2万吨乙醇-水溶液连续精馏塔设计方案

2 万吨乙醇 第一章 绪论 题背景 精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等 ,本次课程设计是筛板塔。 精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯 度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。 精馏广泛应用于石油 ,化工 ,轻工等工业生产中 ,是液体混合物分离中首选分离方法 作流程 本次课程设计是分离乙醇 水二元物系。 乙醇 水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。 精馏装置 有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。 乙醇 水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。 筛板塔 内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并 在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。 筛板塔盘也有溢流堰和降液管。优点是结构简单，压降较小，造价便宜，抗堵性强。故本设计选用筛板塔。 工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。而先进的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。 计任务书 一、设计名称 乙醇 二、设计条件 处理量： 20000t/y 料液组成（质量分数）： 40% 塔顶产品组成（质量分数）： 塔顶易挥发组分回收率： 99% 每年实际生产时间： 7200 h 操作条件：精馏塔顶的压强： 4 加热蒸汽：低压蒸汽 单板压降： 、设计 任务 1、设备选型、设计方案的确定和流程说明； 2、精馏塔的工艺计算：塔径、塔高、溢流装置、塔板的布置、升气道等的设计与排列； 3、流体力学性能的验算； 4、绘制塔板负荷性能图并结合流体力学验算进行调整； 5、有关附属设备的计算选型； 6、编写设计说明书和设计结果概要或设计一览表，绘制主体设备工艺条件图。 第二章 设计方案的选定 置流程的确定 本设计任务为乙醇 于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、 全 凝器、 釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。 乙醇 合液原料经预热器加热到指定温度后送入精馏塔德进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底 再沸器中 。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一次通 过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液，其余部分经 全 凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用 间 接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。 作压强的选择 精馏可在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑。一般来说，常压精馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压先操作。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却费用。在相同 的塔径下，适当提高操作压力还可提高塔的处理能力，但增加塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度也有所下降。降低操作压力组分的相对挥发度增，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低温位的加热剂。但降低压力也导致塔径增大和塔顶蒸汽冷凝温度降低，且必须使用抽真空的设备，增加了相应的设备和操作费用。 料热状况的确定 进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度就不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。此外， 泡点进料时，精馏段与提馏段 的塔径相同，设计制造均比较方便。 故 在此次设计中，我们选用 泡点 进料。 热方式的确定 精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。这样操作费用和设备费用均可降低。但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。 综合考虑，我们采用间接蒸汽加热的方式 。 流比的选择 影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量 V。对于一定的生产能力，即馏 出量 V 的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量， 以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。 （ 1）先求出最小回流比 操作回流比为最小回流比的 2倍，即 R（ 2） 本方案 取 ： R 2）在一定的范围内，选 5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当 R=板数为 ； R 板数从无限多减至有限数； R 继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。 第三章 精馏塔的物料衡算 料液及塔顶塔釜产品的摩尔分率 乙醇的摩尔质量 /46 水的摩尔质量 /18 20 6/ 7 2 6/9 2 料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 原料液平均摩尔质量 m o / 塔顶产品平均摩尔质量 m o / 塔底产品平均摩尔质量 m o / 料衡算 hm o 6243 0 0)7 9 2 0 0 0 0 0 0 0 由有 hk m o F / hk m o 由 有 0 0 W 物料衡算记录表 F h h h 第四章 塔板数的确定 论板层 数 求取 乙醇 采用图解法求理论板层数。 采用作图法求最小回流比。在图 3对角线上，自点 )作垂线 为进料线， 醇 该点与平衡线的交点坐标为 20.0 53.0故最小回流比为 i nm i n i n 取操作回流比为 m i n 求精馏塔的气液相负荷 hk m o k m 3 3 5 1( k m o l/ k m ol/ 3 求操作线方程 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程 图解法求理论板层数，采用图解法求理论板层数，如图 3示。求解结果为 总理论板层数 28包括再沸器） 进料板位置 25精馏段理论板层数： 24 提馏段理论板层数： 3 际板层数的求取 相对挥发度的计算： 20. 250. 20. 207 x y x y W W (y ）（ 馏段相对挥发度 : 提馏段相对挥发度 : 9 7 粘度的计算见下第 4 章第 3 小节 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 实际塔板数 精馏段： 4652 提馏段： 743 全塔所需实际塔板数： 541 块 全塔效率： %005428 总加料板位置在第 47 块塔板 第五章 精馏塔的工艺条件 计算 作压力及温度计算 塔顶操作压力 k P 1 每层塔板压降 进料板压力 k p 5 塔釜操作压力 k p 5 精馏段平均压力 k p 12/) 5( 提馏段平均压力 k m 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇，水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度 塔釜温度 进料板温度 精馏段平均温度 7 8 . 5 8 3 . 1 / 2 8 0 . 8 提镏段平均温度 9 9 . 2 8 8 3 . 1 0 / 2 9 1 . 1 8m 均摩尔质量及密度计算 塔顶平均摩尔质量计算 由 见图 3 x m o D m / m o D m /5 0 3 9 68 3 9 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板， 见图 3 y 查平衡曲线，图 3 x m o F m / m o F m /7 9 0 62 0 塔釜平均摩尔质量计算 由 平均曲线，见图 3 x m o m /m o W m / 精馏段平均摩尔质量 m o m /9 9 8 1 m o m / 提馏段平均摩尔质量 m o m o 3 2 7 9 气相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算，即 精馏段 3/73( 提溜段 3m /1 7 1 4 9 液相平均密度的计算 液相平均密度依下式计算，即 a /1 塔顶液相密度的计算 由 ，查手册得 3/ 3/ 3/7 4 8) 1 m 进料板液相平均密度的计算 由 3/ 3/ 进料板液相的质量分率 3 1 5 61 5 61 5 3/ m 精馏段液相平均密度为 3/ 塔釜液相密度的计算 由 Ct 手册得 3/ 3/ 3/8 0 4/)1 0 0/ 7/)1 0 0/1 m 提馏段液相平均密度为 3/0 7 22/)8 0 9( 体平均表面张力及粘度计算 液体平均表面张力依下式计算 x 塔顶液相平均表面张力的计算 由 查手册得 m / 进料板液相平均表面张力的计算 由 查手册得 m / 塔釜液相平均表面张力的计算 由 手册得 m / 6 3 精馏段液相平均表面张力 提馏段液相平均表面张力 ./ 液相平均粘度依下式计算 x 塔顶液相平均粘度的计算 由 查手册得 )2 8 2 5 6 7 4 L D m 解出 m 进料板液相平均粘度的计算 由 查手册得 )2 5 8 4 1 1 5 L F m 解出 塔釜液相平均粘度的计算 由 手册得 )2 0 g (9 9 6 2 g (0 0 3 L W m 解出 m 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 第六章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 径的计算 精馏段的气液相体积流率为 0 0 0 0 3 0 0 0 4 3 93 6 0 0 6 5 0 0 3 提馏段的气液相体积流率为 由 m a x 式中 中的 取，图的横坐标为 2/1 取板间距 ，板上液层高度 ，则 T 图 5密斯关联图 C 20 6 1 2 90 6 9 a x 取安全系数为 空塔气速为 m a x s 6 7 5 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 222 3 实际空塔气速为 5 馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 ）（）（ 精精Z 提馏段有效高度为 ）（）（ 提提 在进料板上方开一人孔，其高度为 精馏段有效高度为 提精 第七章 塔板主要工艺尺寸的计算 流装置计算 因塔径 ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长 取 溢流堰高度 由选用平直堰，堰上液层高度图 6流收缩系数计算图 近似取 1E ，则 精馏段 1000 取板上清夜层高度 0 故 0 5 3 8 6 1 提镏段 1000 故 弓形降液管高度 截面积 图 6形降液管参数图 由 查图 6故 A d 1 0 验算液体在降液管中的停留时间 降液管合理 故液管合理。 降液管底隙 高度 0h 精馏段 00 3600 取 mh o 提馏段 取 则 0 8 0 9 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液面，深度 0 。 板布置 本塔径 ,不用分块式。 取 阀孔动能因子 120F 则孔速 每层塔板上浮阀数目为 边缘区宽度 计算塔板鼓泡区面积 a r c s 222 a d (2 2 2222 r c s i mA a 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 5 排间距 30 7 以等腰三角形排列，排得 阀数为 35 1 F 塔板开孔率 %15%1 馏段 取 阀孔动能因子 120F 则孔速 每层塔板上浮阀数目为 370 6 阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 5 排间距 以等腰三角形排列，排得阀数为 32 2 2 F 塔板开孔率 %22 第八章 筛板的流体力学验算 板压降 干板阻力精馏段 2000 . 0 5 1 图 7板孔流系数 由 0 / 5 / 3 1 d ，查图 7得0 故 22 5 . 4 9 4 1 . 2 8 40 . 0 5 10 . 7 7 2 8 1 9 . 0 4 9 提馏段 )()(0 00 由 0 / 5 / 3 1 d ，查图 7得0 故 液柱 气体通过液层的阻力的计算 精馏段 )/(1210 图 7气系数关联图 查图 7 故 l 液柱 提馏段 )/( 查图 7 故 液柱 3 1 0 9 液体表面张力的阻力 h计算 精馏段液体表面张力产生的阻力 h由下式计算，即 304 4 4 2 . 0 6 9 1 0 0 . 0 0 4 1 98 1 9 . 0 4 9 9 . 8 1 0 . 0 0 5 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 p c lh h h h 液柱 气体通过每层塔板的压降为 k p （设计允许值） 提馏段液体表面张力产生的阻力h由下式计算，即 0 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 8 1 3 7 1 液柱 气体通过每层塔 板的压降为 k P 40 8 （设计允许值） 面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 沫夹带 液沫夹带量由式 5算，即 3 . 265 . 7 1 0 精馏段 2 . 5 2 . 5 0 . 0 6 0 . 1 5h m 故 3 . 2635 . 7 1 0 1 . 6 9 4 0 . 0 6 1 84 2 . 0 6 9 1 0 0 . 4 0 . 1 5Ve k g 液 / 6000汽速度 /m/s 1220 3050 5070 因 k ，故取出口气速 60 ， 故 而 0 0 0 0 则 L 查标准系列取 回流液管径 冷凝器安装在塔顶时，冷凝器靠重力回流，一般流速为 s，速度太大，冷凝 器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取 s。 故取 2 ，则 L4 而 0 0 0 3 83 6 0 0 5 0 0 0 L D 则 L 3 查标准系列取 进料管径 料液由高位槽进塔时，料液流速取 s。由泵输送时，流速 s，采用直管出料管。 取 /，则 24 而 0 0 0 8 93 6 0 0 7 9 63 6 0 02 L F 则 0 8 查标准系列取 釜液排除管径s 取 则 24 而 0 0 0 4 7 43 6 0 0 8 6 0 02 L W 则 0 4 7 查标准系列取 体总高度 塔式板的塔高如图所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定： 211 式中 塔顶空间， m ； 塔底空间， m ； 塔板间距， m ； 开有人孔的塔板间距， m ； 进料段高度， m ； 人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。 进料板数 1H 封头高度 2H 裙座高度 塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常应大于板间距，通常取 （ 若图塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。 即 D 人孔数目 人口数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可每隔 68 块塔板设置一个人孔；对于易结垢，结焦的物系需经常清洗，则每隔 46块塔板开一个人孔。人 孔直径通常为 450600伸出塔体的筒体长为 200250孔中心距操作平台约 8001200人孔处的板间距等于或大于 600 塔底空间 塔底空间指塔内最下层塔板到塔底的间距。其值视具体情况而定：当进料有 15 分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取 35 分钟，否则需有 1015 分钟的储量，以保证塔底料液不致留空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取 35 分钟；对易结焦的的物料， 停留时间应更短些，一般取 1钟。 2 )( 进料板空间 筒体（ 4735炼焊接常压容器） 工作压力为 径 D=计压力 厚计算公式 2其中 D 塔径， mm 设计压力， 焊接接头系数 C 腐蚀余量， 封头 本设计采用椭圆型封头，由于公称直径 的曲面高度 501 ，厚度0 ，直边高度 0 ，内表面经 221.1 ，容积 3162.0 ，选用封头1000 裙座的相 其中 400取基础环的内外径与裙座截面内径的差为 200mm 6 0 02 0 01 4 0 0 2 0 02 0 01 4 0 0 考虑再沸器，裙座高度为 13m。 吊柱设计 对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设计吊住，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，即 经济又方便的一项设施，一般取 15m 以上的塔物设吊住。本设计中塔高度大，因此设计塔径 800 ，可选用吊住 000 ， 400 ，000 。材料为 凝器 选型 4 0 0 3 5 2 5 2 沸器 设备选型 4 1 1 1104 2 01 2 0 0 料预热器 原料预热温度： 25 采用 130过热饱和蒸汽加热 平均温度： t 平均温度下查表得 1/ A 1/7 9 1( 1/ 0 1 Kk m o 总传热系数 ： 2/600 由： 1 0 5251301 t 02 t t 得： 0 8 235 6 8 0 00 8 0 101029.7 选型 4111403551100 计算结果一览表 项 目 符 号 单 位 计 算 数 据 精馏段 提馏段 各段平均压强