乙醇-水連續(xù)精餾塔的設計.doc
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化工原理課程設計任務書一 一、設計題目：乙醇精餾塔 二、設計任務及條件 （1）、進料含乙醇38.2%，其余為水（均為質量分率，下同） （2）、產品乙醇含量不低于93.1%； （3）、釜殘液中乙醇含量不高于0.01%； （4）、生產能力5000T/Y乙醇產品，年開工7200小時 （5）、操作條件： ①間接蒸汽加熱；②塔頂壓強：1. 03 atm（絕對壓強） ③進料熱狀況：泡點進料； ④回流比：R=5 ⑤單板壓降：75mm液柱 三、設計內容 （1）、流程的確定與說明； （2）、塔板和塔徑計算； （3）、塔盤結構設計： i. 浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡圖； ii. 流體力學驗算； iii. 塔板負荷性能圖。 （4）、其它：i. 加熱蒸汽消耗量； ii. 冷凝器的傳熱面積及冷卻水的消耗量 四、設計成果 （1）設計說明書一份； （2）A4設計圖紙包括：流程圖、精餾塔工藝條件圖。 化工原理課程設計任務書(6) (一) 設計題目 乙醇-水連續(xù)精餾塔的設計 (二) 設計任務及操作條件 1) 進精餾塔的料液含乙醇25%（質量分數(shù)，下同），其余為水； 2) 產品的乙醇含量不得低于94%； 3) 殘液中乙醇含量不得高于0.1%； 4) 生產能力為日產（24小時） 噸94%的乙醇產品； 5) 操作條件 a) 塔頂壓力 4kPa（表壓） b) 進料熱狀態(tài) 自選 c) 回流比 自選 d) 加熱蒸氣壓力 0.5MPa（表壓） e) 單板壓降 ≤0.7kPa。 (三) 塔板類型 浮閥塔。 (四) 廠址 廠址為武漢地區(qū)。 (五) 設計內容 1、設計說明書的內容 1) 精餾塔的物料衡算； 2) 塔板數(shù)的確定； 3) 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算； 4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算； 5) 塔板主要工藝尺寸的計算； 6) 塔板的流體力學驗算； 7) 塔板負荷性能圖； 8) 精餾塔接管尺寸計算； 9) 對設計過程的評述和有關問題的討論。 2、設計圖紙要求： 1) 繪制生產工藝流程圖（A2號圖紙）； 2) 繪制精餾塔設計條件圖（A2號圖紙）。 3.4 浮閥精餾塔設計實例 3.4.1 化工原理課程設計任務書 1 設計題目：分離乙醇-水混合液的浮閥精餾塔設計 2 原始數(shù)據(jù)及條件 生產能力：年處理乙醇-水混合液14.0萬噸（開工率300天/年） 原料：乙醇含量為20%（質量百分比，下同）的常溫液體 分離要求：塔頂乙醇含量不低于95% 塔底乙醇含量不高于0.2% 建廠地址：江蘇常州 3.4.2 塔板的工藝設計 1 精餾塔全塔物料衡算 F：原料液流量（kmol/s） xF：原料組成（摩爾分數(shù)，下同） D：塔頂產品流量（kmol/s） xD：塔頂組成 W：塔底殘液流量（kmol/s） xW：塔底組成 原料乙醇組成： 塔頂組成： 塔底組成： 進料量： 物料衡算式：F = D + W F xF= D xD+ W xW 聯(lián)立代入求解：D = 0.0264 kmol/s， W = 0.2371 kmol/s 2 常壓下乙醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度關系 在示例中對表格、圖和公式未編號，在設計說明書中要求嚴格編號。 表3-11 乙醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度關系 溫度/℃ 液相 氣相 溫度/℃ 液相 氣相 溫度/℃ 液相 氣相 100 0 0 82.7 23.37 54.45 79.3 57.32 68.41 95.5 1.90 17.00 82.3 26.08 55.80 78.74 67.63 73.85 89.0 7.21 38.91 81.5 32.73 59.26 78.41 74.72 78.15 86.7 9.66 43.75 80.7 39.65 61.22 78.15 89.43 89.43 85.3 12.38 47.04 79.8 50.79 65.64 ? ? ? 84.1 16.61 50.89 79.7 51.98 65.99 ? ? ? （1）溫度 利用表中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW ①tF ： tF = 87.41℃ ②tD ： tD = 78.17℃ ③tW ： tW = 99.82℃ ④精餾段平均溫度： ⑤提餾段平均溫度： （2） 密度 已知：混合液密度： 混合氣密度： ①精餾段： 液相組成x1： x1 = 22.94% 氣相組成y1： y1 = 54.22% 所以 ②提餾段 液相組成x2： x2 = 3.44% 氣相組成y2： y2 = 23.37% 所以 表3-12 不同溫度下乙醇和水的密度 溫度/℃ ρ乙 ρ水 溫度/℃ ρ乙 ρ水 80 735 971.8 95 720 961.85 85 730 968.6 100 716 958.4 90 724 965.3 ? ? ? 求得在與下的乙醇和水的密度 ， ， ， 同理：， ， 在精餾段：液相密度： 氣相密度： 在提餾段：液相密度： 氣相密度： （3） 混合液體表面張力 二元有機物-水溶液表面張力可用下列各式計算 公式： 注： ， ， ， ， ， ， 式中下角標，w,o,s分別代表水、有機物及表面部分，xw、xo指主體部分的分子數(shù)，Vw、Vo主體部分的分子體積，δw、δo為純水、有機物的表面張力，對乙醇q = 2。 ①精餾段 表3-13 不同溫度下的表面張力 溫度/℃ 70 80 90 100 乙醇表面張力/10-2N/m2 18 17.15 16.2 15.2 水表面張力/10-2N/m2 64.3 62.6 60.7 58.8 乙醇表面張力： 水表面張力： 因為，所以 聯(lián)立方程組 ， 代入求得：， ， 1. 提餾段 ， 乙醇表面張力： 解得： 水表面張力： 解得： 因為，所以 聯(lián)立方程組 ， 代入求得：， （4） 混合物的粘度 ，查表得：， ，查表得： ， 精餾段粘度： 提餾段粘度： （5） 相對揮發(fā)度 ①精餾段揮發(fā)度：由，得， 所以 ②提餾段揮發(fā)度：由，得， （6） 氣液相體積流量計算 根據(jù)x-y圖得： 取 ①精餾段： 已知：， ， 則有質量流量： 體積流量： ②提餾段：因本設計為飽和液體進料，所以 已知：， ， 則有質量流量： 體積流量： 3 理論塔板的計算 理論板：指離開這種板的氣液兩相互成平衡，而且塔板上液相組成均勻。 理論板的計算方法：可采用逐板計算法，圖解法，在本次實驗設計中采用圖解法。 根據(jù)1.01325×105Pa下，乙醇—水的氣液平衡組成關系可繪出平衡曲線，即x-y曲線圖，泡點進料，所以q = 1，即q為一直線，本平衡具有下凹部分，操作線尚未落到平衡線前，已與平衡線相切，如圖（圖略）：xq = 0.0891， yq = 0.3025，所以，操作回流比 已知：精餾段操作線方程： 提餾段操作線方程： 在圖上作操作線，由點（0.8814, 0.8814）起在平衡線與操作線間畫階梯，過精餾段操作線與q線交點，直到階梯與平衡線交點小于0.00078為止，由此得到理論板NT = 26塊（包括再沸器）加料板為第24塊理論板。 板效率與塔板結構、操作條件、物質的物理性質及流體力學性質有關，它反映了實際塔板上傳質過程進行的程度。板效率可用奧康奈爾公式計算。 注：α—— 塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度 μL—— 塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mPa·s （1）精餾段 已知：， 所以： ，故塊 （2）提餾段 已知：， 所以：， 故 塊 全塔所需實際塔板數(shù)： 全塔效率： 加料板位置在第53塊塔板。 4 塔徑的初步設計 (1) 精餾段 由，，式中C可由史密斯關聯(lián)圖查出： 橫坐標數(shù)值： 取板間距：，，則 查圖可知， 橫截面積：，空塔氣速： (2) 提餾段 橫坐標數(shù)值： 取板間距：，，則 查圖可知， 圓整：，橫截面積：， 空塔氣速：5 溢流裝置 (1) 堰長 取 出口堰高：本設計采用平直堰，堰上液高度按下式計算 近似取 ①精餾段 ②提餾段 （2） 弓形降液管的寬度和橫截面 查圖得： 驗算降液管內停留時間： 精餾段： 提餾段： 停留時間。故降液管可使用。 (3) 降液管底隙高度 ①精餾段 取降液管底隙的流速，則 ②提餾段 取，，取 因為不小于20mm，故滿足要求。 6 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 （1）塔板分布 本設計塔徑，采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板。 （2）浮閥數(shù)目與排列 ①精餾段 取閥孔動能因子，則孔速 每層塔板上浮閥數(shù)目為： 取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度 計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即： 其中 所以 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距 則排間距： 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用81mm，而應小些，故取，按，，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)288個。 按重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9~13范圍內 塔板開孔率 ②提餾段 取閥孔動能因子，則 每層塔板上浮閥數(shù)目為： 按，估算排間距， 取，排得閥數(shù)為244塊 按塊重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9~13范圍內 塔板開孔率 浮閥數(shù)排列方式如圖所示（圖略） 3.4.3 塔板的流體力學計算 1 氣相通過浮閥塔板的壓降 可根據(jù)計算 (1)精餾段 ①干板阻力： 因，故： ②板上充氣液層阻力 取 ③液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經塔板的壓降相當?shù)母叨葹? (2) 提餾段 ①干板阻力： 因，故： ②板上充氣液層阻力 取 ③液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與單板的壓降相當?shù)囊褐叨葹? 2 淹塔 為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度 （1）精餾段 ①單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨? ②液體通過液體降液管的壓頭損失 ③板上液層高度 取，已選定 則 可見所以符合防止淹塔的要求。 （2）提餾段 ①單板壓降所相當?shù)囊褐叨? ②液體通過液體降液管的壓頭損失 ③板上液層高度 取，則 可見所以符合防止淹塔的要求。 3 物沫夾帶 （1）精餾段 板上液體流經長度： 板上液流面積： 查物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)圖 對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應控制泛點率不超過80%，由以上計算可知，物沫夾帶能夠滿足的要求。 （2）提餾段 取物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)圖 由計算可知，符合要求。 4 塔板負荷性能圖 （1）物沫夾帶線 據(jù)此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率80%計算： ①精餾段 整理得： 由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個值算出 ②提餾段 整理得： 表3-14 精餾段 Ls (m3/s) 0.002 0.01 Vs (m3/s) 4.79 4.39 提餾段 L′s (m3/s) 0.002 0.01 V′s (m3/s) 5.83 5.33 （2） 液泛線 由此確定液泛線，忽略式中 而 ①精餾段 整理得： ②提餾段 整理得： 在操作范圍內任取若干個值，算出相應得值： 表3-15 精餾段 Ls1 (m3/s) 0.001 0.003 0.004 0.007 Vs1 (m3/s) 7.15 6.86 6.93 6.23 提餾段 Ls2 (m3/s) 0.001 0.003 0.004 0.007 Vs2 (m3/s) 8.07 7.83 7.72 7.42 （3）液相負荷上限 液體的最大流量應保證降液管中停留時間不低于3~5s 液體降液管內停留時間 以作為液體在降液管內停留時間的下限，則 （4）漏液線 對于F1型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則 ①精餾段 ②提餾段 （5）液相負荷下限 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。 取，則 由以上1~5作出塔板負荷性能圖（圖略） 由塔板負荷性能圖可以看出： ①在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點p（設計點）處在適宜操作區(qū)內的適中位置； ②塔板的氣相負荷上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由漏液控制； ③按固定的液氣比，由圖可查出塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限。 所以：； 表3-16 浮閥塔工藝設計計算結果 項目 符號 單位 計算數(shù)據(jù) 備注 精餾段 提餾段 塔徑 D m 1.8 1.8 ? 板間距 HT m 0.45 0.45 ? 塔板類型 ? ? 單溢流弓形降液管 分塊式塔板 空塔氣速 u m/s 1.54 1.58 ? 堰長 lw m 1.17 1.17 ? 堰高 hw m 0.0573 0.0470 ? 板上液層高度 ? m 0.07 0.07 ? 降液管底隙高 h0 m 0.02 0.05 ? 浮閥數(shù) N ? 288 244 等腰三角形叉排 閥孔氣速 u0 m/s 11.24 11.34 同一橫排孔心距 浮閥動能因子 F0 ? 12.11 12.47 相鄰橫排中心距離 臨界閥孔氣速 u0c m/s 9.78 11.72 ? 孔心距 t m 0.075 0.075 ? 排間距 t′ m 0.065 0.08 ? 單板壓降 ΔpP Pa 683.91 703.77 ? 液體在降液管內停留時間 θ s 30.16 11.30 ? 降液管內清液層高度 Hd m 0.15 0.1525 ? 泛點率 ? % 66.30 60.44 ? 氣相負荷上限 (Vs)max m3/s 4.90 1.67 物沫夾帶控制 氣相負荷下限 (Vs)min m3/s 4.80 1.71 漏液控制 操作彈性 ? ? 2.93 2.81 ? 3.4.4 塔附件設計 1 接管 (1) 進料管 進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T型進料管。本設計采用直管進料管。管徑計算如下： 取 查標準系列選取 (2) 回流管 采用直管回流管，取 查表取 (3) 塔釜出料管 取，直管出料， 查表取 (4) 塔頂蒸氣出料管 直管出氣，取出口氣速 查表取 (5) 塔釜進氣管 采用直管，取氣速 查表取 (6) 法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應法蘭。 ①進料管接管法蘭：Pg6Dg70HG5010-58 ②回流管接管法蘭：Pg6Dg50HG5010-58 ③塔釜出料管法蘭：Pg6Dg80HG5010-58 ④塔頂蒸氣管法蘭：Pg6Dg500HG5010-58 ⑤塔釜蒸氣進氣法蘭：Pg6Dg500HG5010-58 2 筒體與封頭 （1）筒體 壁厚選6mm，所用材質為A3 （2）封頭 封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設計采用橢圓形封頭，由公稱直徑，查得曲面高度，直邊高度，內表面積，容積。選用封頭Dg1800×6,JB1154-73 3 除沫器 當空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網除沫器以及程流除沫器。本設計采用絲網除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。 設計氣速選?。? 除沫器直徑： 選取不銹鋼除沫器：類型：標準型，規(guī)格：40-100，材料：不銹鋼絲（1Gr18Ni9）, 絲網尺寸：圓絲 4 裙座 塔底采用裙座支撐，裙座的結構性能好，連接處產生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內徑>800mm，故裙座壁厚取16mm。 基礎環(huán)內徑： 基礎環(huán)外徑： 圓整：，；基礎環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm；考慮到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直徑取m30 5 吊柱 對于較高的室內無框架的整體塔，在塔頂設置吊柱，對于補充和更換填料、安裝和拆卸內件，即經濟又方便的一項設施，一般取15m以上的塔物設吊柱，本設計中塔高度大，因此設吊柱。因設計塔徑，可選用吊柱500kg。，，。材料為A3。 6 人孔 人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于進入任何一層塔板，由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難于達到要求，一般每隔10~20塊塔板才設一個人孔，本塔中共58塊板，需設置5個人孔，每個孔直徑為450mm，在設置人孔處，板間距為600mm，裙座上應開2個人孔，直徑為450mm，人孔伸入塔內部應與塔內壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設計也是如此。 3.4.5 塔總體高度的設計 1 塔的頂部空間高度 塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。 2 塔的底部空間高度 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min。 3 塔體高度 3.4.6 附屬設備設計 1 冷凝器的選擇 有機物蒸氣冷凝器設計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為 本設計取 出料液溫度：78.173℃（飽和氣）78.173℃（飽和液） 冷卻水溫度：20℃35℃ 逆流操作： 傳熱面積： 設備型號：G500I—16—40 2 再沸器的選擇 選用120℃飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取 料液溫度：99.815℃100℃，熱流體溫度：120℃120℃ 逆流操作： 換熱面積： 設備型號：G·CH800—6—70 表3-17 不同設計條件下設計結果比較 ? F（萬噸） R q xD xF xW NT 塔徑/m 塔高/m F不同 50 2.59 1 93% 20% 0.3% 15 2.2 30 25 2.59 1 93% 20% 0.3% 19 2.2 26.55 22 2.59 1 93% 20% 0.3% 19 2.0 26.06 20 2.59 1 93% 20% 0.3% 15 2.0 25.35 15 2.59 1 93% 20% 0.3% 15 2.0 25.35 10 2.59 1 93% 20% 0.3% 15 1.8 25.08 R不同 20 2.59 1 93% 20% 0.3% 23 1.8 37 20 2.59 1 93% 20% 0.3% 21 1.8 31 20 2.59 1 93% 20% 0.3% 18 2.0 28.95 20 2.59 1 93% 20% 0.3% 17 2.0 27.8 20 2.59 1 93% 20% 0.3% 16 2.0 27.8 xF不同 20 2.59 1 93% 14% 0.3% 18 1.6 28.90 20 2.59 1 93% 16% 0.3% 18 1.8 28.45 20 2.59 1 93% 18% 0.3% 17 1.8 27.73 20 2.59 1 93% 20% 0.3% 17 2.0 27.73 20 2.59 ? 93% 21% 0.3% 17 2.0 27.75 20 2.59 1 93% 23% 0.3% 17 2.0 27.77 q不同 20 2.59 >1 90% 15% 0.3% 10 1.6 14.79 20 2.59 q=1 90% 15% 0.3% 12 1.4 17.22 20 2.59 0
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