年產(chǎn)萬噸酒精精餾塔設(shè)計docvvvvvv

1、一、 概述乙醇在工業(yè)，醫(yī)藥，民用等方面，都有很廣泛的應(yīng)用，是一種很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發(fā)性，所以，想得到高純度的乙醇很困難。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因為乙醇和水的揮發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進行，塔內(nèi)裝有若干層塔板和充填一定高度的填料。為實現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須

2、有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預(yù)熱器，回流液泵等附屬設(shè)備，才能實現(xiàn)整個操作。浮閥塔與20世紀(jì)50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，已成為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔形，特別是在石油，化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的是F1型和V-4型。F1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB168-68）內(nèi)，F(xiàn)1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強降很低的系統(tǒng)中，采用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點：1，生產(chǎn)能力大。2，操作彈性大。3，塔板效率高。4，氣體壓強降及液面落差較小

3、。5，塔的造價低。浮閥塔不宜處理宜結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。1. 設(shè)計依據(jù)課程設(shè)計方案選定所涉及的主要內(nèi)容有：操作壓力，進料狀況，加熱方式及其熱能的利用。（1） 操作壓力精餾可在常壓，加壓或減壓下進行，確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮。一般來說，常壓精餾最為簡單經(jīng)濟，若物料無特殊要求，應(yīng)盡量在常壓先操作。加壓操作可提高平衡溫度，有利于塔頂蒸汽冷凝熱的利用，或可以使用較便宜的冷卻劑，減少冷凝，冷卻費用。在相同的塔徑下，適當(dāng)提高操作壓力還可提高塔的處理能力，但增加塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對揮發(fā)度

4、也有所下降。降低操作壓力，組分的相對揮發(fā)度增大，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低溫位的加熱劑。但降低壓力也導(dǎo)致塔徑增大和塔頂蒸汽冷凝溫度降低，且必須使用抽真空的設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費用。故我們采用塔頂壓力為常壓進行操作。（2） 進料狀況進料狀態(tài)有多種，但一般都是將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這樣，進料溫度就不受季節(jié)，氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作就比較容易控制。此外，泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，設(shè)計制造均比較方便。但泡點進料需預(yù)熱，熱耗很大。在此次設(shè)計中，我們選用30°C冷夜進料。（3） 加熱方式精餾塔通常設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽

5、加熱，以提供足夠的能量，若待分離的物系為某種輕組分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加熱方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。這樣操作費用和設(shè)備費用均可降低。但在塔頂輕組分回收率一定時，由于蒸汽冷凝水的稀釋作用，使殘液輕組分濃度降低，所需塔板數(shù)略有增加。綜合考慮，我們采用間接蒸汽加熱的方式（4）熱能的利用蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，因此熱效率很低，通常進入再沸器的能量僅有5%左右被有效利用。塔頂蒸汽冷凝放出的熱量是大量的，但其能位較低，不可能直接用來做塔釜的熱源，但可用作低溫?zé)嵩矗﹦e處使用?；蚩刹捎脽岜眉夹g(shù)，提高溫度后再用于加熱釜液。此外，通過蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，也可取得節(jié)能的效果。

6、例如，可采用設(shè)置中間再沸器和中間冷凝器的流程。2. 技術(shù)來源目前，精餾塔的設(shè)計方法以嚴(yán)格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴(yán)格計算法對于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計算也采用嚴(yán)格計算法。3. 設(shè)計內(nèi)容及任務(wù)（一） 設(shè)計內(nèi)容乙醇-水溶液連續(xù)板式精餾塔設(shè)計（二） 設(shè)計任務(wù)處理能力：2.5萬噸/年，每年按300天計算，每天24小時連續(xù)運轉(zhuǎn)。原料乙醇-水溶液：40%組成（乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)）產(chǎn)品要求：塔頂產(chǎn)品組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：90%塔頂易揮發(fā)組分回收率：99%塔底的產(chǎn)品組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：1%1) 塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開動設(shè)備24小時計算，產(chǎn)品流量為145.9kmol/

7、h,由于產(chǎn)品黏度較小，流量增大，為減少造價，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選擇浮閥塔。2) 操作條件（1） 操作壓力：塔頂壓強為常壓101325Pa（2） 單板壓降：0.7KPa（3） 進料狀況：30°C冷夜進料（4） 回流比：自選（5） 加熱方式：間接蒸汽加熱（6） 冷卻水進口溫度：30°C二、 塔的工藝計算1. 工藝過程1.1. 物料衡算由 得 由 得表1 物料衡算數(shù)據(jù)記錄F145.9kmol/h0.2069D38.36kmol/h0.7790W107.54kmol/h0.0028由氣液平衡數(shù)據(jù)，畫出下表，由圖查出組成的乙醇-水溶液泡點為83.2

8、5°C，在平均溫度為（83.25+30）/2=56.63下，由化工原理（第三版，王志魁）附錄查得乙醇與水的有關(guān)物性為：乙醇的摩爾熱容：乙醇的摩爾汽化潛熱：水的摩爾熱容：水的摩爾汽化潛熱：比較水與乙醇的摩爾汽化潛熱可知，系統(tǒng)滿足衡摩爾流的假定。加料液的平均摩爾熱容：加料液的平均汽化熱：1.2. 最小回流比及操作回流比的確定（1）q線方程：做出下圖，得q線與平衡線的交點（0.238，0.547），即，由，得（2）過點（0.7790，0.7790）做平衡線的切線，交Y軸于點（0，0.41）由，得取較大的回流比，故根據(jù)，取R=1.81.3. 精餾段和提餾段操作線的確定 精餾段液相流量： 精餾

9、段汽相流量：精餾段操作線方程： 提餾段液相流量： 提餾段汽相流量： 提餾段操作線方程：1.4. 理論及實際塔板數(shù)的確定A用圖解法求解理論板數(shù)在y-x圖上分別畫出提餾段方程和精餾段方程，利用圖解法可以求出理論塔板數(shù)為10塊（含塔釜）。其中第8理論板為進料板。見下圖B 用奧康奈爾法對全塔效率進行估算：（1）由相平衡方程式，可得根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得：因此可以求得：平均相對揮發(fā)度的求取：(2)根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得：塔頂： ，塔釜： ,塔頂和塔釜的算術(shù)平均溫度：由化工原理（第三版，化學(xué)工業(yè)出版社，王志魁）書中附表12查得：在88.77°C下， ， 根據(jù)公式 得（

10、4） 由奧康奈爾關(guān)聯(lián)式：C 求解實際塔板數(shù) 取N=201.5. 塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計1.5.1. 精餾塔塔徑的計算A. 查得有關(guān)乙醇與水的安托因方程：乙醇：得:水：得：將代入 進行試差，求塔頂、進料板、及塔釜的壓力和溫度：1) 塔頂：， 試差得2) 進料板位置：精餾段實際板層數(shù)：每層塔板壓降：進料板壓力：進料板：，試差得3) 提餾段實際板層數(shù)：塔釜壓力：塔釜：， 試差得求得精餾段及提餾段的平均壓力及溫度：精餾段：提餾段：B. 平均摩爾質(zhì)量的計算：塔頂：進料板：塔釜：精餾段平均摩爾質(zhì)量：提餾段平均摩爾質(zhì)量：表2 平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂精餾段平均摩爾質(zhì)量進料板提餾段平均摩爾質(zhì)量塔釜C. 平均密度的計算：1

11、) 汽相平均密度計算：精餾段汽相平均密度：提餾段汽相平均密度：2) 液相平均密度計算：塔頂：，得：進料板：，,得：塔釜：， 得：精餾段液相平均密度：提餾段液相平均密度：表3 液相平均密度的計算塔頂塔釜進料板精餾段液相平均密度提餾段液相平均密度D. 液體平均表面張力計算液體平均表面張力按下式計算：塔頂：，由化工原理（第三版，化學(xué)工業(yè)出版社，王志魁）附錄二十，得：進料板：，查手冊：， 得：塔釜：，查附錄：， 得：精餾段液體表面平均張力：提餾段液體表面平均張力：表4 液體平均表面張力計算塔頂塔釜進料板精餾段液體表面平均張力提餾段液體表面平均張力E. 液體平均黏度計算： 液體平均黏度按下式計算：塔頂：

12、，查由化工原理（第三版，化學(xué)工業(yè)出版社，王志魁）附錄十二， 得：進料板：，查附錄：， 得：塔釜：，查附錄：， 得：精餾段液體平均黏度：提餾段液體平均黏度：表5 液體平均黏度計算塔頂塔釜進料板精餾段液體平均黏度提餾段液體平均黏度F. 氣液相體積流率計算： 精餾段汽相體積流率：液相體積流率：提餾段汽相體積流率：液相體積流率：表6 氣液相體積流率計算G. 塔徑的確定 塔徑的確定，需求，C由下式計算：由Smith圖查取。取板間距，板上液層高度，則（1） 精餾段塔徑的確定：圖的橫坐標(biāo)為查smith圖，smith圖得0.0826取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：則精餾塔塔徑（2） 提餾段塔徑的確定：圖的橫

13、坐標(biāo)為：查smith圖，得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為則精餾塔塔徑（3） 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后，塔截面積：精餾段實際空塔氣速為：提餾段實際空塔氣速為：1.5.2. 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度的計算：提餾段有效高度的計算：每隔5層塔板開一人孔，人孔高度為0.5m，人孔數(shù)：Np=（20/5）-1=3塔頂間距：H1=(1.52.0)HT,取H1=1.7×0.35=0.595m0.6m塔底空間高度：H2=2m，進料板處板間距：HF=0.4m塔高： H=（N-np-nF-1）HT+npHp+ H1+ H2+ HD+ HB+ nFHF =（20-3-1-1）×350+3

14、5;600+600+2000+1000+2000+1×400 =13.05m2. 塔板主要工藝尺寸的計算2.1. 溢流裝置計算 因塔徑D=0.9m，可選用單溢流弓形降液管A.堰長lw單溢流：lw=（0.60.8）D，取lw=0.6×0.9=0.54mB.溢流堰高度hw因為hl=hw+how選用平直堰，堰上液層高度how可用Francis計算， 即精餾段：lL=0.000543×3600=1.9548 m3/h液體收縮系數(shù)計算圖，查上圖得，E=1.02, 則how=（2.84/1000）×1.02×（2.7/0.54）2/3=0.00849m取板

15、上清夜層高度h2=0.05m, 故hw=0.05-0.00849=0.04151m 提餾段：lh=0.00148×3600=5.328m3/h 查得 E=1.045，則hOW=(2.84/1000)×1.045×（5，328/0.54）2/3=0.0137m取板上清夜層高度hL=0.05m, 故hW=0.05-0.0137=0.0363m2.2. 降液管2.2.1 降液管高度和截面積因為，查下圖（弓形降液管參數(shù)圖）得：,所以，弓形降液管參數(shù)圖依下式驗算液體在降液管中的停留時間：精餾段：提餾段：故降液管設(shè)計合理。2.2.2 降液管底隙高度降液管底隙高度依下式計算：取

16、，則 精餾段： ，即 提餾段： ，即故降液管底隙高度設(shè)計合理。2.3. 塔板布置2.3.1. 塔板的分塊因為D=900mm,故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為3塊。表 塔板分塊數(shù)塔徑/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)34562.3.2. 邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前的安定區(qū)寬度：WS=0.07m 邊緣區(qū)寬度：WC=0.035m2.3.3. 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按下式計算：其中故2.3.4. 浮閥塔計算及其排列采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mmA. 浮法數(shù)目 浮法數(shù)目按下式計算：氣體通過閥孔的速度：取動能因數(shù)F=1.1 則精段：，個提餾段：，

17、個B. 排列由于采用分塊式塔板，故采用等邊三角形叉排。設(shè)相近的閥孔中心距t=75mm，畫出閥孔排列圖（如下圖）：通道板上可排閥孔26個.弓形板可排閥孔24個，所以總閥孔數(shù)目為N=26+24×2=74個.C. 校核餾1) 精餾段： 氣體通過閥孔的實際速度：閥孔排列圖 實際動能因素：2) 提餾段： 氣體通過閥孔的實際速度： 實際動能因素：3) 開孔率：開孔率在10%14%之間，且實際動能因數(shù)F0在912間，滿足要求。3. 流體力學(xué)驗算3.1. 氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降） 單板壓降：hp=hc+hl+h閥片全開前： 閥片全開后: 取板上液層充氣因數(shù)0=0.5，那么 hL=0(hw

18、+ how)=0 hL=0.5×0.05=0.025m氣體克服液體表面張力所造成的阻力可由下式計算：但由于氣體克服液體表面張力所造成的阻力通常很小，可忽略不計。(1) 精餾段：hp=hc+hl+h=0.037+0.025=0.062m(2) 提餾段：hP=0.033+0.025=0.058m3.2. 漏液驗算(1) 精餾段： 氣體通過閥孔時的速度：>6(2) 提餾段 氣體通過閥孔時的速度：>63.3. 液泛驗算降液管內(nèi)泡沫液層高度可按下式計算：Hd=hp+hw+how+hd=hp+hL +hd（HT+hw）浮法塔的頁面落差一般不大，?？珊雎圆挥?1) 精餾段 hp =0.

19、062m , hL =0.05m塔板上不設(shè)進口堰時： Hd=0.062+0.05+0.00005=0.11205m取=0.5 ，（HT+hw）=0.5×（0.35+0.04151）=0.196mHd<（HT+hw）(2) 提餾段 hp=0.058m , hL=0.05m 塔板上不設(shè)進口堰時： Hd=0.058+0.05+0.00005=0.10805m取=0.5 ，（HT+hW）=0.5×（0.35+0.0363）=0.19315mHd<（HT+ hW）3.4. 霧沫夾帶驗算泛點百分率可取下列兩式計算，取計算結(jié)果中較大的數(shù)值： ,ZL=D-2Wd ， Ab=AT

20、-2Af(1) 精餾段：(2) 提餾段：3.5. 液體在降液管內(nèi)的停留時間(1) 精餾段：(2) 提餾段：4. 操作性能負(fù)荷圖4.1. 氣相負(fù)荷下限線(1) 精餾段：(2) 提餾段：4.2. 過量霧沫夾帶線 取F=0.7(1) 精餾段：得： VS=-23.62LS+0.973(2) 提餾段：得：4.3. 液相負(fù)荷下限線(1) 精餾段： 得：(2) 提餾段：得：4.4. 液泛負(fù)荷上限線4.5. 泛液線泛液線方程：(1) 精餾段：b=HT+（-1-0）hw=0.5×0.35+（0.5-1-0.5）×0.04151=0.133490.05541V2 S=0.13349-1311.

21、73L2 S-1.577L2/3 S(2)提餾段：b=HT+（-1-0）hW=0.5×0.35+（0.5-1-0.5）×0.0363=0.13870.03636V2 S=0.1387-341.45L2 S-1.577L2/3 S4.6. 操作性能負(fù)荷圖(1) 精餾段：精餾段性能負(fù)荷圖由圖可知，該塔的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖可讀得：(VS)max=0.973m3/s , (VS)min=0.391m3/s所以，塔的操作彈性為(2) 提餾段：提餾段性能負(fù)荷圖由圖可知，該塔的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖可讀得：(VS)max=1.201m3/s , (

22、VS)min=0.459m3/s所以，塔的操作彈性為5. 各接管尺寸的確定5.1. 進料管查得30時，A=787 Kg/m3 ，B=995.7 Kg/m3 ，故 進料體積流量;取適宜的輸送速度uf=2.0m/s, 故經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(GB8163-87)，規(guī)格：38×5mm實際管內(nèi)流速：5.2. 釜殘液出料管釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度：uf=1.5m/s, 則 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：32×3mm實際管內(nèi)流速：5.3. 回流液管回流液體積流量：利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度uL=0.5m/s那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：50×3m

23、m實際管內(nèi)流速：5.4. 塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量：取適宜速度uV=20m/s，那么 經(jīng)圓整選取拉制黃銅管，規(guī)格：260×5mm實際管內(nèi)流速：三、 輔助設(shè)備的計算及選型1. 冷凝器熱負(fù)荷 按泡點回流設(shè)計，即飽和蒸汽冷凝且飽和回流，采用30的水作為冷卻劑，逆流操作，則 Q=Wr1r1=VMVDr1 查液體的汽化潛熱圖，可知塔頂溫度82.27下， 乙醇汽化潛熱：rA=850KJ/kg 水的汽化潛熱：rB=2375KJ/kgr1=rixi=850×0.7790×46+（1-0.7790）×2375×18=39906.65KJ/Kmol故Q=107.54×39906.65/3600=1372.15KJ/s又由于Q=KAtm則因為 K=750J/s·(m2