分离乙醇—正丙醇混合物系浮阀式精馏塔的设计方案

2 分离乙醇 正丙醇 混合物 系浮阀式精馏塔的设计 方案 第一部分 设计方案的确定 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。 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。 的选择 本次课程设计是分离 乙醇 正丙醇 二元物系，在此 我选用连续精馏浮阀塔。浮阀塔结构简单，有两种结构型式，即条状浮阀和盘式浮阀，它们的操作和性能基本是一致的，只是结构上有 3 区别，其中以盘式浮阀应用最为 普遍。盘式浮阀塔板结构，是在带降液装置的塔板上开有许多升气孔，每个孔的上方装有可浮动的盘式阀片。为了控制阀片的浮动范围，在阀片的上方有一个十字型或依靠阀片的三条支腿。前者称十字架型，后者称 前因 而被广泛使用，当上升蒸汽量变化时，阀片随之升降，使阀片的开度不同，所以塔的工作弹性较大。 浮阀塔具有以下优点： （ 1） . 生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20% 40%，与筛板塔接近。 （ 2）操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 （ 3）塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 （ 4）气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 （ 5）塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50 80，但是比筛板塔高 20 30。 作压力的选择 蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减 压蒸馏和加压蒸馏。一般，除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水冷凝下来的物系，都应采用常压蒸 4 馏；对热敏物系，则易采用减压蒸馏。压）。 料热状况的选择 蒸馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料。本设计采用泡点进料。 热及冷凝方式的选择 精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应，本装置也采用此类 塔底供热；而塔顶采用冷凝器冷凝，冷凝剂采用自来水，在用分配器按一定比例塔顶回流。蒸馏多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，本设计采用的是间接蒸汽加热。 流比的选择 回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选定回流比，本设计中已经给出回流比 . 5 第二部分 塔板的工艺设计 馏塔全塔物料衡算 F:进料量 (h) 原料组成 D:塔顶产品流量 (h) 塔顶组成 W:塔底残液流量 (h) 塔底组成 原料乙醇组成 : %塔顶组成 : 601046904690= 塔底组成 : 平均摩尔质量： k m m m 0 01 600 01 进料量 : h/ k om 物料衡算式 :F=D+W 6 F D W 联立代入求解 :D=h W=h 压下乙醇 平衡组成（摩尔）与温度的关系 乙醇正丙醇气液平衡（摩尔分数）与温度的关系 温度t/ 相组成 x 0 气相组成 y 0 ： ： 精馏段平均温度 :1t =2 DF =2 = 提留段平均温度 :2t =2 WF =2 = 度 已知 :混合液密度 : 1 （ 为质量分数）；混合气密度 :00 7 (1)精馏段 1t = 相组成：k m o m o (2)提馏段 t 22222m o o ）（）所以不同温度下乙醇和正丙醇的密度 温度 t/ 70 75 80 85 90 95 100 乙醇 kg/丙醇 kg/8 3333/正正乙乙，度。下的乙醇和正丙醇的密和求得在正正乙乙3气相密度：在提馏段：液相密度气相密度：在精馏段：液相密度 9 合液体平均表面张力 不同温度下乙醇和正丙醇的表面张力 温度 t/ 70 75 80 85 90 95 100 乙醇 mN/m 丙醇 mN/m 压下二元有机混合溶液表面张力计算公式 计算x . 5 所以提馏段所以精馏段正正乙乙正正乙乙合物的粘度 10 不同温度下乙醇和正丙醇的粘度 ( 馏段黏度同理：提馏段所以：精馏段黏度，用拉格朗日插值法精馏段对挥发度 温度 t/ 70 75 80 85 90 95 100 乙醇 丙醇 11 对挥发度由精馏段 2 提馏段 所以，由 、液相体积流量计算 5R D=h 12 3(h/(h/m o m o m o m o m o m o m o 已知：）是泡点进料，所以提馏段（因为本设计体积流量：则有质量流量：已知：精馏段h/ 3 8 ，则有质量流量： h/ 4 3 8 8 12 13 体积流量：论塔板数的计算 理论板：指离开这种板的气、液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。 取操作回流比 R=5 精 馏 段 操 作 线 方 程 y 精馏段气液平衡方程( 提馏段操作线方程为 ( 采用逐板计算法，运用 捷、准确地计算出理论塔板数。其 格设计原理如下： 精馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和精馏操作线方程）： 相平衡 操作线 相平衡 操作线 xD= 算到 降液管可使用 液管底隙高度0h（ 1）精馏段 取降液管底隙的流速0u=s 2 0 则（ 2） 提馏段 取 25 3 0 020 取则故降液管设计合理 塔板分布、浮阀数目与排列 板分布 本设计塔径 D= 采用分块式塔板，共 4块 阀数目与排列 (1)精馏段 取阀孔动能因子 1,则孔速 每层塔板浮阀数目为： 型浮阀）块（采用 1201201 s取边缘区宽度 定区宽度 计算塔板上的鼓泡区面积，即2 2 2 12 s i n ( )180a xA x R x R R 其中 D 所以2222 i na r mA a 26 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t=75排间距： 2 40 7 6 2 6 考虑到塔的直径比较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 124应小一些，故取 00 ， 按 t=75 00 以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数128个 按 N=128 重新核算孔速及阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在 9 13范围内 塔板开孔率 = %)提馏段 取阀孔动能因子 1. 则孔速 每 层 塔 板 上 浮 阀 数 目 s按 t=75 估算排间距 1 607 26 考虑到塔体的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占据一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 11627 而应小一些，故取 00 ，按 t=75 00 以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数 128 按 N=128 重新核算孔速及阀孔动能因子 6 9302202 阀孔动能因子变化不大，仍在 9 13范围内 塔板开孔率 = %8 第三部分 塔板的流体力学计算 气体通过塔板时，需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降可由 p c lh h h h 和 h g 计算 式中 与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度， 与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度， m 液柱； 与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度， 1. 精馏段 (1)干板阻力 1001 因 12011 故 (1)板上充气液层阻力 取 则 10 0 . 5 0 . 0 7 0 . 0 3 5h m (3)液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计。因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为 （ 1）干板阻力 29 1001 因为 ， 220222 故 （ 2）板上充气液层阻力 取 则 20 0 . 5 0 . 0 7 0 . 0 3 5h m （ 3）液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计。因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度。 即),(馏段 (1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 (2)液体通过液体降液管的压头损失 20111 (3)板上液层高度 则 5 7 2 取 ，已选定 1 30 可见 )( 符合防止淹塔的要求。 馏段 (1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 (2)液体通过液体降液管的压头损失 20222 板上液层高度 则 6 4 1 取 ，已选定 则 5 5 2 可见 )( 所以符合防止淹塔的要求。 馏段 %泛点率泛点率板上液体流经长度： 31 板上液流面积： 取物性系数 ，泛点负荷系数图 %泛点率泛点率对于小塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足 0 . 1 ( / )Ve k g k g 液 气的要求。 馏段 取物性系数 ，泛点负荷系数图 %泛点率泛点率由计算可知，符合要求。 32 沫夹带线 泛点率 据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率 80%计算： 精馏段 即整理得：由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 提馏段 3 1 5 操作范围内任取两个 值算出 精馏段 m3/s) s (m3/s) 馏段 L s (m3/s) s (m3/s) 33 泛线 ()T W p L d c l L dH h h h h h h h h h 由此确定液 泛线，忽略式中 h 而 精馏段 1 6 整理得： 提馏段 整理得： 在操作范围内任取若干个出相应得 精馏段 m3/s) m3/s) 提馏段 m3/s) 34 m3/s) 液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于 35s 液体降液管内停留时间 以 作为液体在降液管内停留时间的下限，则 3m a x 液线 对于 重阀，依 500204 (1) 精馏段 5 8 80 3 32m i (2) 提馏段 s / 32m i 相负荷下限 取堰上液层高度 006.0线为与气相流量无关的竖直线。 35 取 E=则 ( 323m i n 精馏段塔板负荷性能图 提馏段塔板负荷性能图 36 由以上 15作出塔板负荷性能图 由塔板负荷性能图可看出： （ 1）在任务规定的气液负荷下的操作点 p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置； （ 2）塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带线控制，操作下限由漏液线控制 ; （ 3）按固定气液比，由图可查出塔板的气相负荷上限sV s /(2 ) 3m a x ，气相负荷下限 /s(0 ) 3m 所以：精馏段操作弹性 = 提馏段操作弹性= 浮阀塔工艺设计计算结果 项目 符号 单位 计算数据 备注 精馏段 提馏段 塔径 D m 板间距 塔板类型 单溢流弓形降液管 分块式塔板 空塔气速 u m/s 堰长 堰高 37 板上液层高度 降液板底隙高度 0h m 浮阀数 N 128 128 等腰三角形叉排 阀孔气速 s 浮阀动能因子 临界阀孔气速 0s 孔心距 t m 一横排孔心距 排间距 t m 邻横排中心距离 单板压降 a 降液管清液高度 m 泛点率 % 气相负荷上限 沫夹带控制 气相负荷下限 液控制 操作弹性 38 第四部分 塔附件的设计 料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、 设计采用直管进料管。管径计算如下： 取 / 3/ 0 0 1 0 73 6 0 7 1 39 查标准系列选取 流管 采用直流回流管 取 / 6 0 查标准系列选取 底出料管 取 管出料 w 6 0 查标准系列选取 顶蒸汽出料管 直管出气 取出口气速 18 0 7 64 查标准系列选取 40 底进气管 采用直管 取气速 18 0 9 34 查标准系列选取 兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。 (1)进料管接管法兰： 585010256 )回流管接管法兰： 585 0 1 0506 )塔釜出料管法兰： 585010256 )塔顶蒸气管法兰： 5850103506 )塔釜蒸气进气法兰： 5850103006 体 由 D=1600缝系数取 得 41 由于一般直径超过 400采用钢板卷制筒体，其公秤直径是指筒体的内径。查内压圆筒体器壁厚表可知筒体壁厚度为6 头 封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径 D=1600得曲面高度 350lh ，直边高度 0 25h ，内表面积 22 4 6 ，容积 30 7 7 。选用封头 6, 当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。 设计气速选取： 系数 91 0 除沫器直径 ： 0 7 64 选取不锈钢丝网除沫器； 类型：规格： 40锈钢丝（ 1丝网尺寸：圆丝 。 42 塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。选取裙座壁厚为 16 基础环内径： 3 3 23 0 0)1621 6 0 0( 基础环外径： 9 3 23 0 0)1621 6 0 0( 圆整： 0 0 0 0 ，；考虑到再沸器，所以本设计选择裙座高度为 3m。 由于塔不大，所以采用搭接形式将裙座圈焊在塔底封头上。基础环将裙座圈传来的载荷均匀地传到基础环地面上去。由裙座的名义直径为 1280为塔的内径）查基础环尺寸表可查得基础环外径为 1730础环内径为 1200栓的定位圆直径为 1600塔径为 1400气管数量为 4，排气管公秤直径为 50，人孔数为 2，直径为 450出管通道直径为 300座壁厚为 6栓座筋板高为300板厚度为 28板厚度为 8础环厚度为 21 对 D 1000板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔1020块塔板才设一个人孔，本塔中共 48块板，需设置 5个人孔，每个孔直径为 450设置人孔处，板间距为 600座上应开 2个人孔，直径为 450孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此 43 第五部分 塔总体高度的设计 设计中取塔顶间距。器，所以选取塔顶空间，考虑到需要安装除沫 a 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取 5 44 )60(B L 48(4501504 L 顶封裙第六部分 附属设备的计算 凝器的选择 乙醇 温度 t/ 70 80 90 100 乙醇 kj/丙醇 kj/ 1） 热负荷 45 m o 689,/平均汽化热为：正丙醇的汽化热为汽化热为，查改温度下乙醇的塔顶（ 2）冷却水用量25，出口温度为 40，( 2540(2 （ 3） 总传热系数 K 查表，取 )(700 2 (4)泡点回流时的平均年温差5） 换热面积 A 23m 5 5 . 2 5 m)7 0 1 3)t(K 选取设备型号 (1)热负荷 mo 5 . 4 20 . 0 0 0 1 3 )-( k J / k 所以和化热为时乙醇和正丙醇的汽，由插值法求得塔底温度正乙 46 （ 2） 加热蒸汽用量1 2152,的热损失，考虑热，温度为（表压）的饱和蒸汽加选用（ 3） 平均温度 8- wm 4） 换热系数 K 查手册得，取 K=900 )(m 2 W （ 5） 换热面积 A 4. 432)/ ( 9 t/ ( 换热损失，考虑查表选型 8 0 0 6 7 0G C H 储槽、加料泵、高位槽、产品冷却器设计从略。 47 第七部分 参考文献 （ 1） 贾绍义 ,柴诚敬 M2002 （ 2） 吴俊，宋孝勇 . 化工原理课程设计 M2011 （ 3） 柴诚敬等 M2006 （ 4） 刘玉兰等 . 常用化工单元设备的设计 M. 华东理工大学出版社 , 2005 （ 5） 刘光启，刘杰 无机卷 )2002 48 （ 6） 王国胜，化工原理课程设计 M005 （ 7） 王卫东，化工原理课程设计 M. 华东理工大学出版社 ,2011 第八部分 对本设计的评述 本次设计分离乙醇 过两周的学习和研究，终于在自己的努力，还有老师和同学们的帮助下完成了本设计。在开始设计之前，我在图书馆借了一些参考资料和设计手册，并且在网上查了一些这方面的资料。然后我将化工原理书以及化工原理课程设计书，以及借到的资料认认真真地看了一遍。这对于我后来的计算过程有着非常重要的作用，让我对设计的大致步骤有了一个了解，扫清了前进道路上的很多障碍，让接下来的计算得以比较顺利地进行。在设计过程中存在着大量的计算，需要非常的有耐心去做，并且还得借助一些计算工具。比如在计算 板数的时候，由于用笔算很麻烦，但是用 大方便了计算，且提高了准确度，此后又观察到逐板计算法基本上是重复计算，很适合用 此又用 用逐板计算法计算出理论塔板数。这使得我对使用 工具协助进行复杂的计算与图形的绘制更加的熟练。 在计算的过程中，需要很认真地去查找数据、计算，