1、第一部分：設計任務書 設計任務及要求原料：乙醇水溶液，年產量48000噸 乙醇含量：50%(質量分數)，原料液溫度：35設計要求：塔頂的乙醇含量不小于93%(質量分數) 塔底的乙醇含量不大于0.5%(質量分數)第二部分：工藝流程圖(見附圖1)流程概要：乙醇水混合原料經預熱器加熱到泡點后，送進精餾塔，塔頂上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分采用回流，其余為塔頂產物，塔釜采用間接蒸汽加熱供熱，塔底產物冷卻后送人貯槽。第三部分：設計方案的確定及說明一 設計方案的確定1塔板類型：選用F1型重浮閥塔.浮閥塔兼有泡罩塔和篩板塔的優點，而且操作彈性大，操作靈活，板間壓降小，液面落差小, 浮閥的運動具有去污作用

2、，不容易積垢堵塞，操作周期長，結構簡單，容易安裝，操作費用較小，其制造費用僅為泡罩塔的60%80%；又由于F1型浮閥塔結構簡單，制造方便，節省材料，性能良好；另外輕閥壓降雖小，但操作穩定性差，低氣速時易漏液。綜上所述，選擇F1型重閥浮閥塔。2操作壓力：常壓精餾對于乙醇水體系，在常壓下已經是液態，且乙醇水不是熱敏性材料，在常壓下也可成功分離，所以選用常壓精餾。因為高壓或者真空操作會引起操作上的其他問題以及設備費用的增加，尤其是真空操作不僅需要增加真空設備的投資和操作費用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設備費用增加。綜上所述，選擇常壓操作。3進料狀態：泡點進料進料狀態有五種，如

3、果選擇泡點進料，即q=1時，操作比較容易控制，且不受季節氣溫的影響，此外，泡點進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，設計和制造時比較方便。4加熱方式：間接蒸汽加熱蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。直接蒸汽加熱只能用于塔底產物基本是水，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發組分的濃度應較低，因而塔板數稍有增加，成本增加，故采用間接加熱。5熱能利用方式：選擇適宜回流比，塔釜殘液作為原料預熱熱源適宜的回流比應該通過經濟核算來確定，即操作費用和設備折舊費用之和為最低時的回流比為最適宜的回流比。確定回流比的方法為：先求出最小回流比R，根據

4、經驗取操作回流比為最小回流比的1.12.0倍，采用釜液產品去預熱原料，可以充分利用釜液產品的余熱，節約能源。5回流方式：泡點回流泡點回流易于控制,設計和控制時比較方便,而且可以節約能源。二. 設計方案的說明 1。本精餾裝置利用高溫的釜液與進料液作熱交換，同時完成進料液的預熱和釜液的冷卻，經過熱量與物料衡算，設想合理。釜液完全可以把進料液加熱到泡點，且低溫的釜液直接排放也不會造成熱污染。2。原料液經預熱器加熱后先通過離心泵送往高位槽，再通過閥門和轉子流量計控制流量使其滿足工藝要求。3。本流程采用間接蒸汽加熱，使用25水作為冷卻劑，通入全凝器和冷卻器對塔頂蒸汽進行冷凝和冷卻。從預熱器、全凝器、冷卻

5、器出來的液體溫度分別在50-60、40和35左右，可以用于民用熱澡水系統或輸往鍋爐制備熱蒸汽的重復利用。4本設計的多數接管管徑取大，為了能使塔有一定操作彈性，允許氣體液體流量增大，所以采取大于工藝尺寸所需的管徑。第四部分：設計計算與論證1. 塔型選擇根據生產任務，若按年工作日330天，每天開動設備24小時計算，產品流量為6060.6Kg/h，由于產品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產效率，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，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

6、進料狀態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、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，本次設計中采取飽和液體進料2.3 加熱方式精餾塔的設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有足夠的熱量供應。3.有關的工藝計算由于精餾過程的計算均以摩爾分數為準，需先把設計要求中的質量分數轉化為摩爾分數。原料液的摩爾組成：同理可求得： 原料液的平均摩爾質量：同理可求得：表1 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/%50930.5 (摩爾分數)

7、0.28130.83870.00196摩爾質量3241.4818.055沸點溫度/85.179.299.54沸點溫度的查取見附表1見附圖二3.1物料衡算摩爾流量計算以年工作日為330天，每天開24小時計，進料量為：由物料衡算式可求得：3.2理論塔板數的求取（圖解法）由常壓下沸騰的水-酒精溶液和由它產生的氣體組成及沸點表描點作圖，可得X=0.32最小回流比取R=2.5，理論塔板數為19塊：精餾段15塊，提餾段4塊加料板為第16塊3.3操作線方程a) 精餾段方程:精餾段方程:b) 提餾段方程：提餾段方程:根椐X用插值法求出Y，t再用公式a=Y(1-X)/X(1-Y)算出揮發度黏度查化工原理上冊P3

8、41附錄14.液體的黏度和密度3.4全塔效率和實際板數1塔頂： 79.2 揮發度1.0877 進料：=0.0425 0.2813= 85.1 揮發度8.818 塔釜：=0.00196，0.0026（由于考慮到實際情況常用103）揮發度13.59平均揮發度：2此溫度下，3全塔效率：4實際板數： 取總板數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據列于表2，由表中數據可知：液相平均摩爾質量： 液相平均溫度：80.71表2 精餾段的已知數據位置進料板塔頂(第一塊板)質量分數摩爾分數摩爾質量/溫度/85.179.2在平均溫度下查得液相平均密度為：其中，

9、平均質量分數所以，精餾段的液相負荷同理可計算出精餾段的汽相負荷。精餾段的負荷列于表3表3 精餾段的汽液相負荷名稱氣相液相平均摩爾質量/37.6733.52平均密度/1.308777.25體積流量/6367.37（1.77）6.82(0.00189)4.1.2 提餾段整理提餾段的已知數據列于表5，采用與精餾段相同的計算方法可以得到提餾段的負荷，結果列于表6。表4 提餾段的已知數據位置塔釜進料板質量分數摩爾分數摩爾質量/溫度/99.5485.1表5 提餾段的汽液相負荷名稱液相氣相平均摩爾質量/21.9726.29平均密度/881.960.829體積流量/3.938(0.0011)7018.4(1.

10、95)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，我們取兩段的塔徑相等。有以上的計算結果可以知道：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：史密斯關聯圖見常用化工單元設備設計P60圖2-15見常用化工單元設備設計P284乙醇水溶液的表面張力見常用化工單元設備設計P59常用的塔徑系列標準尺寸從史密斯關聯圖查得：，由于，需先求平均表面張力：全塔平均溫度，在此溫度下，乙醇的平均摩爾分數為，所以，液體的臨界溫度：設計

11、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：根據塔徑系列尺寸圓整為D=1400mm此時，精餾段的上升蒸汽速度為：、的查取見常用化工單元設備設計P67表2-5單流型塔板某些參數推薦值、由常用化工單元設備設計P64圖2-20弓形降液管的參數 查得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：已知實際塔板數為塊，板間距由于料液較清潔，無需經常清洗，可取每隔8塊板設一個人孔，則人孔的數目為： 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. 塔板結構尺寸的確定5.1 塔板尺寸由于塔徑大于800mm，所以

12、采用單溢流型分塊式塔板。取無效邊緣區寬度，破沫區寬度，查得，對應的截塔面積查圖可得，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的停留時間液體在精餾段降液管內的停留時間5.2 弓形降液管5.2.1 堰高采用平直堰，堰高根據0.10.05，驗算： 0.10.00860.05140.05-0.0086，故成立所以，5.2.2 降液管底隙高度h0，取滿足不少于2025mm，符合要求。5.3 浮閥數目及排列采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm。5.3.1 浮閥數目浮閥數目浮閥的形式及浮閥的排列選用參考常用化工單元設備設計P69見附圖三氣體通過閥孔時的速度取動能因數，那么，因此個5.

13、3.2 排列由于采用分塊式塔板，故采用等邊三角形叉排。對于單溢流塔板，鼓泡區面積為：Aa=0.73取相鄰兩排孔的中心距t75mm，排得孔數為5.3.3 校核氣體通過閥孔時的實際速度：實際動能因數：(在912之間)開孔率：開孔率在10%14之間，滿足要求。6. 流體力學驗算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為全部全開時的臨界速度為：6.1.2 板上充氣液層阻力由于乙醇水系統里，液相是水，故o0.56.1.3 由表面張力引起的阻力由表面張力導致的阻力一般來說都比較小，所以一般情況下可以忽略，所以：單板壓強降：6.2

14、淹塔為了防止淹塔現象的發生，需要控制降液管中清液層高度：，且有液體通過塔板的壓降所相當的液拄高度板上液層高度=0.06m所以降液管液面高度因為乙醇水的物系不易起泡，取因為，所以設計結果符合要求。6.3霧沫夾帶驗算查得物性系數，泛點負荷系數所以，及特性系數K及泛點負荷因數的查取見常用化工單元設備設計P79表2-8特性系數K及圖2-32泛點負荷因數可見，霧沫夾帶在允許的范圍之內7. 操作性能負荷圖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，代入上式化簡后可得：7.3 液體負荷上限線取，那么7.4 漏液線取動能因數，以限定氣

15、體的最小負荷：7.5 液相負荷下限線取代入的計算式：整理可得：（二） 小結由塔板的負荷性能圖可以看出：(1) 在任務規定的氣液負荷下的操作點處在區內位置較偏,穩定性不是很好。(2) 塔板為氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由液面落差控制。(3) 按照固定的液氣比,塔板氣相負荷上限，塔板氣相負荷下限，則：8主要接管尺寸計算見附圖四8.1進料管，查得(液)0.968(液)0.770進料液密度，解得857.7進料由泵輸送，取進料流速u=2m/s,則進料管內徑為：經圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規格： 453mm校核設計流速：經校核，設備適用。8.2回流管回流液密度查得(液)0.972(

16、液)0.741采用重力回流，適宜流速為0.20.5m/s。取回流液流速u=0.5m/s，則回流管內徑為：選取鋼管894.5mm。校核設計流速：經校核，設備適用。8.3釜液出口管由前面物料衡算得：，接管尺寸的規格由化工原理上冊P357附錄23管子規格 查得回流液密度。 查得(液)958.6接管尺寸的規格由化工原理上冊P357附錄23管子規格 查得釜液出口管一般的適宜流速為0.51.0m/s。取釜液流速u=1m/s，則釜液出口管內徑為：選取鋼管383.5mm。校核設計流速，經校核，設備適用。8.4塔頂蒸汽管由前面物料衡算得：，蒸汽管一般適宜流速為1220m/s.取蒸汽管流速為u=20m/s，則塔頂

17、蒸汽管管口內徑為：選取鋼管3779mm。校核設計流速：經校核，設備適用。8.5塔釜蒸汽管由前面物料衡算得：，蒸汽管一般適宜流速為1525m/s.取蒸汽管流速為u=20m/s，則塔釜蒸汽管管口內徑為：選取鋼管2997.5mm。校核設計流速：輔助設備的經校核，設備適8.6主要接管設計匯總da2S2da1S1abcH1H2回流管383.5563.51040155120150進料管252.5453.51020105120150釜底管323.5573.5102055120150塔頂上升蒸汽管18061946.51406055120200塔釜上升蒸汽管12531503.510030551202009.輔助

18、設備設計定型預熱器一個：預熱進料,同時冷卻釜液。全凝器一個：將塔頂蒸汽冷凝,提供產品和一定量的回流。冷卻器一個：將產品冷卻到要求的溫度后排出。再沸器一個：將塔底產品加熱，提供提餾段的上升蒸汽。管程殼程K值范圍預熱器料液水蒸汽280850W/m2s再沸器釜液水蒸汽8501500 W/m2s全凝器冷水物料蒸汽280850W/m2s冷卻器冷水有機溶液8501500 W/m2s計算前均假定換熱器的損失為殼方氣體傳熱量的10%，即安全系數為1.05。下面四個換熱器的計算均按照這個假定。9.1預熱器設計流程要求泡點進料，進料濃度下的泡點溫度為84.8，而原料溫度為27。釜殘液的溫度為103，其主要成分是水

19、，比熱比原料液大，所以完全可以利用釜液對進料液進行預熱，使其達到泡點，只要控制好釜殘液的流量，由于釜殘液能提供的熱量足夠，因而可以穩定控制進料溫度為泡點。擬定將釜液降至35排出，以用于他途。F=0.4509kg/s,W=0.3121kg/s根據溫度，查相關表得：CP水=4.1768KJ/(kg),CP乙醇2.99KJ/(kg)。則鍵入提要欄內容。提要欄獨立于主文檔，是對主文檔的補充。提要欄通常放置在頁面的左側或右側，也可以放置在頁面的頂端或底端。可使用“文本框工具”選項卡更改提要欄文本框的格式。鍵入提要欄內容。提要欄獨立于主文檔，是對主文檔的補充。提要欄通常放置在頁面的左側或右側，也可以放置在

20、頁面的頂端或底端。可使用“文本框工具”選項卡更改提要欄文本框的格式。取總傳熱系數K=1400=1.4KJ/取安全系數1.1，則實際傳熱面積為：A=6.324。選取換熱器：G2737252管長3.0m；管數32；管子（炭鋼）尺寸校核：A=7Q=71.412.41=121.6KJ/s所以傳熱足夠，設計滿足要求。9.2再沸器tW=103,查表得,則:。與預熱器一樣，采用間接蒸汽加熱。，取K=1000 W/(m2K)。換熱器面積：選取再沸器：G-159-4-25-1校核：A=0.04，傳熱量足夠，能夠滿足設計要求。9.3全凝器取水進口溫度為25，水的出口溫度為40，V =0.5162 Kg/s；塔頂出

21、口氣體的溫度為78.2，在此溫度下：=0.94*730+（1-0.94）*1564=780.4kJ/kg取安全系數1.1A=選G-400-3-25-1型號的換熱器。管長：3 m 管數：86 管子（碳鋼）尺寸：252.5mm管子按正三角形排列。校核：由于全凝器的熱負荷Q有最大值，所以需要對它進行校核。選取全凝器：G40026251管長3.0m；管數113；管子（碳鋼）尺寸40時水的參數如下：Cp=4.174KJ/（kg*k）管間的傳熱系數： 壁面污垢系數：Rso=Rsi=0.00017197/w總傳熱系數：因為，安全系數在要求的0.150.25的范圍之內，換熱器滿足要求。9.4冷卻器取水進口溫度

22、為25，水的出口溫度為35；塔頂全凝器出來的有機液（質量分率94%的乙醇溶液）D=0.1389Kg/s；溫度為78.2，降至38(設計任務書規定)。按產品冷卻前后的平均溫度查算比熱： 所用水量：kg/s取總傳熱系數K=450=0.450KJ/A=取安全系數1.1，則A=1.826選G-159-3-25-1型號的換熱器。管長：2m 管數：13 管子（碳鋼）尺寸：252.5mm管子按三角形排列校核：A=2Q=20.4524.10=21.69KJ/s KJ/s所以傳熱足夠，設計滿足要求。10 塔的總體結構10.1塔的封頭確定：塔徑D=700mm，橢圓形封頭，曲面高度h1=0.175m，h2=0.025m，取壁厚s=6mm。10.2塔壁厚同封頭壁厚：s=6mm10.