食品工程原理课程设计72514

1、食品工程原理 课程设计填料吸收塔的设计姓名：学号：班级：目 录一 、设计任务书-3二 、第一章: 流程的确定和说明-4 1加料方式-4 2进料方式-4 3冷凝方式-4 4回流方式-4 5加热方式-4 6加热器-4三 、第二章：精馏塔的设计计算-5 第一节：操作条件与基础数据-5 第二节：精馏塔工艺计算-5 1、物料衡算 -5 2、热量衡算 -83、理论塔板数计算-10 第三节：精馏塔主要数据计算-10 1、精馏塔设计的主要依据和条件-10 2、塔径设计计算-123、填料层高度计算-15四、第三章：附属设备及主要附件的选型计算-17第一节：冷凝器-17第二节：再沸器-18第三节：塔内其他构件-1

2、8 1、接管的计算与选择-18 2、液体分布器-20 3、除沫器-21 4、液体再分布器-21 5、填料支撑板选择-22 6、塔底设计-22 7、他的顶部空间高度-22第四节：精馏塔高度计算-23五、第五章：结束语-24六、参考文献-24食品工程原理课程设计任务书一、 设计题目：填料精馏塔设计二、 设计任务：苯与甲苯填料精馏塔设计三、 设计条件进料组成苯甲苯分离要求塔顶苯含量0.96塔底0.02 完成日期2010年1月4日进料状态四、 设计的内容和要求序号设计内容要求1工艺计算物料衡算，热量衡算，回流比，理论塔板数等2结构设计塔高，塔径，溢流装置及塔板布置，接口管的尺寸等3流体力学验算塔板负荷

3、性能图4冷凝器的传热面积和冷却介质的用量计算5再沸器的传热面积和加热介质的用量计算6计算机辅助设计绘制负荷性能图7编写设计说明书目录，设计任务书，设计计算及结果，流程图，参考资料等第一章 流程的确定和说明一 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点： (1) 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的

4、设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 (2) 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到

5、所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。 (3) 保证安全生产 例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安

6、全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。二、加料方式 加料分两种方式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，影响传质效率。靠重力的流动方式可省去一大笔费用。本次加料可选泵加料，泵和自动调节装置派和控制进料。三、进料状态 进料方式一般有冷夜进料、泡点进料、气液混合物进料、露点进料、加热蒸汽进料等。 冷夜进料对分离有利，但会增加操作费用。 泡点进料

7、对塔操作方便，不受季节气温影响。 泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提留段上升蒸汽量相等，精馏段和提留段塔径基本相等。 由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。四、冷凝方式 选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离式为了分离苯和甲苯，且制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。五、回流方式 宜采用重力回流，对于小型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。 优点：回流冷凝器无需支撑结构；缺点：回流控制较难安装，但强制回流需要用泵，安装费用、电耗费用大，故不用强制回流，塔顶上升蒸气采用冷凝冷却器以冷凝回

8、流入塔内。 六、加热方式 采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的馏出夜组成及回收率时，利用直接蒸气加热时，所需理论塔板数比用间接蒸气是要多一些，若待分离的混合液为水溶液，且水是难挥发组分，釜液近于纯水，这时可采用直接加热方式。由于本次分离的是苯-甲苯混合液，故采用间接加热。七、加热器选用管壳式换热器。只有在工艺物料的特征性或工艺条件特殊事槽考虑选用其他型式。例如，热敏性物料加热多采用降膜式或者波纹管式换热器或者换热器流路均匀、加热效率高的加热器。第二章 精馏塔的设计计算第1节 操作条件与基础数据一、 操作压力精馏操作按操作压力可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般采用常

9、压精馏，压力对挥发度的影响不大。在常压下不能进行分离或达不到分离要求时，采用加压精馏；对于热敏性物质采用减压精馏。当压力较高时，对塔顶冷凝器有利，对塔底加热不利，同时压力升高，相对挥发度降低，管径减小，壁厚增加。本次设计选用常压101.325kPa作为操作压力。二、 气液平衡关系及平衡数据表1常压下苯-甲苯的气液平衡与温度关系温度t/110.6106.1102.298.695.292.189.486.884.482.381.280.2气相苯y/(mol%)021.237.050.061.871.078.985.391.495.797.9100.0液相苯x/(mol%)08；.820.030.0

10、39.748.959.270.080.390.395.0100.0注：摘自化工手册P174三、 回流比通常=（1.12），此设计去取=1.2第2节 精馏塔工艺计算一、 物料衡算1 物流示意图（略）2 物料衡算已知：F=4000kg/h =0.43 =0.96 =0.02 M苯=78.11kg/kmol,M甲苯=92.14kg/kmol,进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为苯=0.4709=0.9659=0.0235进料液平均相对分子质量： M苯 M甲苯=78.11*0.4709+92.14*(1-0.4709)=85.53kg/kmolF=46.77kmol/h据物料衡算方程 代入数据 由于

11、泡点进料q=1，由汽液平衡数据，用内插法求得进料温度由Antoine方程，ln =A-B/(T+C)式中 在温度T时的饱和蒸气压，mmHg T-温度，K：A，B，C，-Antione常数查得ABC甲苯16.01373096.52-53.67苯15.90082788.51-52.36计算此温度下苯与甲苯的饱和蒸气压之比查得苯和甲苯的蒸汽压如下：80100苯101.0180.0甲苯38.8274.17求得a1=2.60，a2=2.43故3.物料衡算结果表2 物料衡算结果（a）物料流量（kmol/h）组成进料F46.77苯 0.4709甲苯 0.5291塔顶产品D22.20苯 0.9659甲苯 0.

12、0341塔底残液W24.57苯0.0235甲苯 0.9765表3.物料衡算结果（b）物料物流（kmol/h）精馏段上升蒸汽量V55.944提馏段上升蒸汽量V'55.944精馏段下降液体流量L33.74提留段下降液体流量L'80.514.塔板效率计算（1）精馏段（2）提馏段二热量衡算1.热流示意图（略）2.加热介质的选择选用饱和水蒸气压，温度140，工程大气压为3.69atm。原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸汽压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减小，但蒸汽压力不宜太高。3.冷凝剂的选择选冷却水，冷却水为深井水温度28，温升10。原因：冷却

13、水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择10。热量衡算： 由汽液平衡数据，用内插法可求塔顶温度tD，塔底温度tW，进料温度tF.温度下：温度下：温度下：塔顶 （1）0时塔顶气体上升的焓Qv 塔顶以0为基准，（2）回流液的焓QR注：此为泡点回流，据t-x-y图查得此时组成下的泡点tD，用内插法求得回流液组成下的t'D。查得t'D=80.80 此温度下：Cp1=99.03 kJ/（kmol·K）注：回流液组成与塔顶组成相同（3）塔顶流出液的焓因馏出口与回流口组成一样，所以(4)冷凝器消耗的焓（5）进口料的焓温度下： 所以 (6

14、)塔底残液的焓（7）再沸器（全塔范围内列衡算式）塔釜热损失为10%，则。设再沸器热损失能量损=损+加热器实际热负荷表4 热量衡算表项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热 116.2699.89133.30热量504108.791727629.52179356.09358304.80三、理论塔板数计算精馏段操作线方程： 0.3831、计算结果各板气液组成如下板号1234567891011121314150.96580.9350.8930.840.780.7240.6760.6390.5720.4790.3680.25570.16870.0960.04790.9190.85250.770.

15、6780.5890.5130.4560.41590.34950.2690.18960.12740.07540.04970.0198 2、 由图解法求理论塔板数，求得 （不包括再沸器） 进料板 精馏段7块第三节 精馏塔主要尺寸计算一、 精馏塔设计的主要依据和条件 苯-甲苯在不同温度下的密度温度/80.880.8140.809109.400.7810.78192.710.8010.7971.塔顶条件下的流量和物性参数2进料条件下的流量和物性参数精馏段: 提馏段： 3塔底条件下的流量和物性参数4精馏段的流量和物性参数5. 提馏段的流量和物性参数6. 体积流量塔顶：进料：塔底：精馏段：提馏段：= 二

16、塔径设计计算1. 填料选择 填料塔内所使用的填料根据生产工艺技术的要求进行选择，并对填料的品种 材质及尺寸进行综合考虑，应尽量选用技术资料齐全，使用性能成熟的新型填料塔。对性能相近的材料，应根据他们的特点进行技术 经济评价，是所选用的填料既能满足生产要求，又能使设备的投资和操作费用最低或较低。 填料是填料塔中气液接触的基本构件，其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素，因此，填料塔的选择是填料塔设计的重要环节。 鲍尔环由于环壁开孔，大大提高了环内空间及内表面的利用率，气流阻力小，液体分布均匀，与拉西环相比，其通量可增加50%以上，传质效率提高30%左右，鲍尔环是目前应用较广泛的填料之一。 综

17、合以上因素及鲍尔环的优点，且由于鲍尔环各项参数齐全，故本次选用鲍尔环为填料塔。 表 7 填料尺寸性能表填料名称孔隙率/%金属鲍尔环38130003651290.9452. 精馏段 表 8 甲苯粘度温度/粘度 注：由于平均粘度在数值上与甲苯粘度相等，且液相中甲苯居多，故本次采用甲苯粘度代替混合物的粘度。 表9 水的密度温度/密度/(kg)温度/密度/80971.8100958.490965.3110951.0内插法：又因：查得 （此为泛点填料因子）由 得 取 圆整后：mm式中 泛点气速， 重力加速度， 气相，液相密度， 泛点填料因子， 液体密度校正系数。3. 提馏段内插法：查得由 得 u=2.3

18、17m/s取=0.6u=1.390m/sD=0.66m/s圆整后 D=700mm所以去全塔塔径D=700mm。注：尽量使两段求得的D相等。若不等，可通过调整的取值，使两段相等，且尽量圆整成小塔经，以节省材料；若无法使两段D相等，则将D圆整为数值较大的D。三、填料层高度计算1等板高度设计计算（1）精馏段因为此温度下，且液相中甲苯较多，故取甲苯作近似计算。 ln(HETP)=h-1.292l+1.47l查的h=7.0779=21.61mN/m=21.6110N/m=0.2899mPa·s=0.2899Pa·s代入上式，解得 HETP=1.06Z·N=1.06(2) 提

19、馏段=0.2576mPa·s=0.257610Pa·s解得 HETP=0.95Z=HETP·N=0，957=6.65Z=Z+Z=14.07采用上述方法计算出填料层高度后，还应留出一定安全系数。根据设计经验，填料层的设计高度一般为Z =(1.21.5)Z，本次取Z=1.2Z。Z设计时的填料高度，m； Z 工艺计算得到的填料高度，m；Z=1.2 Z=16.88注：填料层高度的计算，根据所选填料的不同，也可才采用其他方法。如选择规整填料，可采用动能因子法，也可采用传质单元数法进行计算。2填料层降压计算（1）精馏段由上述计算知 =806.25kg/m，=2.777kg/m

20、，=0.295mPa·s，=0.8334，u=1.365m/s查的=114m(压降填料因子)y=0.0487u 空塔气速，m/s；由前计算x=0.0354，查埃克特通用关联图 =369.81Pa/m = 369.817.896=2.79kPa(2)提馏段由上述计算可知：=2.887kg/m，=789.85kg/m，=0.264mPa·s，=0.8248，=114m，u=1.390m/sy=0.0519x=0.0870查图知：=459.81Pa/m=45kPa全塔填料层总压降=+=2.79+3.67=6.46kPa表10 参数表项目等板高度/m压降总压降/kPa填料层高度/m

21、精馏段1.12836×9.812.797.896提馏段1.04045×9.813.678.320全塔6.4616.216第三章 附属设备及主要附件的选型计算第一节 冷凝器设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器。原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排除冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。郑州最热月平均气温t=28。冷却剂用深井水，冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取t=38。泡点回流温度t=80.80，t=80.88

22、 1 计算冷却水流量 G=172762.952kg/h2 冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方程 =46.66K=1800kJ(m)Q A=20.57m操作弹性为1.2，A=1.2A=24.68表11公称直径/mm 管程数 管子数量 管长/mm 换热面积/ 公称压力MPa 273 II 32 1500 25标准图号 JB1145-71-2-39 设备型号 G273II-25-3第二节 再沸器选用卧式U型管换热器，经处理后，放在塔釜内，蒸汽选择3.69atm、140的水蒸气，传热系数K取600kcal/(·h·),=2234.4kJ/kg1、 间接加热蒸汽量 kg/h2

23、、 再沸器加热面积为再沸器液体入口温度；为回流汽化为上升蒸汽时的温度；为加热蒸汽温度；为加热蒸汽冷凝为液体的温度。用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失=30.6A= =25.38 第三节 塔内其他构件一、接管的计算与选择1、塔顶蒸汽管 从塔顶至泠凝器的蒸汽导管，尺寸必须合适，以免生产过大压降，特别在减压过程中，过大压降会影响塔的真空度。操作压力为常压，蒸汽速度=1220m/s,本次设计取=15m/s。= =0.196m圆整后=200mm表12 塔顶蒸汽管参数表内径 外径 R 内管重/(kg/m)200×4 320×4 375 170 187 12.102、回流管冷凝器安装

24、在塔顶时，回流管在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高，对于重力回流，一般取速度为0.20.5m/s，本次设计取=0.5m/s = =0.048m圆整后 =48mm表 13 回流管参数表内径 外径 R 内管重/(kg/m)48×4 118×4.5 150 160 180 3.313、进料管 本次加料选用泵加料，所以用泵输送时可取1.52.5m/s，本次设计取=2.0m/s。 = =0.030 圆整后=48mm。表 14 进料管参数表内径 外径 R 内管重/(kg/m)48×4 118×4.5 150 160 180 3.314、塔底出料管

25、塔釜流出液速度一般可取0.51.0m/s，本次设计可取=0.6m/s。= =0.041m其中=24.57×91.81=2255.77kg/h。圆整后 =48mm 表15 塔釜出料管参数内径 外径 R 内管重/(kg/m)48×4 118×4.5 150 160 180 3.31二、液体分布器采用莲蓬头式喷淋器。选此装置的目的是能使填料表面很好的润湿，结构简单，制造和维修方便，喷洒比较均匀，安装简单。1、回流液分布器流量系数取0.820.85,本次设计取0.82，推动力液柱高度H取0.06m。则小孔中液体流速 W=0.82×=0.89m/s小孔输液能力 Q

26、= =9.05×/s由Q=得小孔总面积 f= =1.24×所以，小孔数n= =17.36,即18个孔。式中，d小孔直径，一般取410m,视介质污泥而异，本次设计取9mm。 喷洒球面中心到填料表面距离计算 h=rcot+式中 r喷洒园半径，r= D/2 -(75100)=700/2-100=250mm=0.25m 喷洒角，即小孔中心线与垂直轴线间的夹角，400,取=400 h=0.25cot400+9.8×0.252/2×0.892sin2400 =1.234 m2.进料液分布器采用莲蓬头由前可知W=0.89 m/s 取d=8 mm, =0.82 孔取=4

27、00h=rcot+gr2/2Wsin2= 0.25cot400+9.8×0.252/2×0.892sin2400 =1.234 m莲蓬头直径的范围为（y31/5D）,取1/5D=140mm三、除沫器 除沫器用于分离塔顶出口气体中所夹带的液滴，以降低有价值的产品的损失，并改善塔后动力设备的操作。近年来，在国内石油化工设备中，广泛应用丝网除沫器。除沫器的直径取决于气体量及选定的气体的速度。影响气体速度的因素很多，如雾沫夹带量，气、液的密度，液体的表面张力和粘度以及丝网的比表面积等。其中，气体和液体的密度对气体的速度影响最大。气速计算WK=K(L1-L2/ v1)1/2式中K常数

28、，取0.107;L1、L2塔顶气体和液体密度（kg/m3）WK=0.107 ×=1.85 m/s除沫器的直径计算：D=0.558 m式中，V=V1/( v1×3600)= =0.451四、液体在分布器 液体在乱堆填料层内向下流动时，有偏向塔壁流动的现象，偏往往造成塔中心的填料不被湿润。塔径越小，对应于单位塔截面的周长越长，这种偏向越严重。为将流动塔壁处的液体重 新汇集并引向塔中央区域，可在填料层内每隔一定高度设置液体再分布装置，每段填料层的高度因填料种类而定，对鲍尔环，可为塔径的510倍，但通常不超过6 m。此次设计填料层高度为选塔径的10倍，故每0.7×10=7

29、 m处装一再分布器。选取锥在式分布器，因其适用于直径0.8 m以下的小塔。五、填料支撑板的选则本次设计选用分块式气体喷射式支撑板。这种支撑板可以提供100%的自由截面，波形结构承载能力好，空隙率大，宜于1200以下的塔。在波形内增设的加强版，可提高支撑板的刚度。它的最大液体负荷为145 m3/(m2.h)最大承载能力为 40KPa,由于本塔较高，故选此板。 主要设计参考 分块式气体喷射式支撑板的设计参考数据塔径D/（mm） 板外径D1/(mm) 分块数 近似重量/N_7OO 693 2 66 _支撑圈尺寸（采用不锈钢） 塔径/(mm) 圈外径D1/(mm) 圈内经 D2/(mm) 厚度/mm

30、重量/N 700 690 620 5 91.2 _六、塔底设计料液在釜内停留15min，装料系统取0.5塔底高（h）;塔径（d）=2:1塔底料液量LW=VS提=0.4771m3/s塔底体积VW= LW/0.5=0.954m3因为 vw=d2h/4 h/d=2所以 vw=d3/2m可求出h=2d=2*0.847=1.694 m七、塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔第一层塔盘到塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体 夹带的液体量，顶部空间一般去1.21.5 m，本设计取。1.2 m 第四节 精馏塔高度的计算 单位：mm_塔顶 塔釜 鞍式支座 填料层高度 塔釜法兰高 954 712 240 16880 180 _ 喷淋高度 塔顶接管高