乙醇-正丙醇连续筛板式精馏塔的设计方案

1 乙醇 案 流程的设计及说明 1 设计思路 蒸馏方式的确定 蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，精馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却等设备，蒸馏过程按操作方式不同可分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程，连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主，间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合小规模，多品种或多组分物系的初步分离。本次设计采用连续筛板精馏塔，常压精馏。 2 装置流程的确定 （ 1）物料的储存和输送 在流程中设置原料罐，产 品罐及离心泵。原料可泵直接送入塔内，使程序连续稳定的进行。 （ 2）参数的检测和调控 流量，压力和温度是生产中的重要参数，必须在流程中的适当位置装设仪表，以测量这些参数。同时，在生产过程中，物料的状态。加热剂和冷却剂的状态都不可能避免的会有一些波动，因此必须在流程中设置一定的阀门。 （ 3） 冷凝装置的确定 本设计采用塔顶全凝器，以便于准确地对控制回流比。 （ 4）热能的利用 精馏过程是组分多次部分汽化和多次部分冷凝的过程，耗能较多，因此选择适宜的回流比使过程处于最佳条件下进行，可使能 耗至最低。 3 操作条件的确定 (1) 操作压力的选取 本次设计采用常压操作。除热敏性物料外，凡通过常压精馏不难实现分离要求，并能利用江河水或循环水将镏出物冷凝下来的系统。 (2)加料状态的选择 本设计选择 q=1时进料，原因是使塔的操作稳定，精，提镏段利用相同塔径，便于制造。 (3) 加料方式 蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。 (4)回流比的选择 一般经验值为 m ( 。本设计采用 R ， 初步设定后经过流体力学验算，负荷条件，故选择合理。 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 塔顶冷凝温度不要求低于 30，工业上多用水冷 (5)板式塔类型的选择 本次设计采用连续筛板式精馏塔 4 设计方案的确定 （ 1）满足工艺和操作要求（ 2）满足经济上的要求，安全生产，保护环境。 5 流程示意图 2 3 第一章 精馏塔的物料衡算计算 馏塔的物料衡算 底产品的摩尔分数 进料组成 (26塔顶产品组成 (26底产品组成 26= 物料衡算原料处理量 加料量 F=100h 总物料衡算 F=D+W 醇物料衡算 100 D W 联立解得 D=h , W=h 本实验任务为分离乙醇 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入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 板数的确定 对挥发度的确定 因为乙醇 正丙醇可视为理想物系，故塔的平均相对挥发度的确定可运用安托因方程和拉乌尔定律。 Ap o (双组份理想溶液相对挥发度的计算： 乙醇及正丙醇的 （ 1 采用试差法：假定一 入公式 ( 出 ，再将计算得到 ，代入到公式（ ，计算出相应的 计算得到的 假定 时可得到相应的 值。 计算结果见表： 乙醇 A=丙醇 A=4 （ 1 论板 数的确定 因为塔顶塔底相对挥发度相差不大，故可以按下式计算 平衡方程中相对挥发度 0 7 则平衡方程为： 7 7 (1 由于泡点进料， q=1，在最小回流比的条件下，过对角线上（ 做垂直于x 轴 的 竖 直 线 与 平 衡 线 的 交 点 即 为 ),(ee Fe 4 i n xy 取回流比 1 6 m i n （ 1） 精馏塔的气、液相负荷： hk m o 6 7 91 1 hk m o hk m o 1( hk m o ( （ 2） 求操作线方程 精馏段操作线方程 塔顶产品 塔底产品 进料液 x x x t t t 5 提馏段操作线方程 （ 3）逐板法求理论板层数 塔顶为全凝器： 111 78.2 x 2 x y x 精馏段 ： y x y x y x 4)115( 不包括再沸器 ) 其中精馏段为 6块， 提留段为 8块， 第七块为进料板 塔效率 （ 6 1t WD 根据安托因定律： Ap o ap 4 06 查文献得 的黏度为 sm ( 由经验式可得： 全塔效率： % 4 际板层数的求取 精馏段实际板层数 1 2 7 第二章 塔的物性数据计算 作压力的计算 塔顶操作压力 00 层塔板压降 p=0.7 料板压力 k 0 塔釜压力 k p 2 0 精馏段平均压力 k p 提馏段平均压力 k 092 塔顶温度 进料板温度 塔底温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度 均摩尔分数的计算 由 xD=入平衡方程得 相： k m o M /液相： k m D M / 第七块为进料板 相： k m o M /液相： k m D M / 由塔底 相： k m o M /5 3 3 60 3 液相： k m D M / 精馏段平均摩尔质量： 8 气相： k mo F M /液相： k mo F M /提馏段平均摩尔质量： 气相： k mo W 液相： k mo W 均密度的计算 由理想气体状态方程计算，即 精馏段气相平均密度 3/7 6 36 1 1 9 4 提馏段气相平均密度 3/1 3 32 0 1 5 液相平均密度依下式计算 1 ； 塔顶液相平均密度的计算 由 查手册得 A =B =顶液相质量分数计算 A3/2 1 44 3 91 7 3/8 2 m 进料板液相平均密度的计算 由 ,查手册的 A =B =料板液相质量分数计算 2 4 9 62 9 62 9 A 9 3/3 7 56 1 77 6 02 4 m 塔底液相平均密度的计算 由 查手册得 A =B =底液相质量分数计算 A 3/8 6 90 9 09 8 10 1 m 精馏段液相平均密度 3/ 提馏段液相平均密度 3/ 液相平均表面张力依下式计算 （ 2 t A D m 3 080 m / m / ( 11 料板液相平均表面张力的计算 t F A M 0 090 名称 60 80 90 100 乙醇 丙醇 10 F B m 0 090 1 2 9 0 ( 77 t W A m 0 01 0 0 m / W B m 0 01 0 0 m / 8 1 1 4 ( 1515 精馏段液相平均表面张力 提馏段液相平均表面张力 相平均黏度的计算 液相平均黏度依下式计算 顶液相平均黏度的计算 （ 2 名称 60 80 90 100 乙醇 丙醇 t A D m 4 9 3 080 m / B D m 6 1 3 080 m / sm p ( 11 t A F m 4 0 0 090 11 B F m 5 2 0 090 sm p ( 77 t A W m 3 6 0 04 0 01 0 0 m / B W m 4 4 0 05 2 01 0 0 m / sm p 4 6 1 7 ( 1515 精馏段液相平均黏度 精馏段液相平均黏度 12 第三章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 径的计算 相体积流率为 2 7 0 0 2 9 03 6 0 0 3 0 0 2 0 0 0 0 3 由 m a x ,式中 20( ,的横坐标 0 4 0 0 2 1 取板间距 上液层高度 查图得 校正到表面张力为 0( p m a x , a x 取安全系数为 空塔气速为 0 4 D s 2 4 按标准塔径圆整后 D=1.4 m 塔截面积为 42 539.1 m 实 际空塔气速为 相体积流率为 LL 13 史密斯关联图的横坐标为 0 7 8 2121 查图得 校正到物系表面 m. C 0 6 7 09 6 6 9 0( 2 5 70 6 7 a x 空塔气速为 m a x s 按标准塔径圆整后 D=1.4 m 塔截面积为 4222 53 实际空塔气速为 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 13()1( 1 提馏段有效高度为 17()1( 2 在进料板上方设两个人孔，其高度为 精馏塔的有效高度为 板主要工艺尺寸的计算 流装置计算 应塔径 D=选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： 堰长 取 2 溢流堰高度 hw=用平直堰，堰上液层高度 32)(1 0 0 084.2 近似取 E=1，则 精馏段 000 2 14 提馏段 000 2 取板上清液层高度 0 提馏段 m 精馏段 m 弓形降液管宽度 f 由 弓形降液管的参数图， 得 故 7 依下式验算液体在降液管中停留时间，即 精馏段 t 提馏段 故降液管设计合理 降液管底隙高度 精馏段取 s，提馏段取 s，则 精馏段降液管底隙高度 3 0 提馏段降液管底隙高度 3 0 精馏段 3 7 提馏段 ow hh 故降液管底隙高度设计合理。 15 选用凹形受液盘，深度 50 塔板布置 塔板的分布 因 D 1400塔板采用分块式。查塔板分块数表得 塔径 00 1200 16001400 20001800 24002200 塔板分块数 3 4 5 6 塔板分为 4块。 边缘区宽度的确定 取安定区宽度 W ,边缘区宽度 开孔区面积计算 开孔区面积 )a r cs 0(2222a 2 故 2222 r c s i mA a 筛孔计算及其排列 苯 选用 =3筛孔直径 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t=3 5=15 孔数目 n = 2 t A 开孔率为 %55(20 o， 每层塔板的开孔面积 21 1 1.0 精馏段气体通过筛孔的气速 s /4 提馏段气体通过筛孔的气速 s /0 6 4 8 板的流体力学验算 板压降 干板阻力 干板阻力依下式计算 16 )()(0 5 00 由 d，查干筛孔的流量系数图得 馏段干板阻力为 提馏段干板阻力位 气体通过液层的阻力 气体通过液层的阻力依下式计算 1 精馏段 u )/( 查充气系数关联图 故 3 8 1 2 7 3 00 提馏段 )/( 查充气系数关联图 故 l 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由下式计算 04 17 精馏段液体表面张力阻力 L 0 0 2 0 9103 1 0 提馏段液相表面张力阻力 L 0 0 1 0 气体通过每层塔板的液柱高度 ： 精馏段气体通过每层塔板的液柱高度 提馏段气体通过每层塔板的液柱高度 气体通过每层塔板的压降依下式计算 精馏段气体通过塔板压降 k p 提馏段气体通过 塔板压降 k p 面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且通过计算，次塔德塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 液沫夹带可依下式计算： )(hH 5 精馏段液沫夹带 1 8 液 /馏段液沫夹带 0 1 4 5 2 09 6 漏液 对筛板塔，漏液点气速可依下式计算： /)m i n,0 精馏段漏液点气速 0 2 0 5 实际孔速 18 0 1 9 5 实际孔速 0u 精馏段稳定系数 4 故在本设计中无明显漏液。 泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 )( 乙醇 ，则 精馏段 提馏 段 1 9 3 9 而板上不设进堰， 20 )(153.0 hl lh w 精馏段 0 0 96 提馏段 dh 3 精馏段 1 2 0 9 8 3 ( wT 提馏段 1 2 8 4 ( wT 故在本设计中不会发生液泛现象。 板负荷性能图 液线 由 /)m i n,0 0 s ， ， 32)(1 0 0 19 得 /)(1 0 0 5 200m i n, 整理得： 精馏段 323 7 0 i n, V 提馏段 i n, V 在操作范围内，任取几个 上式计算出 ，计算结果列于下表： 馏段 馏段 此表数据即可作出漏液线 由 (hH 由 u )( ， 32)3 6 0 0(1 0 0 084.2 w l 近似取 E=1， 馏段 327 6 2.0 提留段 327 6 1.0 20 精馏段 提馏段 6 09 6 整理得： 精馏段 ss 提馏段 ss 在操作范围内，任取几个 上式计算 算结果列于下表： 馏段 馏段 212 此表数据即可作出液沫夹带线 相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 2 取 E=1，则 精馏段 000 3m i n, 提馏段 000 3m i n, 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 相负荷上限线 以 4 4 精馏段 a x, 提馏段 a x, 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 泛线 令 ， ， ， Ll 0 ， 21 联立得 11 00 3/23 )(近似取 E=1， ， 精馏段 3/23/23 084.2 22204 7 6)0 3 5 1 5 3.0 h 222 )(051.0 整理得： 3/2 提馏段 : 3/23/23 7 0 2 0 0(1084.2 153.0 222 )(051.0 整理得： 322 在操作范围内，任取几个 上式计算出 ，计算结果列于下表： 馏段 馏段 此表数据即可作出液泛线 根据以 上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图 ,如图所示： 22 筛板的上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查的： 精馏段 ， 提馏段 ， 故精馏段的操作弹性为 8 8,1m in,m a x, 提馏段的操作弹性为 in,m a x, 23 第四章 热量衡算 前已算得：塔顶温度 塔底温度 进料板温度 热介质的选择 常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气，本设计用饱和水蒸汽作为加热介质，原因水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。 却剂的选择 常用的冷却剂