浮阀板酒精连续精馏塔设计说明书样本

目录第一某些：设计任务书……………3第二某些：工艺流程图……………3第三某些：设计方案拟定与阐明…………4第四某些：设计计算与论证……………………4一．板式塔工艺计算……………4二．板式塔工艺条件及物性资料计算…………………7三．板式塔重要工艺尺寸计算………………10四．塔板流体力学验算…………13五．塔板负荷性能图……………14六．重要接管尺寸计算……………17七．辅助设备设计定型……………19八．塔总体构造…………………23九．塔详细构造设计…………23第五某些：设计成果概要………25第六某些：参照资料……………25第七某些：心得体会………………26第一某些：设计任务书题目：酒精持续精馏板式塔设计。原始数据：1．原料：乙醇—水混合物，含乙醇29%（质量），温度27℃2．产品：馏出液含乙醇94%（质量），温度38℃，残液中含酒精浓度≤0.03．生产能力：日产酒精（指馏出液）1Kg；4．热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为2.5Kg任务：1.拟定精馏流程，绘出流程图，标明所需设备、管线及其关于观测或控制所必须仪表和装置。2.精馏塔工艺设计和构造设计：选定塔板型，拟定塔径、塔高及进料板位置；选取塔板构造型式、拟定塔板构造尺寸；进行塔板流体力学计算（涉及塔板压降、淹塔校核及雾沫夹带量校核等）。3.作出塔操作性能图，计算塔操作弹性。4.拟定与塔身相连各种管路直径。5.计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水用量，拟定每个换热器传热面积并进行选型，若采用直接蒸汽加热，需拟定蒸汽鼓泡管形式和尺寸。6.其他。作业份量：1.设计阐明书一份，阐明书内容见《化工过程及设备设计》绪论，其中设计成果概要一项详细内容涉及：塔板数、塔高、塔径、板间距、回流比、蒸汽上升速度、热互换面积、单位产品热互换面积、蒸汽用量、单位产品蒸汽用量、冷却用水量、单位产品冷却用水量、操作压强、附属设备规格、型号及数量等。2.塔装配图（1号图纸）;塔板构造草图（35X35计算纸）;工艺流程图(35X50计算纸)。第二某些：工艺流程图(见附图1)流程概要：乙醇－水混合原料经预热器加热到泡点后，送进精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一某些采用回流，别的为塔顶产物，塔釜采用间接蒸汽加热供热，塔底产物冷却后送人贮槽。第三某些：设计方案拟定与阐明一．设计方案拟定1．塔板类型：选用F1型重浮阀塔.浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔长处，并且操作弹性大，操作灵活，板间压降小，液面落差小，浮阀运动具备去污作用，不容易积垢堵塞，操作周期长，构造简朴，容易安装，操作费用较小，其制造费用仅为泡罩塔60%～80%；又由于F1型浮阀塔构造简朴，制造以便，节约材料，性能良好；此外轻阀压降虽小，但操作稳定性差，低气速时易漏液。综上所述，选取F1型重阀浮阀塔。2．操作压力：常压精馏对于乙醇－水体系，在常压下已经是液态，且乙醇－水不是热敏性材料，在常压下也可成功分离，因此选用常压精馏。由于高压或者真空操作会引起操作上其她问题以及设备费用增长，特别是真空操作不但需要增长真空设备投资和操作费用，并且由于真空下气体体积增大，需要塔径增长，因而塔设备费用增长。综上所述，选取常压操作。3．进料状态：泡点进料进料状态有五种，如果选取泡点进料，即q=1时，操作比较容易控制，且不受季节气温影响，此外，泡点进料时精馏段和提馏段塔径相似，设计和制造时比较以便。4．加热方式：间接蒸汽加热蒸馏釜加热方式普通采用间接蒸汽加热，设立再沸器。直接蒸汽加热只能用于塔底产物基本是水，由于蒸汽不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相似状况下，塔底残液中易挥发组分浓度应较低，因而塔板数稍有增长，成本增长，故采用间接加热。5．热能运用方式：选取适当回流比，塔釜残液作为原料预热热源适当回流比应当通过经济核算来拟定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时回流比为最适当回流比。拟定回流比办法为：先求出最小回流比R，依照经验取操作回流比为最小回流比1.1－2.0倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.5，即：R＝1.5R；采用釜液产品去预热原料，可以充分运用釜液产品余热，节约能源。5．回流方式：泡点回流泡点回流易于控制,设计和控制时比较以便,并且可以节约能源。二.设计方案阐明1。本精馏装置运用高温釜液与进料液作热互换，同步完毕进料液预热和釜液冷却，通过热量与物料衡算，设想合理。釜液完全可以把进料液加热到泡点，且低温釜液直接排放也不会导致热污染。2。原料液经预热器加热后先通过离心泵送往高位槽，再通过阀门和转子流量计控制流量使其满足工艺规定。3。本流程采用间接蒸汽加热，使用25℃水作为冷却剂，通入全凝器和冷却器对塔顶蒸汽进行冷凝和冷却。从预热器、全凝器、冷却器出来液体温度分别在50-60℃、40℃4．本设计多数接管管径取大，为了能使塔有一定操作弹性，容许气体液体流量增大，因此采用不不大于工艺尺寸所需管径。设计方案拟定原则参照《化工原理课程设计指引书》P7至P9第四某些：设计计算与论证一.板式塔工艺计算物料衡算1。将质量分数转换成摩尔分数2。物料衡算（1）摩尔流量计算kmol（2）质量流量计算理论塔板数求取（图解法）由常压下沸腾水-酒精溶液和由它产气愤体构成及沸点表描点作图，可得X=0.272最小回流比取经验值1.5，理论塔板数为30块：精馏段26块，提馏段4块加料板为第27块操作线方程精馏段方程:精馏段方程:物料衡算公式按《化工原理课程设计指引书》P10至P11理论塔板数依照VB程序得出提馏段方程：提馏段方程:全塔效率和实际板数1．塔顶：=0.8597时，0.8640＝78.2挥发度＝1.0368进料：=0.1377时，＝0.4868=84.8挥发度＝5.9400塔釜：=0.000274时，＝0.00369（由于考虑到实际状况惯用103）挥发度＝13.5133平均挥发度：2．塔顶查得进料查得塔釜查得平均粘度3．全塔效率：4．实际板数：取总板数查《化工原理实验》P144依照X，用内差法求得Y，t用公式求算挥发度粘度查《化工原理》上册P344附录十四及液体粘度和密度图二．板式塔工艺条件及物料计算（一）平均温度计算塔顶：，塔釜：，进料：全塔平均温度：，精馏段平均温度：提馏段平均温度：(二)操作压强计算由于常压下乙醇－水是液态混合物，其沸点较低（不大于100℃），故采用常压精馏就可以分离。故塔顶压强：PD=101.3KPa，取每层压强降为塔底压强：进料板压强：全塔平均操作压强：精馏段平均操作压强：提馏段平均操作压强：（三）平均分子量计算1．塔顶：=0.85970.8640气相0.8640×46＋（1－0.8640）×18＝42.27液相0.8597×46＋（1－0.8597）×18＝42.072．进料：＝0.1377，=0.4868气相0.4868×46＋（1－0.4868）×18＝31.63液相0.1377×46＋（1－0.1377）×18＝21.863．塔釜：＝0.000274，＝0.00369气相0.00369×46＋（1－0.00369）×18＝18.10液相0.000274×46＋（1－0.000274）×18＝18.014．精馏段平均分子量(42.27+31.63)/2=36.95(42.07+21.86)/2=31.975．提馏段平均分子量（31.63+18.10）/2＝24.87(21.86+18.01)/2=19.94（四）平均密度计算1．液相塔顶查得(液)＝0.9728(液)＝0.7460.8597×0.746＋（1－0.8597）×0.9728＝0.7778＝778进料查得(液)＝0.9687(液)＝0.7710.1377×0.771＋（1－0.1377）×0.9687＝0.9415＝942塔釜查得(液)＝958.40.000274×0＋（1－0.000274）×958.4＝958精馏段液相平均密度：（778+958）/2=868提馏段液相平均密度：（942+958）/2=9502．气相塔顶查得(气)＝0.2743(气)＝1.43080.8640×1.4308＋（1－0.8640）×0.2743＝1.2735进料查得(气)＝0.3517(气)＝1.425《物理化学实验》P162表6用内差法查纯液体密度查《化工原理》上册P335查水密度《化工原理》上册P337查饱和水蒸汽密度《化工原理实验》P144表2查乙醇蒸汽密度0.4868×1.425＋（1－0.4868）×0.3517＝0.8742塔釜查得(气)＝0.6620.000274×0＋（1－0.000274）×0.662＝0.662精馏段气相平均密度：（1.2735+0.8742）/2=1.074提馏段气相平均密度：（0.8742+0.662）/2=0.7679（五）表面张力1．塔顶查得mN/m17.8mN/m0.8597×17.8＋（1－0.8597）×62.85＝24.96mN/m2．进料查得61.52mN/m17.1mN/m＝0.1377×17.1＋（1－0.1377）×61.52＝55.40mN/m3．塔釜查得58.23mN/m15.2mN/m0.000274×15.2＋（1－0.000274）×58.23＝58.07mN/m4．精馏段平均表面张力：(精)=(24.96+55.40)/2=40.18mN/m5．精馏段平均表面张力：(提)=(55.40+58.07)/2=55.74mN/m（六）平均流量计算《化工原理》上册P335查水表面张力P355查乙醇表面张力三．板式塔重要工艺尺寸计算（以精馏段为例）（一）塔径D1.求空塔气速u(1)(2)初选板间距HT=0.35m，板上液层厚度hL=0.06mHT-hL=0.35-0.06=0.29m(3)查Smith图,得(4)求空塔气速u=(安全系数)×umax安全系数为0.6～0.8，取安全系数为0.6则2.求塔径D圆整：取D=0.7m;塔截面积：实际空塔气速：(二)溢流装置选用单溢流,弓形降液管,不设进口堰,平形受液盘以及平形溢流堰。1.堰长lW：堰长=(0.6~0.8)D取堰长lW=0.6D=0.6×0.7=0.42m2.出口堰高hW(1)液流收缩系数E取E=1(2)堰上液层高度：1．《化工过程及设备设计》P131式4－232．选取原则查《化工原理》下册P1563．查《化工过程及设备设计》P130Smith图《化工过程及设备设计》P131式4－22式4－21《化工原理》下册P156查《化工原理》下册P155,表3-2对照圆整查《化工过程及设备设计》P132《化工原理》下册P159图3－11(3)堰高：依照0.1－≧≧0.05－，验算：0.1－0.006382≧0.0536≧0.05－0.006382是成立。化简，故＝0.0064m=0.0533.弓形降液管高度Wd及降液管面积Af4.验算液体在降液管中停留时间保存时间θ>(3-5)s，故降液管合用。5.降液管底隙高度ho取液体通过降液管底隙高度uo为0.13m/s。满足不少于20～25mm，符合规定。（三）塔板布置及浮阀数目与排列1．塔板布置塔板直径D＝0.7m=700m，在800m以内，选用整块式塔板当D<1.5m时，=60～75mm溢流堰入口安定区：=60mm=0.06m入口堰后安定区：`=60mm=0.06m《化工原理》下册P159式3－6查《化工原理》下册P160图3-13查《化工原理》下册P161《化工原理》下册P161小塔可选30～50mm,大塔可选50～75mm边沿区宽度(无效区)=40mm＝0.04m降液管宽度：=76mm=0.076m2.浮阀孔数目及孔间距对于F1型浮阀（重阀），当板上浮阀刚刚全开时，动能因数F0在9—12之间，故在此范畴获得适当F0=10阀孔气速每层板上阀孔数N：对于单溢流塔板，鼓泡区面积为：浮阀孔排列：由于浮阀塔在塔板鼓泡区用叉排时气液接触效果较好，故选用叉排，对整块式塔板，采用正三角形叉排。孔心距t为75～125mm。取相邻两排孔中心距t＝75mm。排得43孔。浮阀孔排布图见附图23．验算气速及阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范畴之内。塔板开孔率：开孔率应在10%～14%之间，塔板开孔率符合规定。《化工原理》下册P162查《化工原理》下册P162《化工原理》下册P163式3－18《化工原理》下册P162四．塔板流体力学验算（以精馏段为例）气相通过浮阀塔板压强降干板阻力板上充气液层阻力：由于乙醇－水系统里，液相是水，故εo＝0.5液体表面张力所导致阻力:液体表面张力所导致阻力，普通很小，完全可以忽视。4．单板压强降：=（）=0.06436×868×9.81＝548.0Pa（二）淹塔为了防止淹塔现象发生，需要控制降液管中清液层高度：，且有液体通过塔板压降所相称液拄高度hp=0.065m板上液层高度=0.06m因此降液管液面高度Hd=0.06436＋0.06＋0.00005907=0.12由于乙醇—水物系不易起泡，取）=0.6×（0.35+0.0536）=0.24由于Hd=0.1244<0.2422，因此设计成果符合规定。查《化工原理》下册P164查《化工原理》下册P164《化工原理》P165查《化工过程及设备设计》P139（三）雾沫夹带由=0.35m，=1.074kg/，查P166图3－16得：CF=0.085由于酒精—水系统为无泡沫（正常）系统，因此取K=1板上液流面积：对于直径不大于0.9m塔，为了避免雾沫夹带，应控制泛点率不超过70％。计算所得泛点率在75％如下，符合规定，可保证雾沫夹带量达到原则指标，即五．塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线板上液体流径长度：对于一定物系及一定塔板构造，式子ρV，ρL，Ab，K，CF及ZL均为已知值,相应于ρV=0.1泛点率上限值亦可拟定,将各已知数代入上式，使得到Vs-Ls关系式，据此可作出负荷性能图中雾沫夹带线。按泛点率=70%计算：整顿得到雾沫夹带线方程：《化工原理》P166液泛线由于物系一定，塔板构造尺寸一定，则HT,hw,ho,lw,ρV,ρL,及Φ等均为定值，而uo,Vs有如下关系，即：整顿可以得到液泛线方程：液相负荷上限线液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5s，则液体在降液管内停留时间。求出上限液体流量Ls值（常数），在Vs-Ls图上，液相负荷上限线为与气体流量Vs无关竖直线。以θ=5s作为液体在降液管中停留时间下限，则漏液线对于F1型重阀，依计算，则又懂得，则得，《化工原理》下册P171《化工原理》下册P172《化工原理》下册P167,171,172液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，依how计算式算出Ls下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关竖直线。取E=1，则方程汇总并作出负荷性能图雾沫夹带线：液泛线：液相负荷上限线：漏液线：液相负荷下限线：依照上面计算可以作出负荷性能图，见附图小结由塔板负荷性能图可以看出：(1)在任务规定气液负荷下操作点处在区内位置较偏,稳定性不是较好。(2)塔板为气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由液面落差控制。(3)按照固定液气比,由附图3查出塔板气相负荷上限，塔板气相负荷下限，则：六．重要接管尺寸计算（一）进料管由前面物料衡算得：，，，进料液密度，。进料由高位槽输入塔中，适当流速为0.4～0.8m/s。取进料流速u=0.5m/s,则进料管内径为：选用钢管Φ38×3.5mm。校核设计流速：经校核，设备合用。回流管由前面物料衡算得：，回流液密度。采用泵输送回流液，适当流速为1.0～2.0m/s。取回流液流速u=1.5m/s，则回流管内径为：选用钢管Φ25×2.5mm。校核设计流速：经校核，设备合用。釜液出口管由前面物料衡算得：，回流液密度。《材料与零部件》P132表1－1－92《材料与零部件》P132《材料与零部件》P132釜液出口管普通适当流速为0.5～1.0m/s。取釜液流速u=0.8m/s，则釜液出口管内径为：选用钢管Φ32×3.5mm。校核设计流速，经校核，设备合用。塔顶蒸汽管由前面物料衡算得：，蒸汽管普通适当流速为15～25m/s.取蒸汽管流速为u=18m/s，则塔顶蒸汽管管口内径为：选用钢管Φ180×6mm。校核设计流速：经校核，设备合用。塔釜蒸汽管由前面物料衡算得：，蒸汽管普通适当流速为15～25m/s.取蒸汽管流速为u=20m选用钢管Φ125×3mm。校核设计流速：经校核，设备合用。《材料与零部件》P132《材料与零部件》P132（六）重要接管设计汇总da2×S2da1×S1abcδH1H2回流管38×3.556×3.51040155120150进料管25×2.545×3.51020105120150釜底管32×3.557×3.5102055120150塔顶上升蒸汽管180×6194×6.51406055120200塔釜上升蒸汽管125×3150×3.51003055120200七．辅助设备设计定型预热器一种：预热进料,同步冷却釜液。全凝器一种：将塔顶蒸汽冷凝,提供产品和一定量回流。冷却器一种：将产品冷却到规定温度后排出。再沸器一种：将塔底产品加热，提供提馏段上升蒸汽。管程壳程K值范畴预热器料液水蒸汽280～850W/m2s再沸器釜液水蒸汽850～1500W/m2s全凝器冷水物料蒸汽280～850W/m2s冷却器冷水有机溶液850～1500W/m2s计算前均假定换热器损失为壳方气体传热量10%，即安全系数为1.05。下面四个换热器计算均按照这个假定。（一）预热器设计流程规定泡点进料，进料浓度下泡点温度为84.8℃，而原料温度为27℃。釜残液温度为控制进料温度为泡点。拟定将釜液降至35℃排出，以用于她途。F=0.4509kg/s,W=依照温度，查有关表得：CP水=4.1768KJ/(kg℃),CP乙醇＝2.99KJ/(kg℃)。则从《材料与零部件》P533查得换热器型号选取均参照《化工原理上册》P364，二十五。取总传热系数K=1400=1.4KJ/℃取安全系数1.1，则实际传热面积为：A=6.324。选用换热器：G—273—7—25—2管长3.0m；管数32；管子（炭钢）尺寸校核：A=7Q=7×1.4×12.41=121.6KJ/s因此传热足够，设计满足规定。（二）再沸器tW=103℃,查表得＝1780J/kg,,则:。与预热器同样，采用间接蒸汽加热。，取K=1000W/(m2K)。换热器面积：选用再沸器：G-159-4-25校核：A=0.04，传热量足够，可以满足设计规定。（三）全凝器取水进口温度为25℃，水出口温度为40℃，V=0.5162=0.94*730+（1-0.94）*1564=780.4kJ/kg℃取安全系数1.1A=选G-400-3-25-1型号换热器。管长：3m管数：86管子（碳钢）尺寸：Φ25×管子按正三角形排列。校核：由于全凝器热负荷Q有最大值，因此需要对它进行校核。选用全凝器：G—400—26—25—1管长3.0m；管数113；管子（碳钢）尺寸40℃Cp=4.174KJ/（kg*k）管间传热系数：《化工原理》P242公式（4—70）《化工原理上》P251公式（4—83）《化工原理上》P357壁面污垢系数：Rso=Rsi=0.00017197℃/w总传热系数：由于，安全系数在规定0.15～0.25范畴之内，换热器满足规定。（四）冷却器取水进口温度为25℃，水出口温度为35℃；塔顶全凝器出来有机液（质量分率94%乙醇溶液）D=0.1389Kg/s；温度为所用水量：kg/s取总传热系数K=450=0.450KJ/℃℃A=取安全系数1.1，则A=1.826选G-159-3-25-1型号换热器。管长：2m管数：13管子（碳钢）尺寸：Φ25×2.5mm管子按三角形排列校核：A=2Q=2×0.45×24.10=21.69KJ/sKJ/s因此传热足够，设计满足规定。八．塔总体构造塔封头拟定：塔径D=700mm，椭圆形封头，曲面高度h1=0.175m，h2=0.025m，取壁厚s=6mm。塔壁厚同封头壁厚：s=6mm塔高塔底空间具备中间储槽作用，塔釜料液最佳在塔底有10～15min储量。这里取t=12min=720sV釜液=(0.4524/958)×720＝0.334因此塔釜液面高，H釜=①釜液高度=0.868+0.7=1.②进料板高度=0.5③封头高度＝2×(h1+h2)=2×(0.175+0.025)=0.4m④塔顶层高度:1⑤釜有效高度：ZT=HT(NP-1)=(68-1)×0.35＝23.45⑥裙座设计高度：4m⑦塔顶充气管长度：0.15m因此塔总高为：H=31.068九．塔详细构造设计1.塔板尺寸塔径Dg塔板厚D塔板圆内径700mm472.塔节阐明板间距HT=350mm每个塔层中塔板数N=5塔节高度L=350×5=1750=1750m含进料层塔节较其她塔节高，为2250mm，满足规定。装有视镜塔节也较其她塔节略高，为2250mm，也满足规定。5个塔板用拉杆和定距管紧固在塔节内。定距管起着支撑塔板和保持塔间距作用。塔板与塔壁间隙，加填料密封后，用压板和压圈压紧。塔节两端均有法兰，两个塔节间用螺栓螺母连接。《化工过程及设备设计》P143《材料与零部件上》P336塔节构造图见附图43.降液管装置（取整）LW=(溢流堰长)=420mm降液管宽度Wd=76mm降液管面积Af=0.3848m2出口堰高度hW=53降液管底隙高度ho=47.6mm4.封接构造压圈厚S每个塔板压板数6mm45.紧固螺栓选型：M226.拉杆与定距管尺寸(1)拉杆:b1d2l1l2l38×D1lΦ16M1645402010×12.6H总(2)定距管：do×8r定r提25×2.5337.支撑构造支座尺寸(mm)abcds582045186第五某些设计成果记录精馏段平均压强Pm/KPa116.55精馏段平均温度tm/℃81.5精馏段气相平均流量Vs/(m3/s)0.481精馏段液相平均流量Ls/(m3/s)0.000393实际塔板数NP68理论塔板数NT30板间距HT/m0.35塔径D/m0.7塔板型式单溢流,弓形降液管空塔气速u/(m/s)1.274堰长lw/m0.42堰高hw/m0.054堰宽Wd/m0.076板上液层高度hL/m0.06降液管底隙高度ho/m0.048浮阀个数N/个43阀孔气速uo/(m/s)9.65阀孔动能因数Fo11.00临界阀孔气速u∝/(m/s)10.57孔心距t/m0.75单板压降ΔPP/Pa548.0液体在降液管内停留时间θs/s17.81降液管内清液层高度Hd/m0.125泛点率%74气相负荷上限(Vs)max/(m3/s)1.197气相负荷下限(Vs)min/(m3/s)0.2974操作弹性4.02第六某些参照资料1.《化工原理》上册，天津大学出版社，姚玉英主编。2.《化工原理》下册，天津大学出版社，姚玉英主编。3.《化工过程及设备设计》，化学工业出版社，华南理工大学编。4.《化工过程及设备设计》，华南理工大学出