浮阀板酒精连续精馏塔设计说明书

1、目录第一部分：设计任务书 3第二部分：工艺流程图 3第三部分：设计方案的确定与说明 4第四部分：设计计算与论证 4一板式塔的工艺计算 4二板式塔的工艺条件及物性资料计算 7三板式塔的主要工艺尺寸计算10四塔板的流体力学验算13五塔板的负荷性能图14六主要接管尺寸计算17七辅助设备设计定型19八塔的总体结构 23九塔的具体结构设计 23第五部分：设计结果概要 25第六部分：参考资料 25第七部分：心得体会 26第一部分：设计任务书 一、 题目：酒精连续精馏板式塔的设计。二、 原始数据：1原料：乙醇水混合物，含乙醇29%（质量），温度27；2产品：馏出液含乙醇94%（质量），温度38，残液中含酒精

2、浓度0.07%3生产能力：日产酒精（指馏出液）12000 Kg ；4热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为2.5 Kg f /c。 三、 任 务：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。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.作出塔的操作性能图，计算塔的操作弹性。4.确定与塔身相连的各种管路的直径。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，

3、需确定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸。6.其它。四、 作业份量：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、冷却用水量、单位产品冷却用水量、操作压强、附属设备的规格、型号及数量等。2.塔装配图（1号图纸）;塔板结构草图（35X35计算纸）;工艺流程图 (35X50计算纸)。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

4、热，塔底产物冷却后送人贮槽。第三部分：设计方案的确定与说明一 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

5、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，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加，成本增加，

6、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。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

7、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。 设计方案确定原则参考化工原理课程设计指导书P7至P9 第四部分：设计计算与论证一. 板式塔的工艺计算（一） 物料衡

8、算1。将质量分数转换成摩尔分数2。物料衡算（1）摩尔流量计算 kmol（2）质量流量计算 （二） 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=0.272最小回流比取经验值1.5，理论塔板数为30块：精馏段26块，提馏段4块加料板为第27块（三） 操作线方程1 精馏段方程: 精馏段方程:物料衡算公式按化工原理课程设计指导书P10至P11理论塔板数根据VB程序得出2 提馏段方程： 提馏段方程:（四） 全塔效率和实际板数 1塔顶：=0.8597时，0.8640 78.2 挥发度1.0368 进料：=0.1377时，0.4868 = 84.8 挥发

9、度5.9400 塔釜：=0.000274时，0.00369（由于考虑到实际情况常用103）挥发度13.5133平均挥发度：2塔顶查得 进料查得 塔釜 查得平均粘度3全塔效率：4实际板数： 取总板数 查化工原理实验P144根据X，用内差法求得Y，t用公式求算挥发度粘度查化工原理上册P344附录十四及液体的粘度和密度图二板式塔的工艺条件及物料计算（一）平均温度计算塔顶：，塔釜：，进料：全塔平均温度：，精馏段平均温度：提馏段平均温度：(二)操作压强计算因为常压下乙醇水是液态混合物，其沸点较低（小于100），故采用常压精馏就可以分离。故塔顶压强：PD=101.3KPa，取每层压强降为塔底压强：进料板压

10、强：全塔平均操作压强：精馏段平均操作压强：提馏段平均操作压强：（三）平均分子量计算1塔顶：=0.8597 0.8640气相0.8640×46（10.8640）×1842.27液相0.8597×46（10.8597）×1842.072进料：0.1377，= 0.4868气相0.4868×46（10.4868）×1831.63液相0.1377×46（10.1377）×1821.863塔釜：0.000274，0.00369气相0.00369×46（10.00369）×1818.10液相0.000274

11、×46（10.000274）×1818.014精馏段平均分子量 (42.27+31.63)/2=36.95(42.07+21.86)/2=31.975提馏段平均分子量 （31.63+18.10）/224.87 (21.86+18.01)/2=19.94（四）平均密度计算1液相塔顶查得(液)0.9728(液)0.7460.8597×0.746（10.8597）×0.97280.7778778进料查得(液)0.9687 (液)0.7710.1377×0.771（10.1377）×0.96870.9415 942塔釜 查得(液)958.40

12、.000274×0（10.000274）×958.4958精馏段液相平均密度：（778+958）/2=868提馏段液相平均密度：（942+958）/2=9502气相塔顶查得(气)0.2743 (气)1.43080.8640×1.4308（10.8640）×0.27431.2735进料查得(气)0.3517 (气)1.425物理化学实验P162表6用内差法查纯液体密度查化工原理上册P335查水的密度化工原理上册P337查饱和水蒸汽密度化工原理实验P144表2查乙醇蒸汽的密度0.4868×1.425（10.4868）×0.35170.87

13、42塔釜查得(气)0.6620.000274×0（10.000274）×0.6620.662精馏段气相平均密度：（1.2735+0.8742）/2=1.074提馏段气相平均密度：（0.8742+0.662）/2=0.7679（五）表面张力1塔顶查得mN/m 17.8 mN/m0.8597×17.8（10.8597）×62.8524.96mN/m2进料查得61.52 mN/m 17.1 mN/m0.1377×17.1（10.1377）×61.5255.40 mN/m3塔釜查得58.23 mN/m 15.2 mN/m0.000274

14、15;15.2（10.000274）×58.2358.07 mN/m4精馏段平均表面张力：(精)=(24.96+55.40)/2=40.18 mN/m5精馏段平均表面张力：(提)=(55.40+58.07)/2=55.74 mN/m（六）平均流量计算化工原理上册P335查水的表面张力P355查乙醇的表面张力三板式塔的主要工艺尺寸计算（以精馏段为例）（一）塔径D1.求空塔气速u(1) (2)初选板间距HT=0.35m，板上液层厚度hL=0.06m HT-hL=0.35-0.06=0.29m(3) 查Smith图,得(4)求空塔气速 u=(安全系数)×umax 安全系数为0.6

15、0.8，取安全系数为0.6则2. 求塔径D圆整：取D=0.7m;塔的截面积：实际空塔气速：(二) 溢流装置选用单溢流,弓形降液管,不设进口堰,平形受液盘以及平形溢流堰。1.堰长lW：堰长=(0.60.8)D取堰长lW=0.6D=0.6×0.7=0.42m2.出口堰高hW(1)液流收缩系数E取E=1(2)堰上液层高度：1化工过程及设备设计P131 式4232选择原则查化工原理下册P1563查化工过程及设备设计P130Smith图化工过程及设备设计P131 式422式421化工原理下册P156查化工原理下册P155,表3-2对照圆整查化工过程及设备设计P132化工原理下册P159图311

16、(3)堰高：根据0.10.05 ，验算： 0.10.0063820.05360.050.006382是成立的。化简，故0.0064m =0.0536m3.弓形降液管高度Wd及降液管面积Af 4.验算液体在降液管中停留时间保留时间>(3-5)s，故降液管适用。5.降液管底隙高度ho取液体通过降液管底隙的高度uo为0.13m/s。满足不少于2025mm，符合要求。（三）塔板布置及浮阀数目与排列1塔板布置塔板直径D0.7m=700m，在800m以内，选用整块式塔板当D<1.5m时，=6075mm溢流堰入口安定区：=60mm=0.06m入口堰后的安定区：=60mm=0.06m化工原理下册P

17、159式36查化工原理下册P160图3-13查化工原理下册P161化工原理下册P161小塔的可选3050mm,大塔可选5075mm边缘区宽度(无效区)=40mm0.04m降液管宽度：=76mm=0.076m2.浮阀孔的数目及孔间距对于F1型浮阀（重阀），当板上浮阀刚刚全开时，动能因数F0在912之间，故在此范围取得合适的F0=10阀孔气速 每层板上的阀孔数N：对于单溢流塔板，鼓泡区面积为：浮阀孔排列：因为浮阀塔在塔板鼓泡区用叉排时气液接触效果较好，故选用叉排，对整块式塔板，采用正三角形叉排。孔心距t为75125mm。取相邻两排孔的中心距t75mm。排得43孔。浮阀孔排布图见附图23 验算气速及

18、阀孔动能因数： 阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围之内。塔板开孔率：开孔率应在10%14%之间，塔板开孔率符合要求。化工原理下册P162查化工原理下册P162化工原理下册P163式318化工原理下册P162四塔板的流体力学验算（以精馏段为例）(一) 气相通过浮阀塔板的压强降 1. 干板阻力2. 板上充气液层阻力：由于乙醇水系统里，液相是水，故o0.53. 液体表面张力所造成的阻力:液体表面张力所造成的阻力，一般很小，完全可以忽略。4单板压强降：=（）=0.06436×868×9.81548.0Pa（二）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

19、体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp=0.065m 板上液层高度=0.06m所以降液管液面高度Hd=0.064360.060.00005907=0.1244m因为乙醇水的物系不易起泡，取）=0.6×（0.35+0.0536）=0.2422m因为Hd=0.1244<0.2422，所以设计结果符合要求。查化工原理下册P164查化工原理下册P164化工原理P165查化工过程及设备设计P139（三）雾沫夹带 由 =0.35m, =1.074kg/, 查P166图316得：CF=0.085 因为酒精水系统为无泡沫（正常）系统，所以取K=1板上液流面积： 对于直径小于0.9m的塔，为了避免

20、雾沫夹带，应控制泛点率不超过70。计算所得的泛点率在75以下，符合要求，可保证雾沫夹带量达到标准的指标，即五塔板的负荷性能图（一）雾沫夹带线板上液体流径长度： 对于一定的物系及一定的塔板结构，式子V，L，Ab，K，CF及ZL均为已知值,相应于V=0.1的泛点率上限值亦可确定,将各已知数代入上式，使得到Vs-Ls的关系式，据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=70%计算：整理得到雾沫夹带线的方程：化工原理P166（二） 液泛线因为物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT,hw,ho,lw,V,L,及等均为定值，而uo,Vs有如下关系，即：整理可以得到液泛线的方程：（三） 液相负荷上限线液体最大

21、流量应保证在降液管中停留时间不低于35s，则液体在降液管内停留时间。求出上限液体流量Ls值（常数），在Vs-Ls图上，液相负荷上限线为与气体流量Vs无关的竖直线。以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则（四） 漏液线对于F1型重阀，依计算，则又知道，则得，化工原理下册P171化工原理下册P172化工原理下册P167,171,172（五） 液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，依how的计算式算出Ls的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。取E=1，则（六） 方程汇总并作出负荷性能图雾沫夹带线：液泛线：液相负荷上限线：漏液线：液相负荷下

22、限线：根据上面的计算可以作出负荷性能图，见附图（七） 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,由附图3查出塔板气相负荷上限，塔板气相负荷下限，则：六主要接管尺寸计算（一）进料管由前面物料衡算得：，进料液密度，。进料由高位槽输入塔中，适宜流速为0.40.8m/s。取进料流速u=0.5m/s,则进料管内径为：选取钢管38×3.5mm。校核设计流速：经校核，设备适用。（二） 回流管由前面物料衡算得：，回流液密度。采用泵输送回流液，适宜流

23、速为1.02.0m/s。取回流液流速u=1.5m/s，则回流管内径为：选取钢管25×2.5mm。校核设计流速：经校核，设备适用。（三） 釜液出口管由前面物料衡算得：，回流液密度。材料与零部件P132表1192材料与零部件P132材料与零部件P132釜液出口管一般的适宜流速为0.51.0m/s。取釜液流速u=0.8m/s，则釜液出口管内径为：选取钢管32×3.5mm。校核设计流速，经校核，设备适用。（四） 塔顶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=18m/s，则塔顶蒸汽管管口内径为：选取钢管180×6mm。校核设计流速：经校

24、核，设备适用。（五） 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125×3mm。校核设计流速：经校核，设备适用。材料与零部件P132材料与零部件P132（六）主要接管设计汇总da2×S2da1×S1abcH1H2回流管38×3.556×3.51040155120150进料管25×2.545×3.51020105120150釜底管32×3.557×3.5102055120150塔顶上升蒸汽管180×6194&#

25、215;6.51406055120200塔釜上升蒸汽管125×3150×3.51003055120200七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

26、这个假定。（一）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)。则从材料与零部件P533查得换热器型号选择均参考化工原理上册P364，二十五。取总传热系数K=1400=1.4KJ/取安全系数1.1，则实际

27、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，设计满足要求。（二）再沸器tW=103,查表得1780J/kg,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。（三）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=78

28、0.4kJ/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： 化工原理P242公式（470）化工原理上P251公式（483）化工原理上P357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。（四）冷却器取水进

29、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。八塔的总体结构1. 塔的封头确定：塔径D=700mm，椭圆形封头，曲面

30、高度h1=0.175m，h2=0.025m，取壁厚s=6mm。2. 塔壁厚同封头壁厚：s=6mm3. 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的储量。这里取t=12min=720sV釜液=(0.4524/958)×7200.334所以塔釜液面高，H釜= 釜液高度=0.868+0.7=1.568m 进料板高度=0.5m 封头高度2×(h1+h2)=2×(0.175+0.025)=0.4m 塔顶层高度:1m 釜有效高度：ZT=HT(NP-1)=(68-1)×0.3523.45m 裙座设计高度：4m 塔顶充气管长度：0.15m所以塔总

31、高为：H= 31.068m九塔的具体结构设计1. 塔板尺寸塔径Dg塔板厚D塔板圆内径700mm4mm720mm2. 塔节说明板间距HT=350mm 每个塔层中塔板数N=5塔节高度L=350×5=1750=1750m（符合要求）含进料层的塔节较其他塔节高，为2250mm，满足要求。装有视镜的塔节也较其他塔节略高，为2250mm，也满足要求。5个塔板用拉杆和定距管紧固在塔节内。定距管起着支撑塔板和保持塔间距的作用。塔板与塔壁的间隙，加填料密封后，用压板和压圈压紧。塔节两端均有法兰，两个塔节间用螺栓螺母连接。化工过程及设备设计P143材料与零部件上P336塔节结构图见附图43. 降液管装置

32、（取整） LW=(溢流堰长)=420mm 降液管宽度Wd=76mm 降液管面积Af=0.3848m2 出口堰高度hW=53.6mm=54mm 降液管底隙高度ho=47.6mm=48mm4. 封接结构压圈厚S每个塔板压板数6mm45.紧固螺栓选型：M226.拉杆与定距管尺寸 (1) 拉杆:b1d2l1l2l38×D1l16M1645402010×12.6H总(2) 定距管：do×8r定r提25×2.5337.支撑结构支座尺寸(mm)abcds582045186第五部分 设计结果统计精馏段平均压强Pm/KPa116.55精馏段平均温度tm/81.5精馏段气相

33、平均流量Vs/(m3/s)0.481精馏段液相平均流量Ls/(m3/s)0.000393实际塔板数NP68理论塔板数NT30板间距HT/m0.35塔径D/m0.7塔板型式单溢流,弓形降液管空塔气速 u/(m/s)1.274堰长lw/m0.42堰高hw/m0.054堰宽Wd/m0.076板上液层高度hL/m0.06降液管底隙高度ho/m0.048浮阀个数N/个43阀孔气速uo/(m/s)9.65阀孔动能因数Fo11.00临界阀孔气速u/(m/s)10.57孔心距t/m0.75单板压降PP/Pa548.0液体在降液管内停留时间s/s17.81降液管内清液层高度Hd/m0.125泛点率%74气相负荷上限(Vs)max/(m3/s)1.197气相负荷下限(Vs)min/(m3/s)0.2974操作弹性4.02第六部分 参考资料1.化工原理上册，天津大学出版社，姚玉英主编。2.化工原理下册，天津大学出版社，姚玉英主编。3.化工过程及设备设计，化学工业出版社，华南理工大学编。4.化工过程及设备设计，华南理工大学出版社，华南理工大学化工原理教研组编。5.化工原理实验，华南理工出版社，伍钦、