《化工原理課程設(shè)計精餾裝置設(shè)計》由會員分享，可在線閱讀，更多相關(guān)《化工原理課程設(shè)計精餾裝置設(shè)計（30頁珍藏版）》請在裝配圖網(wǎng)上搜索。

1、 48000噸/年乙醇~水 精餾裝置設(shè)計 年級 專業(yè) 設(shè)計者姓名 設(shè)計單位 完成日期 年 月 日 目 錄 一、概述 4 1.1 設(shè)計依據(jù) 4 1.2 技術(shù)來源 4 1.3 設(shè)計任務(wù)及要求 5 二：計算過程 6 1. 塔型選擇 6 2. 操作條件的確定 6 2.1 操作壓力 6 2.2 進料狀態(tài) 6 2.3 加熱方式 7 2.4 熱能利用 7 3. 有關(guān)的工藝計算 7 3.1 最小回流比及操作回流比的確定 8 3.2 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算 9

2、3.3 全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量 9 3.4 熱能利用 10 3.5 理論塔板層數(shù)的確定 10 3.6 全塔效率的估算 11 3.7 實際塔板數(shù) 12 4. 精餾塔主題尺寸的計算 12 4.1 精餾段與提餾段的體積流量 12 4.1.1 精餾段 12 4.1.2 提餾段 14 4.2 塔徑的計算 15 4.3 塔高的計算 17 5. 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 17 5.1 塔板尺寸 18 5.2 弓形降液管 18 5.2.1 堰高 18 5.2.2 降液管底隙高度h0 19 5.2.3 進口堰高和受液盤 19 5.3 浮閥數(shù)目及排列 19 5.3.1 浮閥數(shù)目 19

3、 5.3.2 排列 20 5.3.3 校核 20 6. 流體力學(xué)驗算 21 6.1 氣體通過浮閥塔板的壓力降(單板壓降) 21 6.1.1 干板阻力 21 6.1.2 板上充氣液層阻力 21 6.1.3 由表面張力引起的阻力 22 6.2 漏液驗算 22 6.3 液泛驗算 22 6.4 霧沫夾帶驗算 23 7. 操作性能負(fù)荷圖 23 7.1 霧沫夾帶上限線 23 7.2 液泛線 24 7.3 液體負(fù)荷上限線 24 7.4 漏液線 24 7.5 液相負(fù)荷下限線 24 7.6 操作性能負(fù)荷圖 25 8. 各接管尺寸的確定 27 8.1 進料管 27 8.2

4、釜殘液出料管 27 8.3 回流液管 28 8.4 塔頂上升蒸汽管 28 8.5 水蒸汽進口管 28 一、概述 乙醇~水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來，由于燃料價格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢，且已在鄭州、濟南等地的公交、出租車行業(yè)內(nèi)被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料乙醇的法規(guī)。 長期以來，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇~水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對于得到高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶

5、液，因此，研究和改進乙醇`水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。 塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過程中得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計流程和應(yīng)注意的事項是非常必要的。 1.1 設(shè)計依據(jù) 本設(shè)計依據(jù)于教科書的設(shè)計實例，對所提出的題目進行分析并做出理論計算。 1.2 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。 1.3 設(shè)計任務(wù)及要求 原料：乙醇~水溶液，年產(chǎn)量48000噸 乙醇含量：35%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))，原料液溫度

6、：45℃ 設(shè)計要求：塔頂?shù)囊掖己坎恍∮?0%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 塔底的乙醇含量不大于0.5%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 表1 乙醇~水溶液體系的平衡數(shù)據(jù) 液相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù)) 汽相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù)) 液相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù)) 汽相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù)) 0.0 0.0 0.40 0.614 0.004 0.053 0.45 0.635 0.01 0.11 0.50 0.657 0.02 0.175 0.55 0.678 0.04 0.273 0.60 0.698 0.06 0.34 0.65 0.725

7、0.08 0.392 0.70 0.755 0.10 0.43 0.75 0.785 0.14 0.482 0.80 0.82 0.18 0.513 0.85 0.855 0.20 0.525 0.894 0.894 0.25 0.551 0.90 0.898 0.30 0.575 0.95 0.942 0.35 0.595 1.0 1.0 二：計算過程 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，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板

8、液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。 2. 操作條件的確定 2.1 操作壓力 由于乙醇~水體系對溫度的依賴性不強，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓 其中塔頂壓力為 塔底壓力 2.2 進料狀態(tài) 雖然進料方式有多種，但是飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設(shè)計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計中采取飽和液體進料 2.3 加熱方式 精餾塔的設(shè)計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于乙醇~水體系中

9、，乙醇是輕組分，水由塔底排出，且水的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，這時只需在塔底安裝一個鼓泡管，于是可省去一個再沸器，并且可以利用壓力較底的蒸汽進行加熱，無論是設(shè)備費用還是操作費用都可以降低。 2.4 熱能利用 精餾過程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此熱效率較低，通常進入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由于其位能較低，不可能直接用作為塔底的熱源。為此，我們擬采用塔釜殘液對原料液進行加熱。 3. 有關(guān)的工藝計算 由于精餾過程的計算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)。 原料液的摩爾組成： 同理可求得：

10、 原料液的平均摩爾質(zhì)量： 同理可求得： 45℃下，原料液中 由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點，以上計算結(jié)果見表2。 表2 原料液、餾出液與釜殘液的流量與溫度 名稱 原料液 餾出液 釜殘液 35 90 0.5 (摩爾分?jǐn)?shù)) 0.1740 0.7790 0.0002 摩爾質(zhì)量 22.3 39.81 18.1 沸點溫度/℃ 83.83 78.62 99.38 3.1 最小回流比及操作回流比的確定 由于是泡點進料，，過點做直線交平衡線于點，由點可讀得，因此： 又過點作平衡線的切線，切點為，讀得其坐標(biāo)為，因此：

11、 所以， 可取操作回流比 3.2 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算 以年工作日為300天，每天開車24小時計，進料量為： 由全塔的物料衡算方程可寫出： (蒸汽) (泡點) 3.3 全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量 塔頂全凝器的熱負(fù)荷： 可以查得，所以 取水為冷凝介質(zhì)，其進出冷凝器的溫度分別為25℃和35℃則 平均溫度下的比熱，于是冷凝水用量可求： 3.4 熱能利用 以釜殘液對預(yù)熱原料液，則將原料加熱至泡點所需的熱量可記為： 其中 在進出預(yù)熱器的平均溫度以及的情況下可以查得比熱

12、，所以， 釜殘液放出的熱量 若將釜殘液溫度降至 那么平均溫度 其比熱為，因此， 可知，，于是理論上可以用釜殘液加熱原料液至泡點 3.5 理論塔板層數(shù)的確定 精餾段操作線方程： 提餾段操作線方程： 線方程： 在相圖中分別畫出上述直線，利用圖解法可以求出 塊(含塔釜) 其中，精餾段13塊，提餾段5塊。 3.6 全塔效率的估算 用奧康奈爾法()對全塔效率進行估算： 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： (塔頂?shù)谝粔K板) (加料板) (塔釜)

13、因此可以求得： 全塔的相對平均揮發(fā)度： 全塔的平均溫度： 在溫度下查得 因為 所以， 全塔液體的平均粘度： 全塔效率 3.7 實際塔板數(shù) 塊(含塔釜) 其中，精餾段的塔板數(shù)為：塊 4. 精餾塔主題尺寸的計算 4.1 精餾段與提餾段的體積流量 4.1.1 精餾段 整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表3(見下頁)，由表中數(shù)據(jù)可知： 液相平均摩爾質(zhì)量： 液相平均溫度： 表3 精餾段的已知數(shù)據(jù) 位置 進料板 塔頂(第一塊板) 質(zhì)量分?jǐn)?shù) 摩爾分?jǐn)?shù) 摩爾質(zhì)量/ 溫度/℃ 83.83 7

14、8.62 在平均溫度下查得 液相平均密度為： 其中，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù) 所以， 精餾段的液相負(fù)荷 同理可計算出精餾段的汽相負(fù)荷。 精餾段的負(fù)荷列于表4。 表4 精餾段的汽液相負(fù)荷 名稱 汽相 液相 平均摩爾質(zhì)量/ 30 36.13 平均密度/ 814 1.251 體積流量/ 2.43(0.000625) 3804(1.056) 4.1.2 提餾段 整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表5，采用與精餾段相同的計算方法可以得到提餾段的負(fù)荷，結(jié)果列于表6。 表5 提餾段的已知數(shù)據(jù) 位置 塔釜 進料板 質(zhì)量分?jǐn)?shù)

15、 摩爾分?jǐn)?shù) 摩爾質(zhì)量/ 溫度/℃ 99.38 83.83 表6 提餾段的汽液相負(fù)荷 名稱 液相 汽相 平均摩爾質(zhì)量/ 20.2 25.6 平均密度/ 911 0.816 體積流量/ 8.09(0.00225) 4132(1.15) 4.2 塔徑的計算 由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造，我們?nèi)啥蔚乃较嗟?。有以上的計算結(jié)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： 塔徑可以由下面的公式

16、給出： 由于適宜的空塔氣速，因此，需先計算出最大允許氣速。 取塔板間距，板上液層高度，那么分離空間： 功能參數(shù)： 從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于，需先求平均表面張力： 全塔平均溫度，在此溫度下，乙醇的平均摩爾分?jǐn)?shù)為，所以，液體的臨界溫度： 設(shè)計要求條件下乙醇~水溶液的表面張力 平均塔溫下乙醇~水溶液的表面張力可以由下面的式子計算： ， 所以： 根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為 此時，精餾段的上升蒸汽速度為： 提餾段的上升蒸汽速度為： 4.3 塔高的計算 塔的高度可以由下式計算： 已知實際

17、塔板數(shù)為塊，板間距由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設(shè)一個人孔，則人孔的數(shù)目為： 個 取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進料板空間高度，那么，全塔高度： 5. 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 5.1 塔板尺寸 由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板。 取無效邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度， 查得 弓形溢流管寬度 弓形降液管面積 驗算： 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間 5.2 弓形降液管 5.2.1 堰高

18、 采用平直堰，堰高 取，則 5.2.2 降液管底隙高度h0 若取精餾段取，提餾段取為，那么液體通過降液管底隙時的流速為 精餾段： 提餾段： 的一般經(jīng)驗數(shù)值為 5.2.3 進口堰高和受液盤 本設(shè)計不設(shè)置進口堰高和受液盤 5.3 浮閥數(shù)目及排列 采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm。 5.3.1 浮閥數(shù)目 浮閥數(shù)目 氣體通過閥孔時的速度 取動能因數(shù)，那么，因此 個 5.3.2 排列 由于采用分塊式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一橫排的閥孔中心距，那么相鄰兩排間的閥孔中心距為： 取時畫出的閥孔數(shù)目只有60個，

19、不能滿足要求，取畫出閥孔的排布圖如圖1所示，其中 圖中，通道板上可排閥孔41個，弓形板可排閥孔24個，所以總閥孔數(shù)目為個 5.3.3 校核 氣體通過閥孔時的實際速度： 實際動能因數(shù)：(在9~12之間) 開孔率： 開孔率在10%~14之間，滿足要求。 6. 流體力學(xué)驗算 6.1 氣體通過浮閥塔板的壓力降(單板壓降) 氣體通過浮閥塔板的壓力降(單板壓降) 6.1.1 干板阻力 浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時的臨界速度為： 因為 所以 6.1.2 板上充氣液層阻力 取板上液層充氣程度因數(shù)，那么： 6.1.3 由表面張力引起的阻力 由表面張力導(dǎo)致的阻力一般來

20、說都比較小，所以一般情況下可以忽略，所以： 6.2 漏液驗算 動能因數(shù)，相應(yīng)的氣相最小負(fù)荷為： 其中 所以 可見不會產(chǎn)生過量漏液。 6.3 液泛驗算 溢流管內(nèi)的清液層高度 其中， 所以， 為防止液泛，通常，取校正系數(shù)，則有： 可見，，即不會產(chǎn)生液泛。 6.4 霧沫夾帶驗算 泛點率= 查得物性系數(shù)，泛點負(fù)荷系數(shù) 所以， 泛點率= 可見，霧沫夾帶在允許的范圍之內(nèi) 7. 操作性能負(fù)荷圖 7.1 霧沫夾帶上限線 取泛點率為80%代入泛點率計算式，有： 整理可得霧沫夾帶上限方程為： 7.2 液泛線 液泛線方程為 其中，

21、 代入上式化簡后可得： 7.3 液體負(fù)荷上限線 取，那么 7.4 漏液線 取動能因數(shù)，以限定氣體的最小負(fù)荷： 7.5 液相負(fù)荷下限線 取代入的計算式： 整理可得： 7.6 操作性能負(fù)荷圖 由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。 根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點P(0.00146，1.103)在正常的操作范圍內(nèi)。連接OP作出操作線，由圖可知，該塔的霧沫夾帶及液相負(fù)荷下限，即由漏液所控制。由圖可讀得： 所以，塔的操作彈性為 有關(guān)該浮閥塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總于表7 表7 浮閥塔工藝設(shè)計計算

22、結(jié)果 項目 數(shù)值與說明 備注 塔徑 1.0 板間距 0.4 塔板型式 單溢流弓形降液管 分塊式塔板 空塔氣速 1.476 溢流堰長度 0.705 溢流堰高度 0.05 板上液層高度 0.01 降液管底隙高度 0.025 浮閥數(shù)個 89 等腰三角形叉排 閥孔氣速 10.38 閥孔動能因數(shù) 5 臨界閥孔氣速 10.32 孔心距 0.075 同一橫排的孔心距 排間距 0.065 相臨二橫排的中心線距離 單板壓降 564.7 液體在降液管內(nèi)的停留時間 41.8 精餾段 12

23、.6 提餾段 降液管內(nèi)的清液高度 0.1297 泛點率，% 63.4 氣相負(fù)荷上限 1.65 霧沫夾帶控制 氣相負(fù)荷下限 0.57 漏夜控制 開孔率，% 13.5 操作彈性 2.89 8. 各接管尺寸的確定 8.1 進料管 進料體積流量 取適宜的輸送速度，故 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格： 實際管內(nèi)流速： 8.2 釜殘液出料管 釜殘液的體積流量： 取適宜的輸送速度，則 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格： 實際管內(nèi)流速： 8.3 回流液管 回流液體積流量

24、利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格： 實際管內(nèi)流速： 8.4 塔頂上升蒸汽管 塔頂上升蒸汽的體積流量： 取適宜速度，那么 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格： 實際管內(nèi)流速： 8.5 水蒸汽進口管 通入塔的水蒸氣體積流量： 取適宜速度，那么 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格： 實際管內(nèi)流速： 參考資料： [1] 華東理工大學(xué)化工原理教研室編. 化工過程設(shè)備及設(shè)計. 廣州：華南理工大學(xué)出版社. 1996.02 [2] 天津大學(xué)化工原理教研室編. 化工原理(下). 天津：天津大學(xué)出版社. 1999.04 30 / 30文檔可自由編輯打印