 由表面張力引起的阻力226.2 漏液驗(yàn)算226.3 液泛驗(yàn)算226.4 霧沫夾帶驗(yàn)算237. 操作性能負(fù)荷圖237.1 霧沫夾帶上限線237.2 液泛線247.3 液體負(fù)荷上限線247.4 漏液線247.5 液相負(fù)荷下限線247.6 操作性能負(fù)荷圖258. 各接管尺寸的確定278.1 進(jìn)料管278.2 釜?dú)堃撼隽瞎?78.3 回流液管288.4 塔頂上升蒸汽管288.5 水蒸汽進(jìn)口管28一、概述乙醇水是工業(yè)上最常見(jiàn)的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無(wú)色、無(wú)毒、無(wú)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(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來(lái)，由于燃料價(jià)格的上漲，乙醇燃料越來(lái)越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢(shì)，且已在鄭州、濟(jì)南等地的公交、出租車(chē)行業(yè)內(nèi)被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料乙醇的法規(guī)。長(zhǎng)期以來(lái)，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對(duì)于得到高純度的乙醇來(lái)說(shuō)產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進(jìn)乙醇水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無(wú)論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過(guò)程中得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計(jì)以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計(jì)流程和應(yīng)注意的事項(xiàng)是非常必要的。1.1 設(shè)計(jì)依據(jù)本設(shè)計(jì)依據(jù)于教科書(shū)的設(shè)計(jì)實(shí)例，對(duì)所提出的題目進(jìn)行分析并做出理論計(jì)算。1.2 技術(shù)來(lái)源目前，精餾塔的設(shè)計(jì)方法以嚴(yán)格計(jì)算為主，也有一些簡(jiǎn)化的模型，但是嚴(yán)格計(jì)算法對(duì)于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計(jì)算也采用嚴(yán)格計(jì)算法。1.3 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求原料：乙醇水溶液，年產(chǎn)量48000噸 乙醇含量：35%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))，原料液溫度：45設(shè)計(jì)要求：塔頂?shù)囊掖己坎恍∮?0%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 塔底的乙醇含量不大于0.5%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))表1 乙醇水溶液體系的平衡數(shù)據(jù)液相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))汽相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))液相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))汽相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.0二：計(jì)算過(guò)程1. 塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開(kāi)動(dòng)設(shè)備24小時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過(guò)程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。2. 操作條件的確定2.1 操作壓力由于乙醇水體系對(duì)溫度的依賴(lài)性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓其中塔頂壓力為 塔底壓力2.2 進(jìn)料狀態(tài)雖然進(jìn)料方式有多種，但是飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑相同，無(wú)論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采取飽和液體進(jìn)料2.3 加熱方式精餾塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)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，乙醇是輕組分，水由塔底排出，且水的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，這時(shí)只需在塔底安裝一個(gè)鼓泡管，于是可省去一個(gè)再沸器，并且可以利用壓力較底的蒸汽進(jìn)行加熱，無(wú)論是設(shè)備費(fèi)用還是操作費(fèi)用都可以降低。2.4 熱能利用精餾過(guò)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(jìn)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?dú)堃簩?duì)原料液進(jìn)行加熱。3. 有關(guān)的工藝計(jì)算由于精餾過(guò)程的計(jì)算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計(jì)要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)。原料液的摩爾組成：同理可求得：原料液的平均摩爾質(zhì)量： 同理可求得：45下，原料液中由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點(diǎn)，以上計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表2。表2 原料液、餾出液與釜?dú)堃旱牧髁颗c溫度名稱(chēng)原料液餾出液釜?dú)堃?5900.5(摩爾分?jǐn)?shù))0.17400.77900.0002摩爾質(zhì)量22.339.8118.1沸點(diǎn)溫度/83.8378.6299.383.1 最小回流比及操作回流比的確定由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，過(guò)點(diǎn)做直線交平衡線于點(diǎn)，由點(diǎn)可讀得，因此： 又過(guò)點(diǎn)作平衡線的切線，切點(diǎn)為，讀得其坐標(biāo)為，因此：所以，可取操作回流比3.2 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算以年工作日為300天，每天開(kāi)車(chē)24小時(shí)計(jì)，進(jìn)料量為：由全塔的物料衡算方程可寫(xiě)出： (蒸汽) (泡點(diǎn)) 3.3 全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量塔頂全凝器的熱負(fù)荷：可以查得，所以取水為冷凝介質(zhì)，其進(jìn)出冷凝器的溫度分別為25和35則平均溫度下的比熱，于是冷凝水用量可求：3.4 熱能利用以釜?dú)堃簩?duì)預(yù)熱原料液，則將原料加熱至泡點(diǎn)所需的熱量可記為：其中在進(jìn)出預(yù)熱器的平均溫度以及的情況下可以查得比熱，所以，釜?dú)堃悍懦龅臒崃咳魧⒏獨(dú)堃簻囟冉抵聊敲雌骄鶞囟绕浔葻釣?，因此，可知，于是理論上可以用釜?dú)堃杭訜嵩弦褐僚蔹c(diǎn)3.5 理論塔板層數(shù)的確定精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：線方程：在相圖中分別畫(huà)出上述直線，利用圖解法可以求出塊(含塔釜)其中，精餾段13塊，提餾段5塊。3.6 全塔效率的估算用奧康奈爾法()對(duì)全塔效率進(jìn)行估算：由相平衡方程式可得根據(jù)乙醇水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得： (塔頂?shù)谝粔K板) (加料板) (塔釜)因此可以求得：全塔的相對(duì)平均揮發(fā)度：全塔的平均溫度：在溫度下查得因?yàn)樗裕后w的平均粘度：全塔效率3.7 實(shí)際塔板數(shù)塊(含塔釜)其中，精餾段的塔板數(shù)為：塊4. 精餾塔主題尺寸的計(jì)算4.1 精餾段與提餾段的體積流量4.1.1 精餾段 整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表3(見(jiàn)下頁(yè))，由表中數(shù)據(jù)可知：液相平均摩爾質(zhì)量：液相平均溫度：表3 精餾段的已知數(shù)據(jù)位置進(jìn)料板塔頂(第一塊板)質(zhì)量分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)摩爾質(zhì)量/溫度/83.8378.62在平均溫度下查得液相平均密度為：其中，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)所以，精餾段的液相負(fù)荷 同理可計(jì)算出精餾段的汽相負(fù)荷。精餾段的負(fù)荷列于表4。表4 精餾段的汽液相負(fù)荷名稱(chēng)汽相液相平均摩爾質(zhì)量/3036.13平均密度/8141.251體積流量/2.43(0.000625)3804(1.056)4.1.2 提餾段整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表5，采用與精餾段相同的計(jì)算方法可以得到提餾段的負(fù)荷，結(jié)果列于表6。表5 提餾段的已知數(shù)據(jù)位置塔釜進(jìn)料板質(zhì)量分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)摩爾質(zhì)量/溫度/99.3883.83表6 提餾段的汽液相負(fù)荷名稱(chēng)液相汽相平均摩爾質(zhì)量/20.225.6平均密度/9110.816體積流量/8.09(0.00225)4132(1.15)4.2 塔徑的計(jì)算由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造，我們?nèi)啥蔚乃较嗟?。有以上的?jì)算結(jié)果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：汽塔的汽相平均密度： 汽塔的液相平均密度： 塔徑可以由下面的公式給出： 由于適宜的空塔氣速，因此，需先計(jì)算出最大允許氣速。取塔板間距，板上液層高度，那么分離空間： 功能參數(shù)：從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于，需先求平均表面張力：全塔平均溫度，在此溫度下，乙醇的平均摩爾分?jǐn)?shù)為，所以，液體的臨界溫度：設(shè)計(jì)要求條件下乙醇水溶液的表面張力平均塔溫下乙醇水溶液的表面張力可以由下面的式子計(jì)算：，所以： 根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為此時(shí)，精餾段的上升蒸汽速度為： 提餾段的上升蒸汽速度為： 4.3 塔高的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算： 已知實(shí)際塔板數(shù)為塊，板間距由于料液較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目為： 個(gè)取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進(jìn)料板空間高度，那么，全塔高度：5. 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定5.1 塔板尺寸由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板。取無(wú)效邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度，查得弓形溢流管寬度弓形降液管面積 驗(yàn)算： 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 5.2 弓形降液管5.2.1 堰高采用平直堰，堰高取，則5.2.2 降液管底隙高度h0 若取精餾段取，提餾段取為，那么液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速為精餾段： 提餾段： 的一般經(jīng)驗(yàn)數(shù)值為5.2.3 進(jìn)口堰高和受液盤(pán)本設(shè)計(jì)不設(shè)置進(jìn)口堰高和受液盤(pán)5.3 浮閥數(shù)目及排列采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm。5.3.1 浮閥數(shù)目浮閥數(shù)目氣體通過(guò)閥孔時(shí)的速度取動(dòng)能因數(shù)，那么，因此個(gè)5.3.2 排列由于采用分塊式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一橫排的閥孔中心距，那么相鄰兩排間的閥孔中心距為： 取時(shí)畫(huà)出的閥孔數(shù)目只有60個(gè)，不能滿(mǎn)足要求，取畫(huà)出閥孔的排布圖如圖1所示，其中圖中，通道板上可排閥孔41個(gè)，弓形板可排閥孔24個(gè)，所以總閥孔數(shù)目為個(gè)5.3.3 校核氣體通過(guò)閥孔時(shí)的實(shí)際速度：實(shí)際動(dòng)能因數(shù)：(在912之間)開(kāi)孔率：開(kāi)孔率在10%14之間，滿(mǎn)足要求。6. 流體力學(xué)驗(yàn)算6.1 氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降(單板壓降)氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降(單板壓降)6.1.1 干板阻力浮閥由部分全開(kāi)轉(zhuǎn)為全部全開(kāi)時(shí)的臨界速度為：因?yàn)樗?.1.2 板上充氣液層阻力取板上液層充氣程度因數(shù)，那么：6.1.3 由表面張力引起的阻力由表面張力導(dǎo)致的阻力一般來(lái)說(shuō)都比較小，所以一般情況下可以忽略，所以：6.2 漏液驗(yàn)算動(dòng)能因數(shù)，相應(yīng)的氣相最小負(fù)荷為：其中所以可見(jiàn)不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。6.3 液泛驗(yàn)算溢流管內(nèi)的清液層高度其中，所以，為防止液泛，通常，取校正系數(shù)，則有：可見(jiàn)，即不會(huì)產(chǎn)生液泛。6.4 霧沫夾帶驗(yàn)算泛點(diǎn)率=查得物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)所以，泛點(diǎn)率=可見(jiàn)，霧沫夾帶在允許的范圍之內(nèi)7. 操作性能負(fù)荷圖7.1 霧沫夾帶上限線取泛點(diǎn)率為80%代入泛點(diǎn)率計(jì)算式，有：整理可得霧沫夾帶上限方程為： 7.2 液泛線液泛線方程為其中，代入上式化簡(jiǎn)后可得：7.3 液體負(fù)荷上限線取，那么7.4 漏液線取動(dòng)能因數(shù)，以限定氣體的最小負(fù)荷： 7.5 液相負(fù)荷下限線取代入的計(jì)算式：整理可得：7.6 操作性能負(fù)荷圖由以上各線的方程式，可畫(huà)出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)P(0.00146，1.103)在正常的操作范圍內(nèi)。連接OP作出操作線，由圖可知，該塔的霧沫夾帶及液相負(fù)荷下限，即由漏液所控制。由圖可讀得：所以，塔的操作彈性為有關(guān)該浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總于表7表7 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值與說(shuō)明備注塔徑1.0板間距0.4塔板型式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速1.476溢流堰長(zhǎng)度0.705溢流堰高度0.05板上液層高度0.01降液管底隙高度0.025浮閥數(shù)個(gè)89等腰三角形叉排閥孔氣速10.38閥孔動(dòng)能因數(shù)5臨界閥孔氣速10.32孔心距0.075同一橫排的孔心距排間距0.065相臨二橫排的中心線距離單板壓降564.7液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間41.8精餾段12.6提餾段降液管內(nèi)的清液高度0.1297泛點(diǎn)率，%63.4氣相負(fù)荷上限1.65霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷下限0.57漏夜控制開(kāi)孔率，%13.5操作彈性2.898. 各接管尺寸的確定8.1 進(jìn)料管進(jìn)料體積流量取適宜的輸送速度，故經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實(shí)際管內(nèi)流速：8.2 釜?dú)堃撼隽瞎芨獨(dú)堃旱捏w積流量：取適宜的輸送速度，則 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實(shí)際管內(nèi)流速：8.3 回流液管回流液體積流量 利用液體的重力進(jìn)行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實(shí)際管內(nèi)流速：8.4 塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量： 取適宜速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實(shí)際管內(nèi)流速：8.5 水蒸汽進(jìn)口管通入塔的水蒸氣體積流量： 取適宜速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實(shí)際管內(nèi)流速：參考資料：1 華東理工大學(xué)化工原理教研室編. 化工過(guò)程設(shè)備及設(shè)計(jì). 廣州：華南理工大學(xué)出版社. 1996.022 天津大學(xué)化工原理教研室編. 化工原理(下). 天津：天津大學(xué)出版社. 1999.0430 / 30文檔可自由編輯打印