乙醇與水精餾塔設(shè)計(jì)論文

食品工程綜合實(shí)習(xí)報(bào)告題目年產(chǎn)7.3萬(wàn)噸乙醇—水精餾塔設(shè)計(jì)姓名學(xué)號(hào)專業(yè)班級(jí)指導(dǎo)教師二〇一三年六月目錄綜合實(shí)習(xí)課題—課程設(shè)計(jì)任務(wù)3設(shè)計(jì)簡(jiǎn)介4第3章 篩板精餾塔設(shè)計(jì)方案的確定及計(jì)算53.1 物料衡算53.2 塔板數(shù)的確定53.3 精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算63.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算83.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算93.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算113.7 塔板負(fù)荷性能圖133.8設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表17第4章 輔助設(shè)備的計(jì)算及選型18第5章 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述21第6章 參考文獻(xiàn)22第7章 符號(hào)說(shuō)明233.2塔板數(shù)的確定1）理論塔板層數(shù)的求取乙醇—水屬理想物系，可采用圖解法求理論塔板數(shù)層數(shù)。①由手冊(cè)查的乙醇—水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x—y圖。②求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)e（0.0653,0.0653）作垂線ef即為進(jìn)料線（q線）。該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為，故最小回流比為取最小操作回流比為③求精餾塔的氣，液相負(fù)荷。④求操作線方程精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為⑤圖解法求理論塔板數(shù)層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，求解結(jié)果為總理論板層數(shù)為進(jìn)料板位置實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)3.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力每層塔板壓降進(jìn)料板壓力精餾段平均壓力操作溫度的計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中乙醇，水的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程如下：乙醇的安托尼方程：水的安托尼方程：式中的單位為KPa,t的單位為①.塔頂溫度塔頂幾乎是純的乙醇,由操作壓力.根據(jù)乙醇的安托尼方程,求得設(shè),則由安托尼方程求出由泡點(diǎn)方程(其中稱為氣液平衡常數(shù).對(duì)于理想溶液,,當(dāng)已知液相組成求平衡溫度(泡點(diǎn))時(shí),因?yàn)榕c其平衡的氣相中各組分摩爾分?jǐn)?shù)之和等于1,故有)所以②.進(jìn)料溫度:泡點(diǎn)進(jìn)料先設(shè)泡點(diǎn)由安托尼方程求出由泡點(diǎn)方程同理時(shí)則精餾段的平均溫度平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由查平衡曲線得（2）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板,得查平衡曲線得（3）精餾段的平均摩爾質(zhì)量平均密度的計(jì)算（1).精餾段氣相平均密度計(jì)算，由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算,即（2）.液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算,即塔頂液相平均密度的計(jì)算由,查手冊(cè)得進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由,查手冊(cè)得進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率平均密度：液體平均表面張力計(jì)算液體平均表面張力依下式計(jì)算,即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由,查手冊(cè)得精餾段液相平均表面張力為液體平均黏度的計(jì)算液體平均黏度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均黏度的計(jì)算由,查手冊(cè)得進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算由,查手冊(cè)得精餾段液相平均黏度為3.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑的計(jì)算精餾段的氣液相體積流率為由式中C由《化工原理課程設(shè)計(jì)》式5-5計(jì)算，其中的由《化工原理課程設(shè)計(jì)》圖5-1查取，圖的橫坐標(biāo)為取板間距，板上液層高度，則查設(shè)計(jì)書圖5-1得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為.塔的截面積為則實(shí)際的空塔氣速為m/s精餾段的有效高度的計(jì)算在進(jìn)料口板上方和第七層開人孔，其高度為0.8m精餾段有效高度提餾段有效高度精餾塔有效高度3.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算溢流裝置的計(jì)算因塔徑,可選用單溢流弓形降液管,采用凹形受液盤,計(jì)算如下:（1）堰長(zhǎng)取（2).溢流堰高度由選用平直堰,堰上液層高度由設(shè)計(jì)書式5-7得近似取,則取板上清液層高度故（3).弓形降液管寬度和截面積由查《化工原理課程設(shè)計(jì)》圖5-7,得故依《化工原理課程設(shè)計(jì)》式5-9驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間,即故降液管設(shè)計(jì)合理..降液管底隙高度取則合理選用凹形受液盤,深度踏板布置（1）塔板的分塊因,故塔板采用分塊式,查設(shè)計(jì)書表5-3,塔板分為3塊（2).邊緣區(qū)寬度確定?。?).開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積按設(shè)計(jì)書式5-12計(jì)算,即其中故（4).篩孔計(jì)算及其排列實(shí)驗(yàn)?zāi)康氖欠蛛x乙醇和水,可選用鋼板,取篩孔直徑.篩孔按正三角形排列,取孔中心距篩孔數(shù)目n為開孔率為氣體通過閥孔的氣速為3.6篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降（1）干板阻力計(jì)算干板阻力由式5-19計(jì)算,即由查《化工原理課程設(shè)計(jì)》圖5-10得,精餾段干板阻力液柱（2）氣體通體液層的阻力計(jì)算精餾段氣體通過液層的阻力由《化工原理課程設(shè)計(jì)》式5-20計(jì)算,即查《化工原理課程設(shè)計(jì)》圖5-11得故液柱（3）液體表面張力的阻力計(jì)算精餾段液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由《化工原理課程設(shè)計(jì)》式5-23計(jì)算,即液柱氣體通過每層塔板的液相高度可按下式計(jì)算,即液柱氣體通過每層塔板的壓降為對(duì)于篩板塔,液面落差很小且本例的塔徑和液流量均不大,故可忽略液面落差的影響.液沫夾帶液沫夾帶量由式5-24計(jì)算,即精餾段液沫夾帶量kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi).漏液對(duì)篩板塔,漏液點(diǎn)氣速可由《化工原理課程設(shè)計(jì)》式5-25計(jì)算,即實(shí)際氣速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液.液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從《化工原理課程設(shè)計(jì)》式5-32的關(guān)系,即乙醇-水物系屬一般物系,取,則而板上不設(shè)進(jìn)口堰,可由《化工原理課程設(shè)計(jì)》式5-30計(jì)算,即液柱液柱故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象.3.7塔板負(fù)荷性能圖1）漏液線由;;得在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于下表0.00060.00150.00300.00450.5930.6240.6610.689由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1.液沫夾帶線以kg液/kg氣為限,求關(guān)系如下由;;;故整理得在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于下表0.00060.00150.00300.00451.1561.0991.0260.964由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2.液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰,取堰上液層高度,作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn),由式5-7得取,則據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3.液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限,由式5-9得故據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4.液泛線令由；；；聯(lián)立得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中將數(shù)據(jù)代入，得故在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于下表0.00060.00150.00300.00452.52.32.11.9由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5.在精餾段負(fù)荷性能上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由附圖2可以看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得則操作彈性為3.8設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表序號(hào)項(xiàng)目（精餾段）數(shù)值1平均溫度91.32平均壓力107.63氣相流量1.1164液相流量0.00095實(shí)際塔板數(shù)256有效段高度107塔徑，18板間距，0.409溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長(zhǎng)，0.6612堰高，0.041813板上液層高度，0.0514堰上液層高度，0.008215降液管底隙高度，0.01916安定區(qū)寬度，0.06517邊緣區(qū)寬度，0.03518開孔區(qū)面積，0.53219篩孔直徑，0.00420孔中心距，0.01021開孔率，%14.522空塔氣速，1.42223篩孔氣速，14.4824穩(wěn)定系數(shù)2.14825每層塔板壓降，50226負(fù)荷上限液泛控制27負(fù)荷下限漏液控制28液沫夾帶0.059929氣相負(fù)荷上限，2.330氣相負(fù)荷下限，0.59531操作彈性3.8664輔助設(shè)備的計(jì)算及選型4.1塔頂回流冷凝器有機(jī)物蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為

本設(shè)計(jì)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(shè)備型號(hào)：G500I—16—404.2釜底再沸器選用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(shè)備型號(hào)：G·CH800—6—704.3接管

(1)進(jìn)料管

進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。管徑計(jì)算如下：

=60mm

查標(biāo)準(zhǔn)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(jìn)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(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。

①進(jìn)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(jìn)氣法蘭：Pg6Dg500HG5010-58

4.4筒體與封頭

（1）筒體

壁厚選6mm，所用材質(zhì)為A3

（2）封頭

封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑，查得曲面高度，直邊高度，內(nèi)表面積，容積。選用封頭Dg1800×6,JB1154-73

4.5除沫器

當(dāng)空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)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(shè)備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)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(diǎn)。

設(shè)計(jì)氣速選取：

除沫器直徑：

選取不銹鋼除沫器：類型：標(biāo)準(zhǔn)型，規(guī)格：40-100，材料：不銹鋼絲（1Gr18Ni9）,絲網(wǎng)尺寸：圓絲

4.6吊柱

對(duì)于較高的室內(nèi)無(wú)框架的整體塔，在塔頂設(shè)置吊柱，對(duì)于補(bǔ)充和更換填料、安裝和拆卸內(nèi)件，即經(jīng)濟(jì)又方便的一項(xiàng)設(shè)施，一般取15m以上的塔物設(shè)吊柱，本設(shè)計(jì)中塔高度大，因此設(shè)吊柱。因設(shè)計(jì)塔徑，可選用吊柱500kg。，，。材料為A3。

4.7人孔

人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難于達(dá)到要求，一般每隔10~20塊塔板才設(shè)一個(gè)人孔，本塔中共25塊板，需設(shè)置3個(gè)人孔，每個(gè)孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處，板間距為400mm，裙座上應(yīng)開2個(gè)人孔，直徑為450mm，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)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(shè)計(jì)也是如此。4.8塔總體高度的設(shè)計(jì)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(shí)間取5min。

3）塔體高度

4對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述本設(shè)計(jì)是前人科學(xué)成果以及經(jīng)驗(yàn)公式的前提下進(jìn)行設(shè)計(jì)的,并且參考資料中有完全相同的類型的設(shè)計(jì)同計(jì)算,所以計(jì)算過程上不會(huì)出現(xiàn)太大的公式選擇錯(cuò)誤.而且在反復(fù)的設(shè)計(jì)過程中,也對(duì)公式應(yīng)用也有了比較大理解和進(jìn)步.本設(shè)計(jì)在理論塔板的確定上采用圖解法,因?yàn)槠浜?jiǎn)單而且明了,全塔效率采用前人經(jīng)驗(yàn)公式,在選擇回流比的時(shí)候采用了試差法,先計(jì)算出幾種回流比下的總花費(fèi),然后再確定最佳回流比.經(jīng)過計(jì)算發(fā)現(xiàn)塔頂?shù)乃绞亲畲蟮?這主要是在同樣的摩爾流量下,塔頂無(wú)論氣相還是液相密度都比較小(乙醇比較含量高).所以造成在塔頂?shù)臍庖合嘭?fù)荷都很高.換熱器的傳熱速率取值較高,但合理.因?yàn)楝F(xiàn)代科學(xué)發(fā)展有很多精細(xì)化學(xué)品能處理污垢問題.所以稍稍取大點(diǎn)不影響實(shí)際應(yīng)用結(jié)果.對(duì)于塔板負(fù)荷性能圖,操作線比較陡,主要是因?yàn)榛亓鞅缺容^小,所以較小的液相流量變化就會(huì)引起較大的氣相流量變化.液泛線比較低但這是物性自身與塔徑共同決定的,與塔板本身無(wú)關(guān).所以綜上所述.我認(rèn)為本次設(shè)計(jì)算得上一個(gè)成功的課程設(shè)計(jì).通過這次課程設(shè)計(jì)使我充分理解到化工原理課程的重要性和實(shí)用性，更特別是對(duì)精餾原理及其操作各方面的了解和設(shè)計(jì)，對(duì)實(shí)際單元操作設(shè)計(jì)中所涉及的個(gè)方面要注意問題都有所了解。通過這次對(duì)精餾塔的設(shè)計(jì)，不僅讓我將所學(xué)的知識(shí)應(yīng)用到實(shí)際中，而且對(duì)知識(shí)也是一種鞏固和提升充實(shí)。在老師和同學(xué)的幫助下，及時(shí)的按要求完成了設(shè)計(jì)任務(wù)，通過這次課程設(shè)計(jì)，使我獲得了很多重要的知識(shí)，同時(shí)也提高了自己的實(shí)際動(dòng)手和知識(shí)的靈活運(yùn)用能力。并且對(duì)以前學(xué)習(xí)化工原理的枯燥感有了新的認(rèn)識(shí).5參考文獻(xiàn)王國(guó)勝主編，化工原理課程設(shè)計(jì)（第二版），大連理工大學(xué)出版社，2006夏清、陳常貴主編，姚玉英主審，（上冊(cè)）化工原理,天津大學(xué)出版社，2005，1中國(guó)石化集團(tuán)上海工程有限公司編，化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)（上、下冊(cè)）.北京：化學(xué)工業(yè)出版社.時(shí)均，汪家鼎，陳敏恒等,化學(xué)工程手冊(cè)（上、下卷）.北京：化學(xué)工業(yè)出版社.王志祥，制藥化工原理.北京：化學(xué)工業(yè)出版社.華南理工大學(xué)化工原理教研組，化工過程及設(shè)備設(shè)計(jì),華南理工大學(xué)出版社.1995化工設(shè)備的選擇與工藝設(shè)計(jì)，中南工業(yè)大學(xué)出版社.1992叢德滋等,化工原理詳解與應(yīng)用,化學(xué)工業(yè)出版社.2002，7,151-158J.D.Seader,ErnestJ.HenleySeparationProcessPrinciples2002,6湯善甫、朱思明等，化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)，華東化工學(xué)院出版社，1991各類化學(xué)工程學(xué)報(bào)、期刊、化工設(shè)備手冊(cè)及其化工機(jī)械設(shè)備產(chǎn)品廣告6符號(hào)說(shuō)明Ap——塔板鼓泡區(qū)面積，m2；Af ——降液管截面積，m2；A0——篩孔面積，m2；AT ——塔截面積，m2；C ——負(fù)荷系數(shù)，無(wú)因次；C20 ——20dyn/cm時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，無(wú)因次Cf——泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，無(wú)因次；Cp——比熱，kJ/kg&S226;K；d0 ——篩孔直徑，m；D——塔徑，m；D ——塔頂產(chǎn)品流量，kmol/h或kg/h；eV ——霧沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)；E ——液流收縮系數(shù)，無(wú)因次ET——總板效率或全塔效率，無(wú)因次；F ——原料流量，kmol/h或kg/h；g ——重力加速度，m/s2；hd ——干板壓降，m；hd ——液體通過降液管的壓降，m；ht ——?dú)庀嗤ㄟ^塔板的壓降，m；hf ——板上鼓泡層高度，m；hl ——板上液層的有效阻力，m；hL ——板上液層高度，m；h0 ——降液管底隙高度，m；h0w ——堰上液層高度，m；hp ——與單板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m；hW ——溢流堰高度，m；hσ ——與克服表面張力的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m；Hd ——降液管內(nèi)清液層高度，m；HT ——塔板間距，m；I ——物質(zhì)的焓，kJ/kg；K ——穩(wěn)定系數(shù)，無(wú)因次； ——堰長(zhǎng)，m；LS ——塔內(nèi)液體流量，m3/s；M ——分子量；n ——篩孔總數(shù)；NT ——理論板數(shù)；N ——實(shí)際板數(shù)；P ——操作壓強(qiáng)，Pa；ΔP——單板壓強(qiáng)，Pa；ΔPp ——通過一層塔板的壓強(qiáng)降，Pa/層；Q ——熱負(fù)荷，kJ/h；q ——進(jìn)料熱狀況參數(shù)，無(wú)因次；QB——再沸器熱負(fù)荷，kJ/h；QC ——全凝器熱負(fù)荷，kJ/h