乙醇—水混合溶液连续精馏塔项目设计方案

1 乙醇 水混合溶液连续精馏塔 项目设计方案 第一章 设计方案的确定 述 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的应用。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。 本设计任务为分离乙醇一水混合物，由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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至储罐。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。 本原理 在化工、轻工、石油等生产过程中，混合物的分离是生产过程中的重要过程。原料和中间产品有许多是由几个组分液相组成的均相混合物，为了对某些组分进 2 行提纯或回收其中的有用组分以达到生产的目的，通常需要对混合物进行分离，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作，它通过加热造成气、液两相物系，利用物系的各组分挥发度不同的特性以实现分离的目的。当混合物中各组分的挥发度相差不大，而又有较高的分离要求时，宜采用精馏。由于乙醇比水在同样的条件下更 容易挥发，所以本设计采用精馏，其中乙醇为易挥发组分，水为难挥发组分。 定设计方案原则 总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点： (1) 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。 (2) 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 (3) 保证生产安全 生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。 计步骤 板式精馏塔的设计大体按以下步骤进行： (1) 确定设计方案； (2) 平衡级计算和理论塔板的确定； (3) 塔板的选择； (4) 实际板数的确定； (5) 塔体流体力学计算； (6) 管路及附属设备的计算与选型； 3 (7) 撰写设计说明书和绘图。 计方案的内容 设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（多组分体系）、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、余热利用的方案、安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。限于篇幅，仅对其中一些内 容作些阐述，其他内容可见参考文献。 作压力 塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则： (1) 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于 能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷 冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。 (2) 考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。 (3) 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。 本设计是分离乙醇和水的混合物，由于两者都是液体，因此操作压力可以确定为常压，即是常压精馏。 热方式 塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发 度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。但由于直接蒸汽加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组 4 分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。间接加热方式的优点是可以提供足够的热量，而且不会稀释釜内溶液的浓度。本次设计采用间接加热。 料状态 进料状态有 5种，可用进料状态参数 q 值来表示。进料为过冷液体： q 1；饱和液体（泡点）： q 1；气、液混合物： 0 q 1； 饱和蒸气（露点）： q 0；过热蒸气： q 0。 q 值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量 D 和进料量 F 的比值 D/F 有关；对于低温精馏，不论 D/F 值如何，采用较高的 q 值为经济；对于高温精馏，当 D/F 值大时宜采用较小的 q 值，当 D/F 值小时宜采用 q 值较大的气液混合物。如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断： (1) 进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度，可节省高温热源时，对进料预热有利，但会增加提馏段的塔板数； (2) 当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，对进料预冷有利。 泡点进料时的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。本次设计以泡点进料方式进料。 流比 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 D 一定时， 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。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面 3 种方法之一来确定回流比。 (1) 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定； (2) 先求出最小回流比 据经验取操作回流比为最小回流比的 5 倍，即 R（ ） (3) 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= ，塔板数为； R 板数从无限多减至有限数； 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。上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。 能利用 精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的 95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约 5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔 顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。 艺流程示意图 (1)精馏流程总图 6 图 1馏流程总图 (2)原料液的物流走向图 注： 1、 2、 3、 图 1 7 (3)全凝器内物流的走向图 注：全凝器内物料走壳程，冷却水走管程。 图 1(4)再沸器内物流的走向图 注：再沸器内加热蒸汽走壳 程，物料走管程。 图 1第二章 精馏塔的工艺设计计算 计任务和条件 （一）设计任务 ： 试 设计一连续浮阀精馏塔以分离 乙醇 水 混合物。具体工艺参数如下： 1、乙醇水混合物，含乙醇 15 %（质量），温度 控制在接近饱和温度 ; 2、产品：馏出液含乙醇 81 %（质量），温度 控制在接近饱和温度 ;按间接蒸汽加热计 ; 3、塔底出料 : 塔底液含乙醇 %（质量） 4、生产能力：年产酒精（指馏出液） 40000 吨 8 5、热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为 艺计算 馏塔的物料衡算 底产品的摩尔分数 乙醇的摩尔质量： M 乙 =46kg/的摩尔质量： M 水 =18kg/ 6 45 6/6 25 6/ 9 000 391 6/底产品的平均摩尔 质量 k m /8 0 6 4 5 6 4 5 k m / k m o /1 0 0 0 3 9 1 5 0 0 3 9 1 5 原料处理量 0 0 0 0 0 0 h 总物料衡算 . F 0 0 0 3 9 1 5 解得： F=h， W=h 式中 物料衡算结果如下所示 表 2料衡算表 进 出 项目 数量（ h） 项目 数量 (h) 进料 F 品 D 底出量 W 计 塔板数的确定 10 对于乙醇 水溶液的物系，可用图解法求理论塔板数。 （ 1） 由手册查得乙醇 水溶液气液相平衡数据 (见下表 )， x y x y x y 0 0 1 （ 2） 回流比的确定 先求出最小的回流比，然后再确定实际的回流比大小。 利用公式：xy 因为是饱和液体进料，故Fq =q 线方程与平衡线方程的交点坐标记为（qq ，在图上通过平衡数据画出平衡线、对角线与 q 线方程，然后在图上通过已知坐标 出 即可确定坐标 （qq 为（ 然后代入公式为xy ， 操作回流比可以最小回流比的 ，本次设计取 ，代入数据得 实际回流比为 R= （ 3） 求精馏塔的气、液相负荷 h/k m o 11 h/k mo 1( 由于进料方式为泡点进料，故： h/k mo h/km o （ 4） 精馏段操作线方程为 11y D 代入数据化简为（ 5） 提馏段操作线方程为 0 0 1 4 代入数据并化简得 (6)理论塔板数的求解 采用图解法求理论板层数，如图所示。求解结果为 总理论板层数 （不包括再沸器） 精馏段理论板层数 =2 提馏段理论板层数 =6（包括进料板） 12 进料板位置 N 的求取 （ 1）操作温度 的计算 塔底组成 顶组成 x 根据乙醇 水汽液平衡数据可得： 塔底温度 塔顶温度 平均温度 2 （ 2）粘度的计算 在，查得 则 （ （ 3）相对挥发度计算 ，乙醇的饱和蒸汽压为 水的饱和蒸汽压为 ，乙醇的饱和蒸汽压为 105水的饱和蒸汽压为 46顶相对挥发度 水乙醇底相对挥发度 水乙醇均相对挥发度 2 5 （ 4）塔板总效率的计算 根据 )( ，求得 2 2 （ 5）实际塔板数 精馏段实际板层数 精N 13 提馏段实际板层数 踢 精 +N 提 =4+12=16 第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 作压力 塔顶操作压力 (常压 ) 每层塔板压降 进料板压力 1 塔底压力 16( 1w 精馏段平均压力 22/1 2 11m ）（提馏段平均压力 72/1 2 48 2 12m ）（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、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度 D 进料板温度 塔底温度 W 精馏段 平均温度 提馏段平均温度 全塔平均温度 92 均摩尔质量 由 查平衡曲线得 x 。 m o D k/5 0 2 5 66 2 5 14 k m D / 2. 进料板混合物平均摩尔质量计算 由图解理论板得 x 查平衡线得 F k m ol/ 4 5 4 5 ）（k m o l/ ）（ 0 0 0 3 9 1 x 。 m o W /0 1 0 0 3 9 1 60 0 0 3 9 1 k m o W /0 0 0 8 0 0 0 60 0 0 0 k m o l/ ）（M k m o l/ 0 ）（k m o l/ 0 0 8 ）（k m o l/ 5 ）（M 均密度 精馏段平均密度： 液相密度M由流体力学与传热附录二和 机液体相对密度共线图可得水和乙醇在不同温度下的相对密度。（设 A 为乙醇， B 为水） 塔 顶 液 相 平 均 密 度 。 由 t ， 查 手 册 得 ， 3/ 3/ 塔顶液相质量分数 ， 15 3/ m 进料板平均密度 。 由 t ，查手册得 3m/ ， 3m/ 进料板液相质量分数 ， 3m m/ 精馏段平均密度 3m1 m/ 72/ 26 0 1 ）（L 塔底液相平均密度。 由 t，查手册得， 。 3m/ 3m/ 9 9 ， 5 3/ 9 m 提馏段平均密度 3m2 m/ ）（L 气相密度 1）塔顶： 3/73( （ 2）进料板：3/73( （ 3）塔釜：3/6 4 7 3(3 1 1 1 （ 4）精馏段平均气相密度： 3111m( /1 0 3(3 1 6 2 精）（ 5）提馏段平均气相密度： 16 3222m( /8 1 3(3 1 1 5 7 提）体平均表面张力 液相平均表面张力计算公式 x x ， t ，查得 ，- ， - m / 2 5 5 进料板液相平均表面张力：由 F ， F ，查得m/- ， m/- m/ 6 4 5 4 5 塔 底 液 相 平 均 表 面 张 力 ： 查得- ， - m / 0 0 3 9 1 5 0 3 9 1 5 精馏段平均表面张力： m/3L F ）（ 提馏段平均表面张力： m/3L F ）（ 体粘度 : tD tF （ ） 醇（ ） 上表的数据可以分别计算粘度得： 17 4 1 2 5 4 5 3 2 2 6 4 5 8 4 5 0 0 3 0 3 液相负荷量： 精馏段 ： L=h/ V=(R+1)D=h/精精精精提馏段 ： h/k m o h/k m o 提提提提第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 径的计算 由传热传质过程设备设计 182 可知，适宜的空塔气速与最大气速和所取的安全系数有关： ，故先确定空塔气速。 1、 精馏段： (/( ）（）（）精精 因为计算得到的 裙座壁厚取 7 基础环内径： 3 1 4300721 6 0 0 基础环外径： 9 1 4300721 6 0 0 圆整得： 400 , 000 ；基础环厚度，考虑 到腐蚀余量取 18虑到再沸器，裙座高度取 角螺铨直径取 用 49 由下式计算： )2( 式中： H H H 实际塔板数； S 人孔数目 本设计 1500450700H 、 1500=16 则塔体的总有效高度： 2 5 03 0 0 01 2 0 07003445012161 5 0 0)2( 1）（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。 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。 塔板结构由分块式塔板，塔板圈和带溢流堰的降液管组成。塔板圈的高度一般取 70不得底于溢流堰的高度。塔板圈与塔体内壁的间隙，一般为10料支承圈用 8钢做成，其焊接位置随填料层数而异，一般 50 可取 30 本设计采用弓形降液管和溢流堰的结构，在最下层塔板的降液管的末端设有液封槽。 在分块式塔板结构中，为了便于往塔节筒体内安装塔板，塔板于塔壁间需有一定的间隙，为了防止气体由此处通过，必须将此间隙密封起来。选用压圈的型号为 6682个塔板上所需的螺柱数量于塔板数相同。螺柱布置应尽量均匀，并应避开降液管。 定距管支承结构是先将 3支座焊在塔壁上，用定距管和拉杆把塔板紧固在塔体上，定距管除了支承塔板外，并起保持塔板间距的作用。本设计采用焊接的支座。 为了便于在塔节内装拆塔板，常在塔板上焊上两个吊耳。 当人不能进入筒体内安装和清晰洗，能安装手孔。 兰 由于常压操作，所有的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 进料管接管法兰： 49流管接管法兰： 49顶蒸汽出料管接管法兰： 49液排出管法兰： 49汽进气管接管法兰： 49要符号说明表 主要符号说明 51 板开孔区面积， m2 hW 进口堰高度， m 液管截面积， m2 与克服表面张力的压降相当 的液柱高度， m 液柱 孔总面积， d 降液管内清液层高度， m 截面积， P 人孔处塔板间距， m 量系数，无因次 板间距， m C 计算时的负荷系数， 长， m 相负荷因子， m/s (m3/s 孔直径， m n 筛孔数目 D 塔径， m 论板层数 沫夹带量， )/ ) P 操作压力， T 总板效率，无因次 P 压力降， 气相动能因子， (s*) 体通过每层筛板的压降， 0 筛孔气相动能因子，(s*) t 筛孔的中心距， m 口堰高度， m u 空塔气速， m/s 口堰与降液间的水平距离 ,m 体通过筛孔的速度， m/s 干板压降相当的液柱高度，m 液柱 u0,液点气速， m/s 液体流过降液管相当的液柱高度， m u0 液体通过降液管底隙的速度，m/s 板上鼓泡高度， m (m3/s 板上液层阻力相当的液柱高度， m 液柱 缘无效区宽度， m 上清液层高度， m 形降液管宽度， m 52 液管的底隙高度， m 沫区宽度， m 上液层高度， m Z 板式塔的有效高度， m 充气系数，无因次 筛板厚度， m 液体在降液管内停留时间， s 粘度 ， s 密度， kg/ 表面张力， N/m 开孔率，无因次 下标 大的 小的 L 液相的 V 气相的 参考文献 1. 夏清，陈常贵编 . 化工原理（上、下册） 津大学出版社， 2. 蔡纪宁，张秋翔编 . 化工设备机械基础课程设计指导书 . 北京：化学工业出版设， 3. 申迎华，赫晓刚编 . 化工原理课程设计 . 北京：化学工业出版设， 4. 伍 钦 ，梁坤编 . 化学工业出版设 . 北京：化学工业出版设， 5. 沈文霞编 . 物理化学核心教程（第二版） . 北京：科学出版社， 2009 6. 马江权，冷一欣 . 化工原理课程设计 . 北京：中国石化出版社， 2009 结束语 做这个课程设计虽然花费了我很多的时间与精力，但是通过做这个课程设计，我也学会了很多东西。学会课本上的知识并不难，难的是把它运用到实际的生产中。然而在设计的过程中，我们的理论知识也得到了进一步的巩固，进一步加深了对理论知识的了解。 做设