水乙醇连续精馏板式塔设计任务书

1 水乙醇连续精馏板式塔设计任务书 第一章 工艺流程的选择及示意图 第一节 概述 一、精馏操作在化工生产中的应用 在化工、石油、轻工等生产过程中，原料和中间产品有许多是由几具组分组成的液相均相混合物 (或称混合液、溶液 )，为了对某些组分进行提纯，或回收其中有用的组分，常需将混合液进行分离。精馏就是最为常用的分离方法之一。该设计中，用精馏的方法来分离乙醇和水的混合物。 二、精馏分离的依据 精馏是利用混合物中各组分挥发性不同这一性质，将混合物中各组分进行分离的单元操作。由于乙醇比水在同样的条件下更易挥发，因此，乙醇为 易挥发组分，水为难挥发组分。 第二节 设计方案的确定 一、 操作压力 精馏操作通常可在常压、加压、减压下进行，确定操作压力主要是根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。 一般来说，常压精馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压下操作。对于沸点低、常压下呈气态的物料必须在加压下进行蒸馏。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，适当地提高操作压力，可以提高塔的处理能力。但相对挥发度有所下降。对热敏性的物料和高沸 点物料常采用减压精馏操作，降低操作压力，组分的相对挥发度增加，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加和塔顶蒸汽温度的降低，且必须使用抽真空的设备，增加了相应的设备和操作费用。本设计为 3力下操作。 （不是常压吗，不需要抄一堆文字，应具体指出你选了哪种形式的操作压力，并说明原因） 二、加热方式 本设计的精馏塔采用间接蒸汽加热。 （同上道理，应说明选择的原因） 三、进料状态 进料的热状态指进料的 q 值， q 的定义为使每千摩尔进料变成饱和蒸汽所需的热量与每千摩尔进料的汽化潜热之比。进料状态主要有五种：冷进料、泡点进料、气、液混合进料、饱和蒸汽进料、过热蒸气进料等。其中泡点进料的操作比较容易控制，并且不受季节气温的影响；另外，泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造时也比较方便。所以本设计操作选择泡点进料 ,即 q=1。 四、热能利用 蒸馏过程的特性是重复地进行汽化和冷凝，因此，热效率很低，其蒸馏系统的热能利用问题非常重要。 五、工艺流程示意图 （全文所有的图应按顺序列成图 1、图 2在图下方注明： 图号 图名） 2 第二章 精馏塔的 工艺设计计算及结构设计 第一节 引言 精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质用的塔设备首先必须要能使气、液两相得到充分接触，以达到较高的传质效率。塔设备设计要具备下列各种基本要求： 1、 气、液处理量大，即当生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。 2、 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气、液负荷有较大范围的变动，仍能在较高的传质效率下进行稳定操作，并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 3、 流体流动的阻力少，可降低操作费用。 4、 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 5、 耐腐蚀 和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 6、 塔内的滞留量要小。（这段文字人人相同，能不能改进一下） 第二节 原始数据 原始液： 乙醇和水 的混合物 (全文所有的表应按顺序列成表 1、表 2在表上方注明： 表号 表名） 原料液处理量 h 原料液（含乙醇） 质量分数） 原料液温度 20 塔顶产品（含乙醇） 尔分率） 塔底残液（含乙醇） 尔分率） 操作压力 常压 热源条件 3 第三节 物料衡算 1、挥发度高的乙醇作为轻 组分在塔顶分出，挥发度低的水作为重组分在塔底分出。 2、乙醇的分子式为 子量为 的分子式为 3、将质量分率换算成摩尔分率 (我初步验算了一下，发现你的计算小数点后的数字有些出入，你是否自己从头到尾再仔细检查一下 ) 原料组成： 1 9 6 52 参考文献（ 4）下册 2 馏出液组成 ： 52 2 釜出液组成： 52 2 4、原料液摩尔流量 原料液平均分子量： 塔顶平均分子量： 3 0 1 塔底平均分子量： 8 2 4 1 17 3 M 、回流比的确定 （此处要一定画图才能求最小回流比，可用 不然不知数据从哪来） 根据乙醇 水溶液气液平衡数据，在常压下作（ 衡相图。作 X= D 直线与对角线相交于 a 点，过 a 点作相平衡曲线的切线，交轴于 b 点。此切线为精馏段操作线，)1/( m ( 参考文献（ 4）下册 ， 所有参考文献应注明页码 4 R R=(截距 b=1料液为泡点进料 q=1. 于是有回流比与板数的关系： (操作回流比也应作图得到，图应出现在设计书中，具体办法见设计课本 50页 ) 序号 倍数 R 截距 b 理论塔板数 N 1 2 2 7 3 5 4 3 5 2 任意选定以上表中的五种回流比， 作 从而选出合适的回流比 R=对应的理论塔板数 N=17块。 6、 原料的摩尔流量： hk m o 300 参考文献（ 4）下册 7、 列物料衡算方程式 参考文献（ 4）下册 8、 求解： 21 9 6 2 9、解得： D=h W=h 6、 7、 8、 9 可合成一点：物料衡算。 10、计算结果列于下表： (全文所有的表应按顺序列成表 1、表 2在表上方注明： 表号 表名） 组分 进料液 塔顶产品 塔底产品 进 料量 F （ h） 摩尔百分率馏出液 D（ h） 摩尔百分率釜液 W（ h） 摩尔百分率2 合液 1 1 第四节 塔温的确定 5 由于各操作阶段的乙醇和水的质量百分含量已确定，所以根据乙醇和水的质量百分含量，查得各组分的温度和密度： 温度 ( 什么温度 ?沸点？熔点？ ) 密度 塔 顶 乙 醇 的 摩 尔 分 率 ：X t （单位统一放在第一栏） 3/810 （单位统一放在第一栏） 进 料 的 乙 醇 摩 尔 分 率 ：X t （单位统一放在第一栏） 3/947 （单位统一放在第一栏） 塔 底 乙 醇 的 摩 尔 分 率 ：X t （单位统一放在第一栏） 3/964 （单位统一放在第一 栏） 8872 9648102 3 精精 64947 3 提提 全塔提精 第五节 塔板数的确定 (这里的图在哪？是手绘的吗，你的精馏段 16，提馏段只有 1，好像太离谱了，画图可能误差太大，我建议你用简捷法或 逐板计算法 ) 本设计采用图解法计算塔板数，（如附图一）直角梯级条件并不完全符合，会引起一定的误差，但具有简便的优点。图解法的步骤如下： 在 醇和水）的平衡线与 作 的垂线与对角线交于点 ),( DD 在 y 轴上定出点 )1/(,0 ,连结 出精馏段操作线； 作垂线与对角线交于点 )(ff ，过 q=1的 线与 交于点 d； 作垂线与对角线交于点 )(ww ，连接 画出提馏 段操作线； 从点 a 开始，在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，跨过 d 点后改在平衡线与提馏段操作线间画阶梯，直到到达或跨过垂线为止，所画的阶梯数就是所需理论斑层数 包括塔釜） 从附图和先前确定的最佳回流比 R=气液平衡相图上作得理论塔板数为 =17块，进料位置是第 16 块。 第六节 理论塔板数及进料位置的确定 （ 3） 全塔效率的计算（根据“奥康内尔的精馏塔效率关联图”来估算塔效率） 6 当 t=，查 乙醇水溶液气液平衡数据表，得 x 考文献（ 6）附表 3 5 1 5 0 5 4 0 5 1 5 ( )1( yx 参考文献（ 4）下册 当 t=，查乙醇水溶液气液平衡数据表，得 x 2 5 0 9 9 7 1 9 7 2. 0 9 ( )1( yx 因为在精馏塔内，当压力和温度的变化都比较小时，可取塔顶与塔底相对挥发度的几何平均值作为全塔的平均值相对挥发度，即 m 进料液在塔顶与塔底的平均温度下粘度： 查 t=时，乙醇粘度为： 52 水的粘度为： 2 173 96 查“奥康内尔的精馏塔效率关联图”得 =47 实际塔板数 p=7/6 块 参考文献（ 5） 实际加料板 :N=16/4 块，即第 34板为加料板。 取 塔板间距）为 塔的有效高度： P 36()1( 第七节 热量衡算 计算加热蒸汽量 参考文献（ 4）下册 (1). 原料液带入的热量 由于 t 从乙醇水混合物的热焓表，查得 / F / 6 0 8 2 (2). 回流液带入的热量 由于 从乙醇水混合物的比热表查得 )/( 7 3 5 2 (3). 塔顶蒸汽带出热量 V=kg V /2 9 7 2 8 8 7 5)16 3 2 5 ( (4). 塔釜液带出的热量可以近似按水记 查塔底温度下（Wt w=） 水的比热 ) 0 1 9 4 4 （ 5） . 加热蒸 汽用量 查饱和水蒸汽表， 饱和水蒸气的气化潜热为 g )( (h 计算冷却用水量 设冷却水进出口温度分别 201t 和 t 冷却用水量： 2 1 2 1( 1 ) ( ) ( 1 ) ( ) ( 1 . 6 3 9 5 1 ) 4 6 . 6 2 5 3 4 1 . 3 0 1 5 ( 1 1 5 7 . 1 2 . 4 8 7 8 . 9 )( ) ( ) 4 . 1 8 3 ( 7 8 . 9 2 0 )1 9 8 3 4 . 5 6 7 6 /V L V R I I D R I C t t C t tk g h 第八节 塔和塔板主要工艺尺寸设计 计算塔径时，根据适宜的空塔气速，求出塔的截面积即可求出塔径。 塔径 D 按各操作阶段的温度，分别查出 乙醇水溶液与蒸汽的密度：精馏段的平均密度 精馏段的平均密度 3/887 气相密度 3( /7 6 7 1 6 1 精） 提馏段的平均密度 3 /气相密度 (31 0 1 . 3 2 5 2 2 . 1 7 8 5 0 . 7 5 7 8 /8 . 3 1 4 ( 8 3 . 5 2 2 7 3 . 1 5 )k g 提 ）精馏段下流液量： 8 L=h 73 6 0 0 4 1 6 2 0 0 34 精馏段上升液量 : V=L+D=h 31 2 3 . 0 6 7 5 3 2 . 4 1 6 8 1 . 4 4 3 3 /3 6 0 0 3 6 0 0 0 . 7 6 7 8m s 液气动能参数为： )( 选取 0 ，查乙醇水溶液的表面张力表，由乙醇浓度为 83 %，查得 =m 参考文献（ 5） 最大允许气速 取安全系数为 适宜空塔速度为： u=s 由下式计算精馏段的塔径： T 9 6 1 8 4 3 参考文献（ 5） 按标准塔径尺寸圆整，取 D= 提馏段下流液量： 33 提馏段上升液量： 0 0 00 1 7 液气动能参数为： 0 9 8 )( 选取 0 ，查乙醇水溶液的表面张力，由乙醇浓度为 10%，查得 =m 参考文献（ 5） 9 最大允许气速 取安全系数为 适宜空塔速度为： u=s 由下式计算精馏段的塔径： T 6 3 5 0 6 0 0 0 按标准塔径尺寸和精馏段的塔径圆整，此精馏塔的塔径取 么 实际塔截面面积： 222 78 参考文献（ 5） 实际空塔速 度： 8 38 43 安全系数： 范围之间，合适。 （下表不规范，会让人看不懂，换个方式表达） 名称 单位 h m3/s V 第九节 浮阀塔的选定及工艺尺寸的确定 浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从 200 6400用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达 10m，塔高可达 80m，板数有的多达数百块。 浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它兼有了泡罩塔和筛板塔的特点： 、处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 20而接近于筛板塔。 、操作弹性大，一般约为 5筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。 、塔板效率高，比泡罩塔高 15%左右。 、压强小，在常压中每块板的压强降一般为 30 、液面梯度小。 、使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。 、结构简单 ，安装容易，其制造费约为泡罩塔的 60但为筛板的 120 所以本设计采用 阀。其基本参数： 阀孔直径 阀片直径 阀片厚度 最大开度 静止开度 阀质量 10 阀） 39 8 m 8.5 .5 2 34g 溢流装置 选用单流型降液管，不设进口堰。 （ 1） 降液管尺寸 取溢流堰长 即 图 2文献 (2)： 因此：弓形降液管所占面积 弓形降液管宽度 依式 2 ，即 3 参考文献（ 5） 3342 4满足要求 （ 2） 溢流堰 尺寸 由以上设计数据可求出： 溢流堰长： 采用平直 堰，堰上的液流高度可采用下式计算： 3/2)(参考文献（ 5） m m E 液流收缩系数，一般取 E=1。 11 精馏段： 7 9 3 0 0 34 8 1 4 9 3 W DL w 查液流收缩系数图，得 E= (溢流堰高： 5 2 6 7 6 降液管底隙高度： 4 6 6 2 6 提馏段： 9 6 1 0 0 33 2 9 8 9 6 1 DL E= (提馏的段溢流堰高： 4 2 4 7 5 降液管底隙高度： 0 3 6 4 2 4 wo 合生产要求，采用平直堰。 （ 3） 浮阀数及排列方式 浮阀数 工业实验结果表明：阀孔临界动能因数一般为 1290 F。取 110 F，阀孔气速为： 精馏段： 5 5 3 7 1/00 参考文献（ 5）提馏段： 6 3 6 7 1/00 符合生产要求，既 110 精馏段：)( 参考文献（ 5） 12 提馏段：)( 查资料 得单液流 1型塔板某些参数如下表： 参考文献 （ 5） 塔 径 D/ 截 面积 2m 板 间 距 离m 弓形降液管 降 液 管 面 积2m )/( A % 堰长wL/14 堰宽50 1000 00 浮阀的排列 按所设定的尺寸画出塔板，并在塔板的鼓泡区内依排列方式进行试排，确定出实际的阀孔数。 已知 ,.1 选取无效边缘区宽度破沫区宽度 由式（ 2算鼓泡区面积，即 )a r c s 2 222 a 参考文献（ 5） )(2/ r c s i n (180 )a r c s i n (2浮阀阀孔的排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的空心距 t=75等腰三角形的高度为： 精馏段： a 0 6 6 2 6 2 参考文献（ 5） 提馏段： a 重新核算以下的参数： 阀孔气速： 精馏段：(02200 参考文献（ 5） 13 提馏段：(02200 动能因数都在 9合适。 塔板开孔率： 精馏段： 3)(/ 200 参考文献（ 5） 提馏段： 7)(/ 200 开孔率在 10%间，合适。 空塔气速： 精馏段： 5 5 6 1 提馏段： 1 2 0 1 即适宜的空塔气速 u=s。 阀孔总面积： 精馏段： 20 1 1 1 1 5.0 提馏段： 20 0 7 9 9 1 (其中， 7 8 0 6 第十节 水利学计算 一、 降液管内液面高度 H m m m。 20)(153.0 精馏段： 24 4 6 6 5 14 提馏段： 23 验算式： 一般物质系统取 、气相通过塔板的压降 m m m m 干板压降 全开前 : 全开后：0精馏段： 全开前 : 全开后： 20 提馏段： 全开前 : 全开后： 20 精馏段： 0 7 3 2 6 15 提馏段： 1 7 5 2 4 降液管液泛校核： 精馏段：,符合降液管液泛要求。 提馏段： ,符合降液管液泛要求。 三、液体在降液管内停留时间 应保证液体在降液管内停留的时间大于 3S，才能使得液体所夹带气体的释出。前面已计算出液体在降液管内停留时间为 和 都大于 5s,可见，所夹带气体可以释出。 四、雾沫夹带量校核 参考文献（ 5） %1 0 0 0%,1 0 01 3 61 0 0 11 中C 流径长度（ m） , , 精馏段 ： 0 2 9 4 7 77 6 7 1 提馏段 ： 0 2 8 1 7 57 5 7 6 由于是正常系统，根据表（ 2物性系数 K=液泛负荷因数图，得： 精馏段 ： C 提馏段 ： C 16 则有：精馏段： %8 2 4 9 3 60 2 9 4 041 F % F %满足 %75651 F (小塔 ) 提馏段： % F % F 满足 %75651 F (小塔 ) 即没有雾沫夹带现象出现。 五、严重漏液较核 当阀孔得动能因数0 时将会发生严重漏夜，前面已计算出 F ，可见不会发生严重漏夜。 第十一节 浮阀塔的操作性能图 一、 气体负荷下限线（漏夜线） 此线表示不发生严重漏夜现象地最底气相荷，对于 重阀，因动能因数 50 发生严重漏夜，故取 50 54)( 20m 参考文献（ 5） 精馏段： 54)( 3220m i n 提馏段： 54)( 3220m i n 二、过量雾沫夹带线 根据前面过量雾沫校核可知，对于小塔，取液泛点 F=设计可采用下列公式 : F 其中C 精馏段： 1 17 m a x 提馏段： 0 4 1 7 1 1 7 m a x 由最高点便可以绘出提馏段的雾沫夹带线。 三、液相负荷下限线 对于平直堰，其堰上液层高度 就可作出液相负 荷下限线。 m i l 则可求出 精馏段： ( 342/3m i n 提馏段： ( 342/3m i n 四、液相负荷上限线 若低过此限线，不能保证板上液流的均匀分布。 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3s，取 作为液体在降液管中停留时间的下限，则： 0 0 3 6 1 5 2 3m a x 五、液泛线 操作点若在此线上方，将会引起液泛。 根据下式可求出可在操作范围内任取若干点，从而绘出液泛线。 3/222 参考文献（ 5） 18 精馏段：)1(3/202220202525计算出 a,b,c, 3/222 4 3 1 6 0 77 0 7 提馏段：)1(3/202220202525计算出 a,b,c, 3/222 9 1 5 4 3 36 6 9 在操作范围内任意取若干上式可求出相应的果列于下表。 精馏段： 3/ 3/ 馏段： 3/ 3/ 回流比不变的操作情况下，作出操作性能图，并作出操作线。 六、操作弹性： 精馏段： 4 1 2 3 8 a x 提馏段： a x 19 第十二节 塔的附属设备计算 一、塔顶冷凝器的选择 参考文献（ 3） 1、热负荷计 算 4 24 1 7 1 5 2 62 9 7 2 8 8 2、估算传热面积 23)( 估3、水量的计算在前面已经计算，得出的结果为： 选择列管式冷凝器。 三、确定塔体各接管 1、蒸汽管 24d塔顶蒸汽出口直径， u气体速度 常压下， u 取 10 40 之间，取 u=20m/s, 按加压下操作计算： p /20120 取 50 D 外 2586S=4、回流管 由泵输送， u 取 1 2 之间，取 u= 4 取 0 D 外 466 S=3、进料口 u 在 1 之间，取 u=s 5 0 0 9 0 7 取 0 D 外 35 6 S=印到此） 20 4、塔釜液出口 其中： 3 取 0 D 外 65 6 S=置 公称直径 径 D, 管壁厚 S, 顶蒸汽出口 250 258 4 回流管 40 46 3 进料口 30 35 十三节 板式塔结构设计 一、 塔的总体结构 塔设备往往以每一层塔板为一节，然后由法兰连接。 基本结构包括吊柱，气体出口管，除沫装置，回流管，进料管，人孔，保温圈，壳提体，塔板，气体人口管，裙座，出料管等。 二、塔体的主要尺寸 （抄了一堆书，但没写每一项具体选了什么值，总高如何得到的） （ 1）塔顶空间高度 塔顶空间高度的作用是安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中液滴夹带，必要时还可节 省泡沫装置。塔顶空间高度 般取 径大时可适当增大。 （ 2）塔板间距 塔板间距 大小于液汽和雾沫夹带有密切关系。板间距大，可允许气流速度较高，塔径可小些；反之，所需的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利，安装检修方便，但会增加塔的造价，因此， 适当选择。本设计取 400(3) 开有人孔的板间距 人孔直径一般为 450设有人孔的上下两塔板间的间距 大于或等于 600孔数目 于易结垢，结焦的物料，因需经常清洗，每隔 4塔板就要开一个人孔；对于无需经常清洗的清洁物料可每隔 8板设置一个人孔；若塔板上下都可拆卸，可隔 15 块板设置一个人孔。 （ 4）进料板空间高度 进料段空间高度 决于进料口的结构型式和物料状况，一般 ，有时要大一倍。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲实施，如防冲板，入口 堰，缓冲管等，保证这些实施的安装。 21 （ 5）塔底空间高度 塔底空间高度 有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有 10保证塔底料液不致于排完。若塔的进料设有缓冲时间的容量，则塔底容量可较小。对于塔底产量大的塔，塔底容量也可取小些，有时仅取 3于易结焦物料，塔底停留时间则应按工艺要求而定， 可按储量和塔径计算。 （ 6）塔体总高度 由下式计算： )2( 式中： H H H 实际塔板数； S 人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间人孔） 本设计的塔体总高： H=18800 三、塔板结构 塔板在结构方面要求有一定的刚度，维持板的水平 ，塔板之间应有一定的密封性，以避免气体，液体走短路，塔板适应方便安装或拆卸等。 当塔径在 700间，属于小塔，可采用整块式塔板，本设计采用单流塔板。整块式塔的塔体分成若干段塔节，塔节与塔节之间用法兰连接。每个塔节中安装若干块叠置起来的塔板。塔板与塔板之间一段管子支承，并保持所需要的板间距。 （ 1）结构型号 塔板结构由整