酒精连续蒸馏板式塔的设计.doc

1、.第一部分：设计任务书 设计任务及要求原料：乙醇水溶液，年产量48000吨 乙醇含量：50%(质量分数)，原料液温度：35设计要求：塔顶的乙醇含量不小于93%(质量分数) 塔底的乙醇含量不大于0.5%(质量分数)第二部分：工艺流程图(见附图1)流程概要：乙醇水混合原料经预热器加热到泡点后，送进精馏塔，塔顶上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分采用回流，其余为塔顶产物，塔釜采用间接蒸汽加热供热，塔底产物冷却后送人贮槽。第三部分：设计方案的确定及说明一 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

2、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，

3、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

4、据经验取操作回流比为最小回流比的1.12.0倍，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。5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。二. 设计方案的说明 1。本精馏装置利用高温的釜液与进料液作热交换，同时完成进料液的预热和釜液的冷却，经过热量与物料衡算，设想合理。釜液完全可以把进料液加热到泡点，且低温的釜液直接排放也不会造成热污染。2。原料液经预热器加热后先通过离心泵送往高位槽，再通过阀门和转子流量计控制流量使其满足工艺要求。3。本流程采用间接蒸汽加热，使用25水作为冷却剂，通入全凝器和冷却器对塔顶蒸汽进行冷凝和冷却。从预热器、全凝器、冷

5、却器出来的液体温度分别在50-60、40和35左右，可以用于民用热澡水系统或输往锅炉制备热蒸汽的重复利用。4本设计的多数接管管径取大，为了能使塔有一定操作弹性，允许气体液体流量增大，所以采取大于工艺尺寸所需的管径。第四部分：设计计算与论证1. 塔型选择根据生产任务，若按年工作日330天，每天开动设备24小时计算，产品流量为6060.6Kg/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。2.操作条件的确定2.1 操作压力由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压其中塔顶压力为 塔底压力2.2

6、 进料状态虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料2.3 加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应。3.有关的工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。原料液的摩尔组成：同理可求得： 原料液的平均摩尔质量：同理可求得：表1 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液馏出液釜残液/%50930.5 (摩尔分数

7、)0.28130.83870.00196摩尔质量3241.4818.055沸点温度/85.179.299.54沸点温度的查取见附表1见附图二3.1物料衡算摩尔流量计算 以年工作日为330天，每天开24小时计，进料量为：由物料衡算式可求得：3.2理论塔板数的求取（图解法）由常压下沸腾的水-酒精溶液和由它产生的气体组成及沸点表描点作图，可得X=0.32最小回流比取R=2.5，理论塔板数为19块：精馏段15块，提馏段4块加料板为第16块3.3操作线方程a) 精馏段方程: 精馏段方程:b) 提馏段方程： 提馏段方程:根椐X用插值法求出Y，t再用公式a=Y(1-X)/X(1-Y)算出挥发度黏度查化工原理

8、上册P341附录14.液体的黏度和密度3.4全塔效率和实际板数 1塔顶： 79.2 挥发度1.0877 进料：=0.0425 0.2813 = 85.1 挥发度8.818 塔釜：=0.00196，0.0026（由于考虑到实际情况常用103）挥发度13.59平均挥发度：2 此温度下， 3全塔效率：4实际板数： 取总板数 4.精馏塔主题尺寸的计算4.1 精馏段与提馏段的体积流量4.1.1 精馏段整理精馏段的已知数据列于表2，由表中数据可知：液相平均摩尔质量： 液相平均温度：80.71表2 精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第一块板)质量分数摩尔分数摩尔质量/温度/85.179.2在平均温度下查得液相

9、平均密度为：其中，平均质量分数所以，精馏段的液相负荷 同理可计算出精馏段的汽相负荷。精馏段的负荷列于表3表3 精馏段的汽液相负荷名称气相液相平均摩尔质量/37.6733.52平均密度/1.308777.25体积流量/6367.37（1.77）6.82(0.00189)4.1.2 提馏段整理提馏段的已知数据列于表5，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表6。表4 提馏段的已知数据位置塔釜进料板质量分数摩尔分数摩尔质量/温度/99.5485.1表5 提馏段的汽液相负荷名称液相气相平均摩尔质量/21.9726.29平均密度/881.960.829体积流量/3.938(0.0011

10、)7018.4(1.95)4.2塔径的计算由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道：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： 塔径可以由下面的公式给出： 由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。取塔板间距，板上液层高度，那么分离空间： 功能参数：史密斯关联图见常用化工单元设备设计P60图2-15见常用化工单元设备设计P284乙醇水溶液的表面张力见常用化工单元设备设计P59常用的塔径系列标准尺寸从史密斯关联图查得：，由于，需先求平均表面张力：全塔平均温度，在此温度下，乙醇的平均摩尔分数为

11、，所以，液体的临界温度：设计要求条件下乙醇水溶液的表面张力平均塔温下乙醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算：， 所以： 根据塔径系列尺寸圆整为D=1400mm此时，精馏段的上升蒸汽速度为：、的查取见常用化工单元设备设计P67表2-5单流型塔板某些参数推荐值、由常用化工单元设备设计P64图2-20弓形降液管的参数 查得 提馏段的上升蒸汽速度为： 4.3 塔高的计算塔的高度可以由下式计算： 已知实际塔板数为块，板间距由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目为： 个取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：5. 塔板结构尺寸的确定5.1

12、 塔板尺寸由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度，破沫区宽度，查得，对应的截塔面积查图可得，弓形溢流管宽度弓形降液管面积 验算： 液体在精馏段降液管内的停留时间 液体在精馏段降液管内的停留时间 5.2 弓形降液管5.2.1 堰高采用平直堰，堰高根据0.10.05，验算： 0.10.00860.05140.05-0.0086，故成立所以， 5.2.2 降液管底隙高度h0 ，取满足不少于2025mm，符合要求。5.3 浮阀数目及排列采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。5.3.1 浮阀数目浮阀数目浮阀的形式及浮阀的排列选用参考常用化工单元设备设计P69见附图三

13、气体通过阀孔时的速度取动能因数，那么，因此个5.3.2 排列由于采用分块式塔板，故采用等边三角形叉排。对于单溢流塔板，鼓泡区面积为：Aa=0.73取相邻两排孔的中心距t75mm，排得孔数为5.3.3 校核气体通过阀孔时的实际速度：实际动能因数： (在912之间)开孔率：开孔率在10%14之间，满足要求。6. 流体力学验算6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)6.1.1 干板阻力浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为：6.1.2 板上充气液层阻力由于乙醇水系统里，液相是水，故o0.56.1.3 由表面张力引起的阻力由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，

14、所以一般情况下可以忽略，所以：单板压强降：6.2 淹塔为了防止淹塔现象的发生，需要控制降液管中清液层高度： ，且有液体通过塔板的压降所相当的液拄高度 板上液层高度=0.06m所以降液管液面高度因为乙醇水的物系不易起泡，取因为，所以设计结果符合要求。6.3雾沫夹带验算查得物性系数，泛点负荷系数所以，及特性系数K及泛点负荷因数的查取见常用化工单元设备设计P79表2-8特性系数K及图2-32泛点负荷因数可见，雾沫夹带在允许的范围之内7. 操作性能负荷图7.1 雾沫夹带上限线取泛点率为80%代入泛点率计算式，有：整理可得雾沫夹带上限方程为： 7.2 液泛线液泛线方程为其中，代入上式化简后可得：7.3

15、液体负荷上限线取，那么7.4 漏液线取动能因数，以限定气体的最小负荷： 7.5 液相负荷下限线取代入的计算式：整理可得： （二） 小结由塔板的负荷性能图可以看出：(1) 在任务规定的气液负荷下的操作点处在区内位置较偏,稳定性不是很好。(2) 塔板为气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由液面落差控制。(3) 按照固定的液气比, 塔板气相负荷上限，塔板气相负荷下限，则：8主要接管尺寸计算见附图四8.1进料管，查得(液)0.968 (液)0.770进料液密度，解得857.7进料由泵输送，取进料流速u=2m/s,则进料管内径为：经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： 45×3mm

16、校核设计流速：经校核，设备适用。8.2回流管回流液密度查得(液)0.972 (液)0.741采用重力回流，适宜流速为0.20.5m/s。取回流液流速u=0.5m/s，则回流管内径为：选取钢管89×4.5mm。校核设计流速：经校核，设备适用。8.3釜液出口管由前面物料衡算得：，接管尺寸的规格由化工原理上册P357附录23管子规格 查得回流液密度。 查得(液)958.6接管尺寸的规格由化工原理上册P357附录23管子规格 查得釜液出口管一般的适宜流速为0.51.0m/s。取釜液流速u=1m/s，则釜液出口管内径为：选取钢管38×3.5mm。校核设计流速，经校核，设备适用。8.4

17、塔顶蒸汽管由前面物料衡算得：，蒸汽管一般适宜流速为1220m/s.取蒸汽管流速为u=20m/s，则塔顶蒸汽管管口内径为：选取钢管377×9mm。校核设计流速：经校核，设备适用。8.5塔釜蒸汽管由前面物料衡算得：，蒸汽管一般适宜流速为1525m/s.取蒸汽管流速为u=20m/s，则塔釜蒸汽管管口内径为： 选取钢管299×7.5mm。校核设计流速：辅助设备的经校核，设备适8.6主要接管设计汇总da2×S2da1×S1abcH1H2回流管38×3.556×3.51040155120150进料管25×2.545×3.510

18、20105120150釜底管32×3.557×3.5102055120150塔顶上升蒸汽管180×6194×6.51406055120200塔釜上升蒸汽管125×3150×3.510030551202009.辅助设备设计定型预热器一个：预热进料,同时冷却釜液。全凝器一个：将塔顶蒸汽冷凝,提供产品和一定量的回流。冷却器一个：将产品冷却到要求的温度后排出。再沸器一个：将塔底产品加热，提供提馏段的上升蒸汽。管程壳程K值范围预热器料液水蒸汽280850W/m2s再沸器釜液水蒸汽8501500 W/m2s全凝器冷水物料蒸汽280850W/m2s

19、冷却器冷水有机溶液8501500 W/m2s计算前均假定换热器的损失为壳方气体传热量的10%，即安全系数为1.05。下面四个换热器的计算均按照这个假定。9.1预热器设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为84.8，而原料温度为27。釜残液的温度为103，其主要成分是水，比热比原料液大，所以完全可以利用釜液对进料液进行预热，使其达到泡点，只要控制好釜残液的流量，由于釜残液能提供的热量足够，因而可以稳定控制进料温度为泡点。拟定将釜液降至35排出，以用于他途。F=0.4509kg/s,W=0.3121kg/s根据温度，查相关表得：CP水=4.1768KJ/(kg),CP乙醇2.99KJ/(kg)

20、。则键入提要栏内容。提要栏独立于主文档，是对主文档的补充。提要栏通常放置在页面的左侧或右侧，也可以放置在页面的顶端或底端。可使用“文本框工具”选项卡更改提要栏文本框的格式。键入提要栏内容。提要栏独立于主文档，是对主文档的补充。提要栏通常放置在页面的左侧或右侧，也可以放置在页面的顶端或底端。可使用“文本框工具”选项卡更改提要栏文本框的格式。取总传热系数K=1400=1.4KJ/取安全系数1.1，则实际传热面积为：A=6.324。选取换热器：G2737252管长3.0m；管数32；管子（炭钢）尺寸校核：A=7Q=7×1.4×12.41=121.6KJ/s所以传热足够，设计满足要

21、求。9.2再沸器tW=103,查表得 ,则:。与预热器一样，采用间接蒸汽加热。，取K=1000 W/(m2K)。换热器面积：选取再沸器：G-159-4-25-1校核：A=0.04，传热量足够，能够满足设计要求。9.3全凝器取水进口温度为25，水的出口温度为40，V =0.5162 Kg/s；塔顶出口气体的温度为78.2，在此温度下：=0.94*730+（1-0.94）*1564=780.4kJ/kg取安全系数1.1A=选G-400-3-25-1型号的换热器。管长：3 m 管数：86 管子（碳钢）尺寸：25×2.5mm管子按正三角形排列。校核：由于全凝器的热负荷Q有最大值，所以需要对它

22、进行校核。选取全凝器：G40026251管长3.0m；管数113；管子（碳钢）尺寸40时水的参数如下：Cp=4.174KJ/（kg*k） 管间的传热系数： 壁面污垢系数：Rso=Rsi=0.00017197/w总传热系数：因为，安全系数在要求的0.150.25的范围之内，换热器满足要求。9.4冷却器取水进口温度为25，水的出口温度为35；塔顶全凝器出来的有机液（质量分率94%的乙醇溶液）D=0.1389Kg/s；温度为78.2，降至38(设计任务书规定)。按产品冷却前后的平均温度查算比热： 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=1.826选G-159-3-25-1型号的换热器。管长：2m 管数：13 管子（碳钢）尺寸：25×2.5mm 管子按三角形排列校核：A=2Q=2×0.45×24.10=21.69KJ/s KJ/s所以传热足够，设计满足要求。10 塔的总体结构10.1塔的封头确定：塔径D=700mm，椭圆形封头，曲面高度h1=0.175m，h2=0.025m，取壁厚s=6mm。10.2塔壁厚同封头壁厚：s=6mm10.3塔高塔底空间具有中间储槽的作用，塔釜料液最好在塔底有1015min