精馏设计

目录1概述12工艺流程图及流程说明221工艺流程图222工艺流程说明及设计任务书33设备形式的选择34工艺计算341全塔物料衡算342塔板数的确定4421常压下甲醇乙醇系统的TXY数据4422确定操作回流比5423操作线方程的确定6424理论塔板数6425实际塔板数743塔径及塔板结构尺寸的确定8431精馏段8432提馏段1644塔高2545精馏装置附属设备的设计26451接管26452储罐的选择28453冷凝器的选型29454再沸器的选型305设计结果汇总表326参考文献338致谢361概述精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。工业上对精馏塔塔设备的主要要求是（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，）的特性，实现分离目的的单元操作。蒸馏按照其操作方法可分为简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。本设计题目是甲醇乙醇精馏塔工艺设计及附属设备选型。本设计选择板式精馏塔，塔板为浮阀式。本节以两组分的混合物系为研究对象，蒸气由塔底进入。蒸发出的气相与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发低沸点组分不断地向气相中转移，气相中的难挥发高沸点组分不断地向下降液中转移，气相愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，从而达到组分分离的目的。2工艺流程图及流程说明21工艺流程图图31甲醇乙醇精馏工艺流程图22工艺流程说明原料液甲醇乙醇的混合液贮存在原料储存罐中，经原料液泵送入原料液预处理器中进行预热，然后送入精馏塔中进行精馏分离。从塔顶出来的甲醇蒸汽经冷凝器冷凝后，一部分送入回流罐，让回流泵送回精馏塔产生下降液体；一部分经馏出液冷却器冷却后送入甲醇储罐中贮藏起来，用甲醇外输泵输送到下一工序。丛塔底出来的乙醇液体一部分经再沸器加热后再送回精馏塔提供上升蒸汽；一部分经塔釜冷凝器冷却后，经塔釜泵送入到乙醇储存罐中贮存起来，用乙醇外输泵输送到下一工序。2设计任务书（1）设计题目甲醇乙醇精馏塔工艺设计（2）设计条件生产能力4T/H原料中甲醇含量400004X摩尔分数，X为学号的后两位）设计要求塔顶甲醇的含量不低于96摩尔分数塔底甲醇的含量不高于4摩尔分数操作压力常压进料热状况Q07回流比自选单板压降08KPA3设备形式的选择本设计选择板式精馏塔，塔板为浮阀式。（选择依据自己查，本质就是本设计用浮阀塔的优点）4工艺计算41确定塔顶、塔底物料量及组成坐标纸作气液平衡图42确定塔板数和进料位置43塔径及塔板结构尺寸的确定431精馏段（1）塔径的确定（2）溢流装置（3）塔板布置及浮阀数排列（4）塔板流体力学验算（5）塔板负荷性能图坐标纸作图432提馏段（1）塔径的确定（2）溢流装置（3）塔板布置及浮阀数排列（4）塔板流体力学验算（5）塔板负荷性能图坐标纸作图5参考文献6设计心得3设备形式的选择本设计选择板式精馏塔，塔板为浮阀式。浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可上下浮动的阀片，阀片本身连有几个阀腿，插入阀孔后将阀腿底脚拨转90，以限制阀片升起的最大高度，并防止阀片被气体吹走。阀片周边冲出几个略向下弯的定距片，当气速很低时，由于定距片的作用，阀片与塔板呈点接触而坐落在阀孔上，在一定程度上可防止阀片与板面的粘结。浮阀的类型很多，国内常用的F1型、V4型及T型等。浮阀塔优点生产能力大；操作弹性大；塔板效率较高，；塔板结构及安装较泡罩简单，重量较轻。4工艺计算41全塔物料衡算设原料液中设A组分甲醇；B组分乙醇由任务书知生产能力为年处理甲醇乙醇混合物34560吨每年；原料中甲醇；塔顶；塔底；进料热状况为；单板压降074FX960DX04DX70Q；甲醇的摩尔质量；乙醇的摩尔质量AKP8KMOLGMA/23。MOLGMB/692原料液的摩尔质量46091740743618/FKGMOL原料液进料量129/326OLH故WDFXX7410/2856DKMOLH42塔板数的确定421常压下甲醇乙醇系统的TXY数据表41常压下甲醇乙醇系统的TXY数据温度T（）甲醇液相摩尔分数X甲醇气相摩尔分数Y650920209532660836208998670757508455680683707906690614207349700548806787710463805991720384605180730310804357740241703521750178102693760116101819770058900955780004900082据此可得甲醇乙醇系统的TXY图和XY图XY00204060810020406081液相气相XY图41甲醇乙醇系统的XY图00102030405060708091646668707274767880XTYT图42甲醇乙醇系统的TX（Y）图塔顶90DX4ODTC进口74F67OF塔釜WX2WTT67092顶底平422确定操作回流比进料状态方程Q07所以1FXQY2347YX所以0678QX078QYMIN0968167DQXRY故最小回流比为IN183423操作线方程的确定精馏段下降液体的摩尔流量为31740239/LRDKMOLH上升蒸汽的摩尔流量为V提馏段下降液体的摩尔流量为23491067306/LQFKMOLH上升蒸汽的摩尔流量为130917026978/VQFKMOLH精馏段操作线方程3109670234DXRYX提镏段操作线方程、251478WLWXXXV424理论塔板数（1）图解法求理论塔板数图43图解法求理论塔板数示意图425实际塔板数全塔效率塔的平均温度为,在此温度下查得并由内差法求的T6472092顶底平02730931ALMPAS，故液体的平均粘度49550B475230419ABLLAXXMPAS相对挥发度为1729故全塔效率02450245913TLE实际塔板数精馏段实际塔板数块，13PN提馏段实际塔板数块，29705总塔板数块。1PP43塔径及塔板结构尺寸的确定431精馏段精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算平均压力取每层塔板压降为KPA80塔顶压降D31加料板压降1425FKPA平均温度由插值法得塔顶温度为，加料板温度为6C67C164721MT平均相对分子质量塔顶KMOLGMMVD/632094039,7521759/LL加料板,043046235/VFMGOL,7127194LMKM精馏段气相相平均分子量,/812/VMML精馏段液相平均分子量,13263LGO质量分数塔顶甲醇的质量分数075AWW进料板甲醇的质量分数623F平均密度塔顶查得时甲醇和乙醇的密度分别为和64C3/762MKG3/760G,11AWALDMLDBW3,154/LDM加料板查得温度为时甲醇和乙醇的密度分别为和67C375/KGM375/KGMBLFAALFW,113,/75MKGMLF精馏段液相平均密度ABLXW3,176/LKG气相平均密度1,3,9/MVVPMKGRT液相平均表面张力塔顶液相平均表面张力的计算。由，查得甲醇和乙醇的液体表面张力分别为64DTC180/AMN1980/BMN,962/LD进料板液相平均表面张力的计算。由，查得甲醇和乙醇的液体表面张力分别为67FTC14/AMN195/BMN,0074736/LF精馏段平均表面张力为,16923/1/LMN液体的平均粘度塔顶查得时甲醇和乙醇的粘度分别为，4C0327AMPAS056BPAS故塔顶液体的平均粘度1LDABDXS加料板查得温度为时甲醇和乙醇的粘度分别为，67C0316AMPAS0542BMPAS故加料板的的平均粘度1038LFABFXMPAS精馏段液体的平均粘度,162DLM精馏段气相体积流量,1319/VMMS精馏段液相体积流量,13102/LMS塔径的确定取板间距，板上清液层高度，则分离空间为HT45107LHM07038TLHM由，式中C由求取，其中由【化工原1,MAXVLCU202L20C理】下册图813史密斯关联图查取，图横坐标为11,1220976304LMV查史密斯关联图得20C2002769814C,MAX117139/LMVUMS取安全系数为07，则空塔气速为1MAX1073907/S1415VDMU按标准塔径圆整后为D16M则板间距是可用的104TH塔截面积为22217850160ADM此时操作气速129045/VTUMSA4311溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。堰长1WL取10656104LDM溢流堰高度由，堰上液层高度由下式计算，即WH1OWLH1OWH321082LLVE近似取E1025，则23144LOWWHL故110750WLOHM弓形降液管宽度和截面积1DW1FA由，查【化工原理】弓形降液管参数图817得165WLD108FTA105D则，215FM14DW验算液体在降液管中停留时间106295FTLAHSV故降液管设计合理。降液管底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为，取液体通过降液管底隙的SM/2507流速为，则SM/101019LWVHL（不宜小于0020025M,符合要求）01H塔板布置及浮阀数排列做出阀孔分布图1浮阀个数N及其排列。取F1型符阀，其阀孔直径，初阀孔动能因子10，MD390故阀孔的空速01,1726/VMFUS浮阀个数12014ND图44精馏段塔板阀孔分布图2塔板的分块因，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为4块。MD1603边缘区宽度确定取，WS7110C4开孔区面积计算。开孔区面积计算为1AASIN8021221RXXRA其中4079DSDWM352CR故2212110404979SIN9807AA4312、浮阀排列浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排孔心距T75MM,则排间距1249075ATAMN考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用757MM,而应小于此值，75TM按T75MM,以等腰三角形叉排方式作图。75TM塔板开孔率10931045726U塔板流体力学验算4313、压力降的计算气相通过浮阀塔的压力降可根据塔板压力降公式HHLCP干板阻力阀全开前017501759963OCOCCLUUH阀全开后22913448763OCVOCCLG解得182591OCU64/MS所以0175017539968CLHM板上充气液层阻力本设备分离甲醇和乙醇的混合液，可取充气系数50MHLL035750液体表面张力所造成的阻力，此相阻力，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压力降所相当的液柱高度为0365071PCLHM（单板压降）6398502PLAHGP4314、淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制液管中清液层高度WTDHHDLP22009153153015347SPWLMV4DPLDHH取已知550TH052WH0426TWM可见符合防止淹塔的要求DWTH4315、雾沫夹带板上流体流经长度LZD2160241MLZDW板上液流面积BA2BF58TA甲醇乙醇可按正常系统取物性系数K10，查图得泛点负荷系数求泛点率0128FCV1SB36902917630432718VLLFZKCAV176139507020VLFTKCA对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过08，通过计算出的泛点率都在08以内，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。气液KGE/10V4316精馏段塔板负荷性能图1雾沫夹带上限线按泛点率08算出关系SLV根据公式S1936127608028S整理得SS54VL或SS3684在操作范围内任取3个值，算出相应SSV）（/SM3SL000100040007）（SV3663563472、液泛线55V221919019009763LAN0B154015021698TWHH22205336479WCL321WLED取E1，则230671594D整理22SSDLCBAV2230916