93997121酒精连续精馏板式塔的设计

1、 第一部分 设计任务书1、 题目：酒精连续精馏板式塔的设计2、 原始数据： 2.1 乙醇水混合物，含乙醇 37 %（质量），温度 25 ;2.2 产品：馏出液含乙醇 94 %（质量），温度 35 ;2.3塔底：塔底液含乙醇 0.06 %（质量）2.4生产能力：日产酒精（指馏出液） 11500 kg;2.5热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为 300 kpa;3、任务：3.1确定精馏的流程，绘出流程图，标明所需的设备、管线及其有关观测或控制所必需的仪表和装置。3.2精馏塔的工艺设计和结构设计：选定塔板型，确定塔径、塔高及进料板的位置；选择塔板的结构型式、确定塔板的结构尺寸；进行塔板流体力学

2、的计算（包括塔板压降、淹塔的校核及雾沫夹带量的校核等）。3.3作出塔的操作性能图、计算其操作弹性。3.4确定与塔身相连的各种管路的直径。3.5计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水用量，确定每个换热器的传热面积并进行选型，若采用直接蒸汽加热，需确定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸。3.6其它。4、 作业份量：4.1设计说明书一份，说明书内容见化工过程及设备设计的绪论，其中设计说明结果概要一项具体内容包括：塔板数、塔高、塔径、板间距、回流比、蒸汽上升速度、热交换面积、单位产品热交换面积、蒸汽用量、单位产品蒸汽用量、冷却水用量、单位产品冷却水用量、操作压强、附属设备的规格、型号及数量等。4.2塔装配图（1号图纸）；

3、塔板结构草图（3535计算纸）；工艺流程图（3550计算纸第二部分 确定设计方案1、 设计方案的确定(1) 塔板类型：选用f1型重浮阀塔.浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点，而且操作弹性大，操作灵活，板间压降小，液面落差小, 浮阀的运动具有去污作用，不容易积垢堵塞，操作周期长，结构简单，容易安装，操作费用较小，其制造费用仅为泡罩塔的60%80%；又由于f1型浮阀塔结构简单，制造方便，节省材料，性能良好；另外轻阀压降虽小，但操作稳定性差，低气速时易漏液。综上所述，选择f1型重阀浮阀塔。(2) 操作压力：常压精馏对于乙醇水体系，在常压下已经是液态，且乙醇水不是热敏性材料，在常压下也可成功分离，所以选用

4、常压精馏。因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加，尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。综上所述，选择常压操作。(3) 进料状态：泡点进料进料状态有五种，如果选择泡点进料，即q=1时，操作比较容易控制，且不受季节气温的影响，此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。(4) 加热方式：间接蒸汽加热蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。直接蒸汽加热只能用于塔底产物基本是水，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发

5、组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加，成本增加，故采用间接加热。(5) 热能利用方式：选择适宜回流比，塔釜残液作为原料预热热源适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为：先求出最小回流比r，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.12.0倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.5，即：r1.5r；采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。(6) 回流方式：泡点回流泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。2、 工艺流程图第三部分 设计计算过程1、工艺条件和物性参数计算1.1 将质量分数

6、换算成摩尔分数 1.2 理论塔板数的求取1.2.1最小回流比因为是泡点进料，所以q=1。作平衡线和q线的关系图，并作平衡线的切线与q线交于点（0.1869，0.3962），则最小回流比：1.2.2 实际回流比取最小回流比的1.5倍，则1.2.3 物料衡算 d=11.389kmol/h w=41.061kmol/h f=52.450kmol/hd=0.1331kg/s w=0.2054kg/s f=0.3385kg/s(1) 精馏段液相流量：气相流量：(2) 提馏段液相流量：气相流量：1.2.4 操作线方程(1) 精馏段方程：(2) 提馏段方程：1.2.5 图解法计算理论塔板数图解法得理论塔板数

7、为1.3 全塔效率1.3.1 由下图可确定塔顶、进料、塔釜温度分别为： 1.3.2 由平衡曲线可得塔顶、进料、塔底汽液相摩尔分数：组分塔顶进料塔底x0.83630.18690.000235y0.85970.51580.003071.3.3 全塔平均相对挥发度(1) 塔顶的相对挥发度：(2) 进料的相对挥发度：(3) 塔釜的相对挥发度：全塔平均相对挥发度：1.3.4 全塔平均粘度(1) 塔顶粘度：(2) 塔底粘度： (3) 进料粘度：全塔平均粘度：1.3.5 全塔效率为：1.4 实际塔板数 实际全塔效率取理论全塔效率的1.4倍，即1.40.4473=0.63 块精馏段为35块，进料板为第36块，

8、提馏段为7块1.5 塔的工艺条件与物料数据计算1.5.1 平均分子量的计算 (1) 塔顶：0.8363 =0.8597气相：液相： (2) 进料：=0.1869 =0.5158气相：液相： (3) 塔釜：=0.000235 =0.00307 气相：液相：精馏段平均分子量：气相：液相：提馏段平均分子量气相：液相： 1.5.2 平均密度的计算(1) 液相：塔顶：(液)0.9802 (液)0.73480.85970.7348（10.8597）0.98020.7692769.2进料： (液)0.9786 (液)0.72930.18690.7293（10.1869）0.97860.9320 932塔釜：

9、(液)0.9735 (液)0.7115 0.0002350.7115（10.000235）0.97350.9734 973.4精馏段平均液相密度：（769.2+932）/2=850.6提馏段平均液相密度：（932+973.4）/2=952.7(2) 气相：查表（224）传热传质过程设备设计塔顶：1.478进料：0.801塔釜：0.592 精馏段气相平均密度: （1.478+0.801）/2=1.1395提馏段气相平均密度：（0.801+0.592）/2=0.6965(3) 表面张力 塔顶：mn/m 17.4mn/m0.859717.4（10.8597）62.423.7mn/m进料：61.4mn

10、/m 16.9mn/m0.186916.9（10.1869）61.453.1mn/m塔釜：58.2 mn/m 15.3mn/m0.00023515.3（10.000235）58.258.2 mn/m精馏段平均表面张力：=（23.7+53.1）/2=38.4 mn/m提馏段平均表面张力：=（53.1+58.2）/2=55.7 mn/m(4) 气液相负荷量精馏段: =0.000399 =0.4468 提馏段：=0.000543=0.49572、 板式塔的主要工艺尺寸计算2.1 塔径d2.1.1 求空塔气速u2.1.1.1 精馏段： (2) 取板间距=0.35m，板上清液层高度为=0.05m则分离空

11、间-=0.3m(3) 查图得负荷系数：=0.061，则c=0.061=0.0695(4) =c=0.0695=1.898 m/s可取安全系数0.70，则u=0.70=0.71.898=1.3286 m/s2.1.1.2 提馏段=0.0405(2)取板间距=0.35m，板上清液层高度为=0.05m则分离空间-=0.3m(3) 查图得负荷系数： =0.063,则c=0.063=0.07732(4)=c=0.07732=2.858可取安全系数0.70，则u=0.70=0.72.858=2.001 m/s精馏段空塔气速小于提馏段，所以选择精馏段的空塔气速计算塔径2.1.2 塔径d=m圆整取d=0.7m

12、，则实际空塔气速为u=1.162 m/s塔的截面积：2.2 溢流装置采用单溢流、弓形降液管，不设进口堰。2.2.1 堰长 取 =0.75d =0.750.7=0.525m2.2.2 出口堰高 =选用平直堰，堰上液层高度由下式计算 = 近似取e=1.03,则 =0.005722 故 =0.05-0.005722=0.044m2.2.3 降液管的宽度与降液管的面积 由查化工设计手册 得 =0.17,=0.08 故 =0.17d=0.12m =0.08=0.031 停留时间 =31.1s (5s符合要求)2.2.4 降液管底隙高度 =-0.006=0.044-0.006=0.038m2.3 塔板布置

13、及浮阀数目及排列 2.3.1 阀孔数 取阀孔动能因子 =10 孔速 精馏段： =9.368m 提馏段：=11.982m浮阀数 精馏段：n=40(个) 提馏段n=35（个）2.3.2 塔板布置取无效区宽度 =0.06m安定区宽度 =0.07m开孔区面积 r=0.29mx=0.16m故 =0.175m精馏段：阀孔总面积：=0.0477 =0.071提馏段：阀孔总面积：=0.0414=0.076浮阀排列方式采用等边三角形叉排实际布置如下： 精馏段 37个 提馏段 33个2.3.3 验证气速及阀孔动能因素及开孔率2.3.3.1 由实际浮阀个数可知，实际阀孔中气体速度为：精馏段：=10.11=10.79

14、提馏段：=12.58=10.50阀孔动能因素在912的范围内2.3.3.2 精馏段塔板开孔率为：=11.49%提馏段塔板开孔率为：=10.24%均在 10%-14%之间，符合要求。3、 塔板流体力学校核3.1 阻力计算气相通过浮塔板的压力降，由下式计算 3.1.1 干板阻力 临界孔速：精馏段：=9.778=12.58阀全开=0.031m3.1.2 液层阻力 取充气系数数 =0.5,有 =0.50.05=0.0253.1.3 液体表面张力所造成阻力此项可以忽略不计。3.1.4 故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：精馏段：=0.037+0.025=0.062m常板压降 =0.062850

15、.69.81=517.4(0.7k,符合设计要求)。 提馏段：=0.031+0.025=0.056常板压降=0.056952.79.81=523.3(0.7k,符合设计要求)。3.2 淹塔为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合， 其中 精馏段：由前计算知 =0.062m,按下式计算 =0.153=0.153=0.0004m板上液层高度 =0.05m,得： =0.062+0.05+0.0004=0.1124m提馏段：由前计算知 =0.056m,=0.153=0.153=0.00074m=0.056+0.05+0.00074=0.1067m取=0.5,板间距为0.35m,=0.044

16、m, 有 =0.5(0.35+0.044)=0.197m由此可见：，符合要求。3.3 雾沫夹带 浮阀塔可以考虑泛点率，参考化学工程手册。 泛点率=100%=d-2=0.7-20.12=0.46=-2=0.3847-20.031=0.323式中板上液体流经长度，m; 板上液流面积，； 泛点负荷系数， k特性系数，取1.0.精馏段： 泛点率= =54.1% (70%,符合要求)提馏段：泛点率= =47.3% (15%，故可用）6.2 冷却器取水进口温度为25，水的出口温度为40；塔顶全凝器出来的有机液（质量分率94%的乙醇溶液）d=0.1331kg/s；温度为78.3，降至35。按产品冷却前后的平

17、均温度查算比热：所用水量：kg/s取总传热系数k=450=0.450kj/a=取安全系数1.1，则a=1.894可选型号为：6.3 再沸器已知：塔顶蒸汽流量：=。用300kpa 饱和蒸汽加热， 查得该蒸汽的汽化热为=2172.8kj/kg，温度为133.6。 =0.2472172.8=2185.4，得饱和蒸汽用量=0.2463 kg/s。 取k=1000 w/(m2k)。可选型号6.4 进料预热器和塔釜残液冷凝器：进料组成为37%（质），温度为25，流量为0.3385kg / s，要求预热到83.55。先用塔釜残液预热，然后再用蒸汽预热到83.55。(1) 用塔釜残液预热，塔釜残液组成为0.0

18、6%（质），温度99.93，可视为纯水，冷却到35排放，流量为0.2054kg / s。进料液： =68.5取总传热系数k=1200 w/(m2k)。 可选用型号为(2) 再用300kpa 的饱和蒸汽将进料由68.5加热至83.55，用300kpa 饱和蒸汽加热， 查得该蒸汽的汽化热为=2172.8kj/kg，温度为133.6。 =0.00878取总传热系数k=400 w/(m2k)。 可选型号为第四部分 设计结果一览表（以精馏段为例）精馏段气相平均流量/(m3/s)0.4468精馏段液相平均流量/(m3/s)0.000399实际塔板数np42理论塔板数nt25.9板间距ht/m0.35塔径d

19、/m0.7塔板型式单溢流,弓形降液管空塔气速 u/(m/s)1.3286堰长lw/m0.525堰高hw/m0.044堰宽wd/m0.12板上液层高度hl/m0.05降液管底隙高度ho/m0.038浮阀个数n/个37阀孔气速uo/(m/s)10.11阀孔动能因数fo10.79临界阀孔气速u/(m/s)9.778孔心距t/m0.071单板压降pp/pa517.4液体在降液管内停留时间s/s31.1降液管内清液层高度hd/m0.1124泛点率%74气相负荷上限(vs)max/(m3/s)0.579气相负荷下限(vs)min/(m3/s)0.351操作弹性1.65第五部分 参考文献1.邹华生，钟理，伍钦，赖万东. 传热传质过程设备设计. 华南理工大学出版社2. 邹华生，钟理，伍钦. 流体力学与传热 . 华南理工大学出版社. 20043. 赵军，张有忱，段成红. 化工设备机械基础 . 化学工业出版社5. 化工原理课程设计 . 清华大学出版社.19946. 陈锦昌. 计算机工程制图 .华南理工大学出版社.20057. 化工设备结构图册编写组. 化工设备结构图册 .上海科学技术出版社.19