25吨年乙醇-水分离过程连续精馏塔设计

25吨年乙醇-水分离过程连续精馏塔设计-CAL-FENGHAI-(2020YEAR-YICAI)_JINGBIAN乙醇-水分离过程连续精馏塔设计设计任务书(一)设计题目：试设计一座乙醇-水连续精馏塔提纯乙醇。进精馏塔的料液中含乙醇50%（质量分数，下同），92%10%250000吨/年。(二)操作条件塔顶压力常压进料热状态自选回流比自选塔底加热蒸气压力为（表压）(三)塔板类型自选(四)工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。(五)设计说明书的内容设计内容流程和工艺条件的确定和说明操作条件和基础数据精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；塔板主要工艺尺寸的计算；塔板的流体力学验算；塔板负荷性能图；主要工艺接管尺寸的计算和选取（汽管、人孔等）塔板主要结构参数表对设计过程的评述和有关问题的讨论。设计图纸要求：绘制生产工艺流程图（A3号图纸）；绘制精馏塔设计条件图（A3号图纸）。目录概述1概述1一、设计方案21、设计方案简介设计方案的确定22物料的储存和输送2参数的检测和调控热能的利用操作条件的确定加热方式2222进料状态2操作压力冷却剂与出口温度2、设计条件及主要物性参数表3、工艺设计计算2333物料衡算与操作线方程精馏塔的物料衡算33全塔总物料衡算分数 33塔板数的确定理论塔板数的求取44实际塔板数的求取6精馏塔的工艺条件及有关物性数据的操作压力 7计算操作温度平均摩尔质量77平均密度计算8气相平均密度8液相平均密度8液体平均表面张力8液体平均黏度9精馏塔的塔体工艺尺寸计算9塔径的计算9精馏塔有效高度的计算10塔板主要工艺尺寸的计算10溢流装置计算10堰长10溢流堰高度10弓形降液管宽度和面积11降液管底隙高度11塔板布置11塔板流体学验算12气相通过浮阀塔板的降压12干板阻力12板上充气液层阻力克服表面张力所造成的阻力淹塔121212液柱高度12压头损失12液层高度12雾沫夹带13液相负荷上限线14漏液线14液相负荷下限线144、设计结果汇总表155、参考文献16概述在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。其作用实现气—液相或液—液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的过程。它广泛用于蒸馏、吸收、萃取、等单元操作，随着石油、化工的迅速发展，塔设备的合理造型设计将越来越受到关注和重视。塔设备有板式塔和填料塔两种形式，下面我们就板式塔展开叙述。板式塔为逐级接触型气-液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气-液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。[1]其特点为：气、液处理量大；操作稳定，弹性大；流体流动阻力小；结构简单，材料耗用量小；方便操作、调节和检修。精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。[1]精馏装置主要由精馏塔、冷凝塔与蒸馏釜组成。[2]一、设计方案1设计方案的确定精馏操作的流程基本分为：物料的储存和输送本设计任务为乙醇-水的分离，乙醇-水作为一种二元混合物，分离需要采用连续精馏装置。本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点都送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下，一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属不易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。参数的检测和调控设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定，而且质量要稳定，这就要求各流体的流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定[1]原料槽和泵之间安装温度计和阀门。塔顶、塔釜和冷凝回流管处安装温度计。热能的利用精馏过程是组分多次气化和多次冷凝的过程，耗能较多，故热能的合理利用尤为重要，必须使过程处于最佳条件下进行，由于最小回流比较小，所以操作回流比取最小回流比的倍。操作条件的确定加热方式乙醇-水混合物在低浓度下水的相对挥发度比较大，本设计采用直接蒸汽加热法，其特点为：可利用压力较低的蒸汽进行加热；加热蒸汽的压力高于塔釜压力，克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中的液柱静压力。本设计用饱和水蒸气作为加热剂，提高传热温度差，从而提高传热效率。[1]进料状态本设计采用泡点进料，此时塔的操作比较容易控制且不受季节气温的影响，同时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供方便[1]操作压力在正常大气压下操作冷却剂与出口温度30℃（温），45℃。这样可以减少冷却剂的消耗。2、设计条件及主要物性参数表饱和水的物理性质（3[2]）有机液体的相对密度（液体饱和蒸气压的安托因常数（水在不同温度下的黏度（11[2]）液体黏度共线图（气体黏度共线图（液体表面张力共线图（书本附录20[2]）乙醇-水的气液相平衡数据（3、工艺设计计算物料衡算与操作线方程精馏塔的物料衡算原料液、塔顶和塔底产品的摩尔分数A 乙醇的摩尔质量M 46kg/kmol，水的摩尔质量M 18kg/kmolA x 0.50/46 0.281F 0.50/460.50/18x 0.92/46D 0.92/460.08/18x 0.10/46W 0.10/46

0.8180.042总物料的平均摩尔质量F A M 0.818M 0.042M 0.818460.04218F A 原料液流量 F

25104103 3002438.384

kmol/h)全塔总物料衡算总物料 F=D+W （a）易挥发组分物料衡算 FxF=DxD+WxW （b）联立（a）（b）解得：DxF-xWx -xD W

F0.2810.042904.60278.61(kmol/h)0.8180.042x x 0.8180.281W D Fx x

F 904.60626.00(kmol/0.8180.042D WDx 278.610.818回收率

D100% 100%89.66%Fx 904.600.281F塔板数的确定理论塔板数的求取乙醇—水属理想体系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得乙醇-水物系的气液平衡数据，绘出附图1，如下1.00.90.80.70.60.5Y0.40.30.20.10.00.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0X附图1X-Y相图采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，由点（，）点出发作平衡线的切线，由图可知切线截距d=x即 D 0.3617 求得RminRmin1取操作回流比为R1.5Rmin1.51.261.89（1）操作线方程精馏段上升蒸汽量 V（R）D1.89278.61805.1(kmol/h)下降液体量 LRD1.89278.61526.57(kmol/h)操作线方程 提馏段

n1 V

x Dxn V

0.6540xn

0.2830上升蒸汽量 V'V805.18(kmol/h)下降液体量 LF1431.17(kmol/h)WW操作线方程 y' Wn1(2)图解法求理论板数

x'n

L'Wx

1.7775x'n

0.0327采用图解法求理论板层数，如附图-2所示。求解结果为：包括再沸器)精12NT提=2（不包括再沸器）实际塔板数的求取由相平衡方程式y

,得

y(x1)11)x x(y1)yxD

0.818,x1

0.797(塔顶第一块板）y 0.278,x x2 2 W

0.042（塔釜）求得：12

0.8180.797-0.7970.818-）0.2790.042-0.0420.279-）平均相对挥发度： 1 2

1.14488.82643.1787.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: tD塔底: tW

7842℃93.79

t t

78.4293.79塔顶和塔釜的算术平均温度：tD W 2 2查表，在℃下， s， 0.3311mPas醇 水由公式L

xi i

,得： 0.2810.4050(10.33110.3519mPasL由奥康奈尔关联式得全塔效率方程为：E 0.49( )0.245100%0.49(3.17870.3519)0.245100%47.67%T L

/0.4767=25.1825精N提=2/4(包括塔釜)总实际板层数 Np=2529（包括塔釜）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压力塔顶操作压力 PD

101.3kpa每层塔板压降 0.7kPa进料板压降 PF

P PND

101.30.725118.8kPa精馏段平均压降 Pm

（PD

P2118.8)/2110.1kPaF操作温度依据操作压力，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 t D进料板温度 t F精馏段平均温度 t (78.4294.50)/2M平均摩尔质量塔顶混合物平均摩尔质量计算由x yD 1

0.818,查相平衡曲线，得x1

0.797M 0.79746(10.797)1840.32kg/molLDmVD0.8146－081)1=40.90kg/kmol进料板混合物平均摩尔质量计算由图解求理论板（见图），得查平衡曲线（见图），得

y 0.485Fx 0.160FMLFm0.16046(10.160)1822.48kg/molMVFm0.48546(10.485)1830.34kg/mol精馏段平均摩尔质量计算

M (40.3222.48)/231.40kg/molLmM (40.9030.34)/235.62kg/molVm由理想气体状态方程计算，即P mMVmP

110.135.62 1.312(kg/m3)Vm RTm液相平均密度

8.31486.46273.1）液相平均密度依下式计算，即1m

/i i塔顶液相平均密度。由t ，查手册得D 732.57kg/m3水 醇1 LDm 0.92/732.100.08/

746.85(kg/m3)进料板液相平均密度。由tF

94.50℃,查手册得 719.62kg/m3水 醇进料板液相的质量分数A

0.16046 0.16046(10.160)18LFm

855.37kg/m310.354/719.62(10.354)/953.981精馏段液相平均密度为Lm

(719.62855.37)/2787.49kg/m3液体平均表面张力液相平均表面张力依下式计算，即Lm

xi i塔顶液相平均表面张力。由t ，查手册得D 59.88mN/m 17.20mN/m水 醇LDm

0.81817.20(10.818)59.8825.90mN/m进料板液相平均表面张力。由tF

,查手册得LFm

57.67mN/m 16.2mN/m水 醇0.16016.2(10.160)57.6751.03mN/m精馏段液相平均表面张力为

(25.9051.03)/238.47mN/mLm液体平均粘度依下式计算，即lgLm

xi

lgi塔顶液相平均黏度。由t ，查手册得D 0.3465mPas 0.401mPas水 醇lg

LDm

0.818lg0.401(10.0.818)lg0.3465解得： 0.3905PasLDm进料板液相平均黏度。由tF

,查手册得解得：

0.3014mPas 0.329mPas水 醇lg 0.160lg0.329(10.160)lg0.3014LFm0.3024PasLFmLm

(0.39050.3024)/20.3465mPas精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算精馏段的气液相体积流率为VM

805.1835.62qV,V

Vm3600DVmLM

36001.312526.5731.40

m3/s）qv,L

Lm3600DLm

0.00583(m3/s)3600787.49由u max

[式中C由CCL VV

( )0.2计算]，其中0.02

由附图查取，图20的横坐标为

' V,L( '

)1/

0.00583 787.49 ( )1/ 6.072 1.312

0.024VV取板间距H=0.45m,板上液层高度H=0.05m,则T lH－H=00.05=0mT l 38.47查图得C

0.08，则CC (L)0.20.08( )0.2L VV787.491.3121.312

0.0912u Cmax

0.0912 2.232(m/s)取安全系数为，则空塔气速为u0.7u 0.72.7031.563(m/s)max4qV46.0724qV46.0721.563按标准塔径圆整之后为 D2.2m塔截面积 AT

D24q

2.223.80(m2)46.072实际空塔气速为 u精馏塔有效高度的计算

VAT

3.80

1.60(m/s)精馏段有效高度为Z （N -）H 25-0.459.5m）精 精 T提馏段有效高度为Z （N -）H 40.450.9(m)提 提 T在进料板上方开一人孔，精馏段设3个人孔，其高度均为m故精馏塔的有效高度为ZZ Z 0.849.50.90.8413.6m精 提塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算因塔径D=，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lW取l 0.66D0.662.21.452(m)W溢流堰高度hW

2.84 q'由h h

.选用平直堰，堰上液层高度h 即h E(

V;L)2/3W L

OW2.84 0.00583

1000 lW近似取E=1，则 h0W

1( )2/1000 1.452

0.0168(m)取板上清液高度Hl

0.05m，故h HhW l 0W

0.050.01680.0332(m)l弓形降液管宽度AfA

W0.66查图得DWf0.0722,A

d0.124D故 A 0.0722Af TW

T0.07220.2744(m2)0.124D0.1242.20.273(m)d依式验算液体在降液管中停留时间，即3600AH f Tq

36000.27440.005833600

21.25s故降液管设计合理。

v,L降液管底隙高度h0

'qh V,L0 3600lWqq'

u'036000.00583取u'0

1.3m/s，则h0

V,Lu'W 0

36001.4521.3

0.001）h hW

0.03320.00310.0301(m)[0.006(m)]故降液管底隙高度设计合理。塔板布置1.312F 111.3120ρV0ρV0

11，则u 0

N

qV,Vd

N

6.0720.0392

5304 0 0 4取边缘区宽度Wc

0.06m，破沫区宽度Ws

0.07m，则塔板上的鼓泡区面积A

xR2x2 R2sinR2x2aRDW

180o R2.20.061.04(m)2 c 2xDW)2.2(0.2730.07)0.757(m)d s 21.0421.0420.7572

0.757A 1.042sin1( )]2.84(m2)a 180o 1.04浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t75mm0.075m，a则可按下式估算排间距t'，即t'A 2.84 0.0715m71.5mma

Nt 5300.075气相通过浮阀塔板的降压可根据hp

hhc

h 计算干板阻力u0c

(V

1/1.825u2

73.11.312

1/1.825

9.05(m/s)9.602 1.312因u〉u ，则

5.34 0 V5.34 0.0427(m)0 0c

2g L

29.81 787.49hl

本设备分离乙醇和水的混合液，即液相为水，可取充气系数 0.5。则h0

H0

0.50.050.025(m)h0

因本设计采用浮阀塔，其h0

很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的降压所相当的液柱高度为h hhp c l

0.04270.0250.068(m)单板降压 Pp

hp

g0.068787.499.81525(Pa)L淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层的高度H (Hd T

h )WH hd p

h hL dhp

0.068(m)q压头损失h h 0.153( V,L)20.257(m)qd d l hW 0hl

取h 0.05m，则LH hd p

h hL

0.0680.050.2570.375(m)取φ0.5,HT

0.45m,hW

0.0332m，则（HT

h0.5(0.450.0332)0.242(m)W可见H

＜(Hd

h ，符合防止淹塔的要求。W雾沫夹带根据下式计算泛点率F1qF V,V

ρVρL

ZV,L

100%F

qV

VLV

100%1 KC AF b

1 0.78KC AF T板上液体流经长度ZL

D2Wd

2.220.2731.654(m)板上液流面积 A Ab T

2Af

3.8020.27443.251(m)水和乙醇可按正常系统取物性系数K=，由查得泛点负荷系数CF

0.117，将以

6.072 1.312

1.654

100%68.7%1 1.00.1173.251泛点率在80%以下，则雾沫夹带量能够满足塔板负荷性能图雾沫夹带线

＜0.1kg液g液/k的要求。V对于一定的物系及一定的塔板结构，式中ρV

,ρ,AL

,KC及ZF

均为已知值，相应于 0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入，得出qV V

qV,L

，可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算：

qV

1.312787.49-1.312

1.36qV,L

1.654

0.8整理得

V,V

1.00.1173.2515.471-40.47qV,L作直线于附图中液泛线由(HT

h )hW

h hL

hhc

h h h L

确定液泛线。忽略h，得u2 q

2.84 3600q(H

h )5.34 V 0V,L)2[h

E(

V,L)]2/3T W L

2g l hW 0

W 1000 lWH,hT q

,h,