乙醇—水体系精馏装置设计方案

1 乙醇 水体系精馏装置设计 方案 一、绪论 课程设计是“化工原理”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基础知识去解决某以设计任务的一次训练，在整个教学计划中起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几方面要求学生加强训练。 （ 1） 查阅资料选用公式和收集数据的能力。 （ 2） 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作上的劳动条件和环境保护的正确设计思路，在这种设计思路的指导下去分析和解决实际问题的能力。 （ 3） 迅速准确的进行工程计算和计算机 绘图的能力。 课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力、进料状况、加热方式及其热能的利用。 （ 1） 操作压力 精馏常在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。一般来说，常压精馏最为简单经济，若无聊无特殊要求，应尽量在常压下操作。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却费用。在相同的塔径下，适当提操作压力还可以提高塔德处理能力。所以我们采用塔顶压力为 行操作。 （ 2） 进料状况 进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作也比较好控制。此外，泡点进料时，精馏段和提馏的塔径相同，设计制造比较方便。 （ 3）加热方式 精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。 （ 4）热能的利用 精馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有 5%左右被利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的。但其位能较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用作低 2 温热源，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后在用于加热釜液。 计题目 乙醇 水体系精馏装置设计 计任务及条件： （ 1）、进料含乙醇 40，其余为水（均为质量分数，下同） （ 2）、生产乙醇含量不低于 92； （ 3）、塔顶易挥发组分回收率为 99； （ 4）、生产能力 195000吨年 92%的乙醇产品，年开工 7920小时 （ 5）、操作条件： a、低压蒸汽加热； b、塔顶压力： 4压强 ） c、进料热状态：泡点进料； d、回流比：R=1.8 e、单板压降 : 计内容： （ 1） 、精馏塔的物料衡算； （ 2）、塔板数的确定； （ 3）、精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 ； （ 4）、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （ 5）、塔板的主要工艺尺寸设计计算 （ 6）、塔板的流体力学验算 （ 7）、塔板的负荷性能图 （ 8）、精馏塔结 管尺寸计算 （ 9）、对本设计的评述或有关问题的分析讨论 计成果工艺 （ 1）、设计说明书一份 （ 2）、 计图纸包括：流程图、精馏塔工艺条件图。 3 二、塔的工艺计算 料衡算 0 2 M 乙醇 =46g/M 水 =18g/F=18/6/=D=18/6/=W=n,D= h =+ n,n, 由 式可知 =h =1792.6 h 表 1 物料衡算数据记录 F 2391.8 h h 1792.6 h 4 论及实际塔板数的确定 乙醇水溶液的x ,( y )t/乙醇水溶液的 （ 1）求最小回流比 操作回流比 R 。 取 延长交于 图读出 y=最小回流比计算式得： k = = 1操作回流比 m （ 3）求理论板数 精馏段操作线为 y 常规 27（包括再沸器），其中精馏段理论板数为 22层，提馏段为 5层，第 12 层为加料板。 全塔效率 依式 根据塔顶、塔底液相组成查图 1，求得塔平均温度为 ,该温度下进料液相平均黏度为： 3 3 3 9 62 故 实际塔板数 N 精馏段 提馏段 馏塔塔径的计算 A. 查的有关乙醇与水的安托因方程： 乙醇 :533 l g (6 水：074 l g (代入将得： 进行试差，求的塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度： (1) 塔顶：1 ， （ 2）进料板压力：aF 5 进料板： 8 试差得 （ 3）塔釜压力：aW 0 塔釜： 4 差得 求得精馏段和提馏段的平均压力和温度： 精馏段：提馏段： 3 am 22 0 摩尔质量的计算： 塔顶：L D 进料板：L 塔釜：L W 精馏段平均摩尔质量： k m o m o 提馏段的平均摩尔质量： 7 k m o m o 25. 1）气相平均密度的计算：精馏段气相平均密度计算： 3/73( 提馏段平均密度计算：3/ 3(3 1 2 2）液相平均密度计算： 依式 1 （ 为质量分数） 塔顶 进料板 9 3 塔底 89 9 9 90 0 0 故精馏段平均液相密度为 31 提馏段平均液相密度为 32 68 D液体平均表面张力的计算 液体平均表面张力按下式计算：Lm i 由化工原理（第三版，化学工业出 版社，王志魁）附录二十 8 则精馏段平均表面张力为 51 提馏段平均表面张力为 52 液体平均黏度的计算按下式计算： lg m i 由化工原理（第三版，化学工业出版社，王志魁）附录十 则精馏段平均液相黏度 馏段平均液相黏度 . 气液负荷计算： 精馏段气液负荷计算 hk m o 1( m o 提馏段气液负荷计算 hk m o 61)1(/ 9 22/ hk m o 塔径 D 参考板间距与塔径的关系表，初选板间距 ，取板上液层高度为 ，故 T 。 （ 1）按精馏段计算： )( 2121 查 联图得 式 20( 校正到物系表面张力为 ，即 0(m a 取安全系数为 m a x 故 s （ 2）按提馏段计算： )( 2121/ 查 联图得 0 20( 校正到物系表面张力为 的 C ，即 22/ h 3/ 0 00 2 10 取安全系数为 , m a x/ 故 s 根据精馏段和提馏段的分别计算，按标准，将塔径圆整为 提馏段的空塔气速为 流装置计算 溢流堰长即 提馏段与精馏段 出口堰高（ 1） 精馏段： 由 查液流收缩系数计算图，知 E 为 依式32)( ，得 mh 2 4 0 2 故 2 5 4 （ 2） 提馏段： 由 11 查图知 ，所以 3 6 0 2 故 1 3 6 液管 (1)降液管高度和截面积 精馏段与提馏段的 由 查弓形降液管的宽度与面积图，得 故 222 f 由式 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 （大于 合要求） （大于 合要求） (2) 降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速0u为 依式0计算降液管底隙高度 （ 1） 精馏段 8 5 （ 2） 提馏段 故降液管底隙高度设计合理。 12 板布置 （ 1） 取边缘区宽度 安定区宽度 （ 2） 依式 )(s 1222 a 计算开孔面积。即 21222 12.0(s i mA a 其中 2 塔板布置图从略。 筛孔数 n 与开孔率 取筛孔的孔径正三角形排列，一般碳钢的板厚 为 取 0.3孔中心距 。 依式3101158 计算塔板上的筛孔数 n ，即 孔1 8 1 6 01 1 5 8 2 3 n 孔 依式2)( 计算塔板上开孔区的开孔率 ，即 （在 55 范围内） 每层塔板上的开孔面积为： 23 5 1.0 精馏段气体通过筛孔的气速为： 提馏段气体通过筛孔的气速为： 塔的有效高度 Z 精馏段： )122(1 提馏段： )15(2 塔高计算 13 三、流体力学验算 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降） 高度气体通过筛板压强降相当的液柱干筛孔的流量系数图，得 84.0()(，得 精馏段： 提馏段： 图查取板上液层充气系数 55.0o依式得 提馏段： 图查取板上液层充气系数 55.0o依式，得 2 7 c. 克服液体表面张力压强降相当的液柱高度h 14 依式oL 4 ，可得 精馏段： 0 4 0 6 提馏段： 0 5 0 故精馏段： 5 9 0 4 0 7 7 单板压强降 KP 7 60 5 9 0 （设计允许值） 提馏段： mh p 0 7 5 7 单板压强降 K （设计允许值 液的验算 由式 ) 5 ，得 精馏段： 6)0 0 4 0 5 筛板的稳定系数 ) 4)0 0 5 0 5 筛板的稳定系数 ) 沫夹带量 验算 依式 (hH ，得 精馏段： 15 0 5 3 液 / 液 / 提馏段： 0 3 7 液 / 液 / 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 )(。依式，得 精馏段： 22 )0 8 5 1 5 1 5 h mH d 9 0 取 ，则 1 2 2 5 1 8 8 故 )(，在设计负荷下不会发生液泛。 提馏段： 取 ，则 8 9 故 )(，在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏塔的塔径及各工艺尺寸是合适的。 作性能负荷图 沫夹带线 依式 (hH ， 式中 16 )3600(l 精馏段： 近似取 2 ，故 32323 7 9 2 0 0( 取雾沫夹带极限值 /，已知 得下式： 整理得： V （ 1） 在操作范围内，任取几个（ 1）式计算出相应的 Ls(m3/s) 10101010s(m3/s) 表中数据在V 图中做出精馏段雾沫夹带线（ 1）。 提馏段： 近似取 2 ，故 32/32/3 )( 取雾沫夹带极限值 /，已知 ， 得下式：36 )( 整理得： 32/ )(V （ /1 ） 在操作范围内，任取几个 /（ /1 ）式计算出相应的 / m3/s) 10101010s/(m3/s) 17 依表中数据在 /V 图中作出提馏段雾沫夹带线（ /1 ）。 泛线 联立与 )(，得 )(近似取 ,.1 由式323 )3 60 0(l ，得 32323 4 6 0 0( 由式，得 （ 1）精馏段： 2222 0 0 0 7 0 0 5 )(0 5 )(0 5 1.0 3232 故 322322 由式2)(h ，得 22 53.0 将 2 下式 232322 .0 整理得下式： 3222 2 2 （ 2） 在操作范围内取若干式（ 2）计算于下表中，依表中数据作出精馏段液泛线（ 2）。 Ls(m3/s) 10101010s(m3/s) 2）提馏段： 32/32/2/2/)()( 18 )(0 0 0 3 9 8 0 0 0 3 9 8 将 2 下式： 2/32/32/2/ )(.0 整理得下式： 32)/( （ /2 ） 在操作范围内取若干 /式（ /2 ）计算 /于下表中，依表中数据作出提馏段液泛线（ /2 ）。 m3/s) 10101010s/(m3/s) 液相负荷上限线 取液体在降液管中停留时间为 5s，由式 m 得 s 3m a x, （ 3）或（ /3 ） 液相负荷上限线（ 3）或（ /3 ）在V 或 /V 坐 标图上为与气体流量无关的垂直线，所以精馏段与提馏段相同。 液线（气相负荷下限线） （ 1）精馏段： 由 m i n,32 , 代入漏液点气速式 ) ，得 2m i n, 39.0 m ，代入上式并整理，得 19 32m V （ 4） 此即精馏段气相负荷下限关系式，在操作范围内任取 n 个（ 4）式计算相应的于下表中，依表中数据作精馏段气相负荷下限线（ 4）。 Ls(m3/s) 10101010s(m3/s) 2）提馏段： 由m i n,32 , 代入漏液点气速式，得 (2/ m i n, 将 239.0 代入并整理，得 32/ m )( V （ /4 ） 此即提馏段气相负荷下限关系式，在操作范围内任取 n 个 /依（ /4 ）式计算相应的 /于下表中，依表中数据作提馏段气相负荷下限线（ /4 ）。 m3/s) 10101010s/(m3/s) 液相负荷下限线 取平堰、堰上液层高度 006.0式 ,)3 60 0(1 00 2m in,l 取 ，则 32m ) 0 0(1 0 0 6.0 整理上式，得 3m （ 5）或（ /5 ） 20 依此值分别在V 图及 /V 图上作精馏段及提馏段液相负荷下限线（ 5）及（ /5 ）。 V 图和 /V 图分别为精馏段和提馏段负荷性能图。各图中 5条线包围区域为塔板操作区， /,操作点， /,操作线。 （ /）与线（ 1）（线（ /1 ）的交点相应的气相负荷为, （ /）与气相负荷下限线（ 4）（线（ /4 ）的交点相应气相负荷为, 可知本设计精馏段塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制；提馏段塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。 21 精馏段的操作弹性 in,m a x, 提馏段的操作弹性 m m a x, 四、浮阀塔工艺设计结果 项目 符号 单位 计算数据 精馏段 提馏段 各段平均压强 Pm 段平均温 度 tM 均流量 气相 Vs m3/s 相 Ls m3/s 际塔板数 N 块 19 4 板间距 HT m 的有效高度 Z m 径 D m 塔气速 u m/s 板液流形式 单溢流 单溢流 溢流装置 溢流管形式 弓形 弓形 堰长 lw m 高 hw m 流堰宽度 Wd m 底与受液盘距离 ho m 上清液层高度 hL m 径 do 5 孔间距 t 5 15 孔数 n 个 19877 19877 开孔面积 Ao 孔气速 uo m/s 板压强降 Pp 体在降液管中停留时间 s 液管内清液层高度 Hd m 沫夹带 eV 荷上限 雾沫夹带控制 雾沫夹带控制 负荷下限 漏液控制 漏液控制 气相最大负荷 Vs,m3/s 相最小负荷 Vs,m3/s 作弹性 22 五、 精馏塔附属设备的设计 精馏塔的附属设备包括蒸汽冷凝器、产品冷却器、再沸器（蒸馏釜）或直接蒸汽鼓泡管、原料预热器、塔的连接管、高位槽及 泵等，此操作是采用直接蒸汽加热，在此着重介绍塔顶回流冷凝器及直接蒸汽鼓泡管 (蒸汽喷出器 )。 （ 1） 塔顶回流冷凝器 塔顶回流冷凝器通常采用管壳式换热器，有卧式、立式、管内或管外冷凝等形式。按冷凝器与塔的相对位置区分，有整体式、自流式和强制循环式。对于小型塔，冷凝器一般位于塔顶，可采用整体式或自流式，其优点是蒸汽压强降较小，可借改变气升管或塔板位置调节位差以保证回流与采出所需的压头，并且可以节省安装面积。当塔的处理量很大或塔板数很多时，若回流冷凝器置于塔顶将造成安装、检修等诸多不便，且造价高。可将冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流，在冷凝器和泵之间需设回流罐，即为强制循环式。此设计处理量较大，所以应选取强制循环式塔顶回流冷凝器。 （ 2） 蒸汽喷出器 塔采用直接蒸汽加热时，釜中应安装蒸汽喷出器，使加热蒸汽均匀分布于釜液中。其结构一般为环形蒸汽管，管的下面和侧面适当开一些小孔供蒸汽喷出。小孔直径一般为 3 10心距为孔径的 5孔总面积应为加热蒸汽管横截面积的 内蒸汽速度为 20s。一般对于黏度较大的流体，流速应取得小些；对于黏度小的流体，可采用较大的流速。加热蒸汽管浸入釜中 液层至少 保证蒸汽与溶液有足够的接触时间。此设计采用直接蒸汽加热，所以应安装蒸汽喷出器。乙醇 水体系黏度较大，故应注意采用较小的流速。 六、 结论 根据以上的设计计算可知，此精馏塔塔径为 ，全塔效率为 58%。精馏段需塔板 19层，提馏段需塔板 4层，第 20层为加料板。精馏段塔的有效高度为 板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制，其操作弹性为 馏段塔的有效高度为 ,塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制，其操作弹性为 外在流程确定方案选择上，本设计尽可能的 减少固定投资，降低操作费用，以期提高经济效益。由于任务书上规定的生产任务长期固定，故采用连续精流流程。精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。 塔顶蒸气采出后进入全凝器，利用循环水降低温度使之由气体变成液体，然后被送到回流罐，一部分利用重力回流返回塔中。因为化工厂中一般均有厂房，这样比泵回流节约费用。另一部分作为塔顶产品到冷凝器中，用水冷却至室温后进入储罐中。塔釜液采出后送至蒸汽发生器，对水蒸汽进行加热。充分利用热能，可节约能源。 同时，利用直接蒸汽加热方法分离甲醇 水的混合物可 以省掉再沸器，达到节能的目的，所以经济上较合理，并且可以实现稳定操作。综合以上设计结果可知，此设计中选择的各项工艺操作条件均符合要求，能够使精馏过程达到预期效果。 精馏在实际生产中，由于其操作条件、塔的性能、辅助设备的性能和上、下游工序操作条件的变化以及公用工程物流的改变等，均会导致精馏塔操作的波动，影响塔的分离效果，以致产品达不到设计指标。此时，需要工程技术人员从错综复杂的诸多影响中抓住关键因素，通过对塔操作中出现的种种非正常现象的分析，认识发生故障的原因，对故障进行及时、正确的诊断，并提出排除故障的正确 方案和有效措施，以尽快排除故障，恢复正常生产，这是企业稳定生产的基本保证。此次设计虽然仅是一次应用所学理论的基本练习，但也是实际操作的一个缩影，所以在此对影响精馏塔操作的几个关键因素进行讨论。 23 （ 1）进料热状态对精馏操作的影响 进料热状态参数 q 的大小影响提馏段气、液相流量，所以进量热状态必影响提馏段的操作。 当进料流量、组成一定，并规定分离要求及操作回流比 着进料状态参数 q 的减小，进料携带热量随之增加。由于系统的热量衡算的约束，提馏段气相流量随之减小。若q 值下降幅度较大，如 q1,必将导致提 馏段分离能力下降。所以，对设计型问题，应增加理论板数或提高回流比，重新设计精馏塔。对于操作型问题，可调节回流比或改变进料位置，同时应核算塔的分离能力是否满足分离要求。 （ 2）进料位置对精馏操作的影响 在精馏塔的设计中，在一定回流比条件下，如果在最佳位置进料，则达到相同的分离要求所需理论板数最少。所以，在实际塔的操作中，如果将进料位置调至适宜位置，则可使分离程度进一步提高。或在最佳位置进料，要维持相同的分离程度，还可使回流比减小，从而降低了精馏分离过程的能耗。由于进料的流量、组成及热状态是恒定的，而塔内从上至 下的各理论板上气液平衡状态是渐变的，亦存在一定组成、温度等参数的分布，当原料进到某一块板上时，势必由于进料与塔板上体系的组成及热状态存在差异，造成塔板上返混。差异越大，返混越严重。为此，选择一热力学状态与进料最接近的塔板作为进料板，才是所求的最佳进料板。根据经验选择液相关键组分的比与进料的关键组分比最接近的塔板作为进料板是最适宜的。 （ 3）回流比对精馏操作的影响 回流比是一重要的设计和操作参数，直接关系到投资和操作费用的大小，影响生产成本。当设备费用较高时，应适当加大回流比以降低塔高，但塔径又有所增 大。反之，则增加塔板数，减小回流比，以增加投资的代价来降低过程的操作费。因为增加理论板数、减小回流比，完成相同的分离要求时，每块板上的温度、浓度变化将减小，过程热力学的不可逆程度减小，从而使有效能损失减小，精馏塔的能耗下降。因此应根据经济核算确定适宜（最优）回流比，精馏操作的设备费和操作费最小时所对应的回流比即为适宜的回流比 R，但其准确值较难确定，初步设计时根据经验，一般取 R=（ （ 4）操作压力对精馏操作的影响 操作压力对精馏塔所用热源及冷剂品位影响较大，而低温冷剂较难获取，其 成本常高于热源成本，因此应尽可能避免使用高品位的冷剂。通常选常压操作，如果常压操作时，塔顶蒸气的露点低于常温，则应适当提高塔的操作压力，使塔顶蒸气露点升至常温以上，采用冷却水就能将塔顶蒸气全部冷凝，此压即为适宜的操作压力。但是，压力提得过高，将导致设备投资增加过大，所以应权衡操作费用和设备投资，选择