分离乙醇—水混合液的筛板精馏塔课程设计.doc

课题名称： 系 别：专 业：学 号：姓 名：指导教师：时 间： 摘 要本次任务是要求设计能够分离乙醇水混合液的筛板精馏塔，本设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的各种要求，得出了精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸，能够保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高，对于我们第一次接触到这种设计任务，是一种很好的锻炼。目录摘 要2第一章 设计方案简介5第二章工艺流程图及说明7第三章 塔板的工艺计算83.1 精馏塔全塔物料衡算83.2 乙醇和水的物性参数计算83.2.1温度83.2.2密度93.2.3混合液体表面张力113.2.4相对挥发度123.2.5混合物的粘度123.3理论塔板和实际塔板数的计算12第四章 塔体的主要工艺尺寸计算154.1塔体主要尺寸确定154.1.1塔径的初步计算154.1.1.1气液相体积流量计算154.1.1.2精馏段塔径计算154.1.1.3提馏段塔径计算164.1.2溢流装置计算174.1.2.3弓形降液管宽度和截面积184.2 筛板的流体力学验算194.2.1气相通过浮阀塔板的压降194.2.2淹塔20精馏段20提馏段214.2.3物沫夹带21精馏段21提馏段224.2.4漏液点气速224.3塔板负荷性能曲线234.3.1物沫夹带线234.3.2液泛线234.3.3液相负荷上限244.3.4漏液线244.3.5液相负荷下限24第五章 板式塔的结构275.1塔总高的计算275.1.1塔的顶部空间高度275.1.2塔的底部空间高度275.1.3人孔275.1.4 裙座275.1.5筒体与封头285.2.1进料管285.2.2回流管295.2.3塔底出料管295.2.4塔顶蒸汽出料管295.2.5塔底进气管305.3法兰30第六章 附属设备的计算326.1 热量衡算326.2附属设备的选型336.2.1再沸器336.2.2塔顶回流冷凝器346.2.3、塔顶产品冷凝器346.2.4、塔底产品冷凝器346.2.5、原料预热器356.2.6、蒸汽喷出器35第七章 设计评述36第一章 设计方案简介在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,本次课程设计是筛板塔。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本次课程设计是分离乙醇水二元物系，在此我选用连续精馏筛板塔，筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修；另外还具有操作弹性小；结构简单抗堵。 本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。而先进的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。由于这是第一次课程设计，水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望老师指出，以便订正。第二章工艺流程图及说明首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇与水的分离。 冷凝器塔顶产品冷却器乙醇储罐乙醇 回流原料原料罐原料预热器精馏塔 回流 再沸器 塔底产品冷却器水的储罐水第三章 塔板的工艺计算3.1 精馏塔全塔物料衡算F:进料量(kmol/s) XF:原料组成D:塔顶产品流量(kmol/s)XD:塔顶组成W:塔底残液流量(kmol/s)XW:塔底组成XF= 20462046+8018 =0.089109XD= 90469046+1018 =0.778846Xw= 846846+9218 =0.032907总物料衡算 F=D+W易挥发组分物料衡算 F XF=D XD+W XW日生产能力（处理）联立以上三式得F=0.1506kmol/sD=0.0110kmol/sW=0.1390kmol/s3.2 乙醇和水的物性参数计算3.2.1温度 常压下乙醇水气液平衡组成与温度的关系温度T液相中乙醇的摩尔分率%气相中乙醇的摩尔分率%1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.389186.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943利用表中数据由内差可求得tF tD tW tF :（9.66-8.90）+ 89.0 =88.29 tD:（89.43-77.43）+ 78.41 =78.21 tW:（72.1-3.29） + 95.5 =90.70 精馏段平均温度:=83.25 提留段平均温度:=88.4953.2.2密度已知:混合液密度: 混合气密度:塔顶温度: tD=78.21气相组成yD: yD=80.750%进料温度: tF=88.29气相组成yF: yF=42.256%塔底组成: tW=90.70气相组成yw: yw=0.2273 %(1)精馏段液相组成x1:气相组成y1:所以 (2)提馏段液相组成x2:气相组成y2:所以由不同温度下乙醇和水的密度,内差法求tF tD tW下的乙醇和水的密度温度T,708090100110,KG/M3754.2742.3730.1717.4704.3,KG/M3977.8971.8965.3958.4951.6tF=88.29 tD=78.21 tW=97.70 所以 3.2.3混合液体表面张力 由内差法求得在tF tD tW下的乙醇和水的表面张力乙醇表面张力：温度，2030405060708090100110，m N/m22.321.220.419.818.81817.1516.215.214.4水表面张力温度，020406080100，m N/m75.6472.7569.6066.2462.6758.91乙醇表面张力 CF=16.36mN/m CD=17.30mN/m CW=16.13mN/m 水表面张力 wF=59.55mN/m wD=62.99mN/m wW=58.65mN/m塔顶表面张力 D=23.90mN/m原料表面张力 F=53.91mN/m塔底表面张力 w=56.55mN/m(1)精馏段的平均表面张力 1=(23.90+53.91)/2=38.905mN/m(2)提馏段的平均表面张力：2=（56.55+53.91）/2=55.23mN/m3.2.4相对挥发度由 xF=8.9% yF=58.41% 得由 xD=77.88% yD=80.75% 得由 xW=3.29% yw=22.73% 得(1)精馏段的平均相对挥发度提馏段的平均相对挥发度3.2.5混合物的粘度 =83.25 查表，得水=0.34155mpas, 醇=0.3969mpas =88.495 查表，得水=0.32205mpas, 醇=0.42837mpas精馏段粘度：1=醇x1+水(1-x1)=0.39690.2631+0.34(1-0.2631)=0.35611 mpas提馏段粘度: 2=醇x2+水(1-x2)=0.39690.05411+0.309(1-0.05411)=0.32780 mpas3.3理论塔板和实际塔板数的计算回流比的确定：绘出乙醇水的气液平衡组成，即t-X-Y曲线图， 由上图知，点a与纵轴的截距为0.41，即为 XDRmin+1 值XD=0.7788,最小回流比Rmin=0.8995操作回流比R=1.5Rmin=1.349理论塔板数的确定：图解法求解： YC = XD R+1 =0.331,易做得提馏段、精馏段和q线的操作线，作图如下：由图知，理论塔板数: 精馏段需NT1 = 10块，提馏段需NT2 = 3-1=2块。实际塔板数确定：由奥康奈尔公式全塔所需实际塔板数：块精馏段实际板数：提馏段实际板数：进料板位置第22块板。第四章 塔体的主要工艺尺寸计算4.1塔体主要尺寸确定4.1.1塔径的初步计算4.1.1.1气液相体积流量计算（1）精馏段 质量流量： 体积流量：（2）提馏段 质量流量： 体积流量： 4.1.1.2精馏段塔径计算 由u=(安全系数)Umax,安全系数=0.60.8，Umax= 横坐标数值： 取板间距：Ht=0.45m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.54m查下图可知C20=0.089 ,取安全系数为0.7 ，则空塔气速按标准塔径圆整后为=0.9m塔截面积为实际空塔气速为4.1.1.3提馏段塔径计算 横坐标数值： 取板间距：Ht=0.45m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.39m 查图可知C20=0.08 , 取安全系数为0.7 ，则空塔气速 按标准塔径圆整后为=0.9m塔截面积为实际空塔气速为综上：塔径D=0.9m，选择单流型塔板，截面积精馏段有效高度提馏段有效高度全塔的有效高度Z=9.0+1.35=10.35m4.1.2溢流装置计算4.1.2.1堰长 对单流型，一般 取=0.72D=0.648m4.1.2.2溢流堰高度（出口堰高） 选择平直堰 堰上层高度 又 查下图得E=1.03 塔板上清液层高度 在此取精馏段 提馏段 4.1.2.3弓形降液管宽度和截面积由查得， 溢流中间降液管宽度则验算降液管内停留时间 精馏段： 提馏段：停留时间5s，故降液管可使用4.1.2.4溢流堰宽度 4.1.3塔板设计4.1.3.1塔板分布 本设计塔径D=0.9m 采用分块式塔板4.1.3.2 浮阀的选型：F1Q-4B型阀片厚度1.5mm，阀重24.6g，塔板厚4mm.4.1.3.3浮阀数目与排列 (1)精馏段 取阀孔动能因子F0=12. 则孔速 每层塔板上浮阀数目为浮阀排列方式采用顺排方式，t/d0应尽可能在34的范围内，在此取同一个横排的孔心距t=0.120m（） 塔板开孔率 (2)提馏段 取阀孔动能因子F0=12. 则孔速 每层塔板上浮阀数目为 塔板开孔率4.2 筛板的流体力学验算4.2.1气相通过浮阀塔板的压降气体通过塔板时，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Pp可由 和计算式中 hc与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱； hl与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱； h与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱。 精馏段(1)干板阻力 因u01u0c1 故(2)板上充气液层阻力取 则(3)液体表面张力所造成的阻力=0.047+0.025+0.00049=0.0725m单板的压力降： 精馏段平均压强：提馏段（1）干板阻力 因u02u0c2 故（2）板上充气液层阻力取 则（3）液体表面张力所造成的阻力=0.042+0.025+0.00062=0.0676m单板的压力降提馏段平均压强：4.2.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度，即精馏段(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 (3) 则取，已选定 则可见所以符合防止淹塔的要求。 提馏段(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 板上液层高度 则取，已选定 则可见所以符合防止淹塔的要求。可见所以符合防止淹塔的要求。4.2.3物沫夹带精馏段 板上液体流经长度：板上液流面积：取物性系数，泛点负荷系数图泛点率为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。 提馏段 取物性系数，泛点负荷系数图泛点率为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。 4.2.4漏液点气速当气相负荷减小或踏板上开孔率增大，通过筛孔或阀孔的气速不足以克服液层阻力时，部分液体会从筛孔或阀孔中直接落下，该现象称为漏液。漏液导致办效率下降，严重时将使塔板上不能积液而无法操作。漏液气速指的是漏夜现象明显影响办效率时的气速。当阀孔的动能因子F0低于5时会发生严重漏液，故漏液点的空速可取F0=5的相应孔流气速：精馏段： ，故不会发生严重漏液。提馏段： ，故不会发生严重漏液。4.3塔板负荷性能曲线4.3.1物沫夹带线 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 0.8= 整理得： 即 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出 提馏段 0.8= 整理得： 即在操作范围内任取两个值算出 精馏段Ls (m3/s)0.00050.0006Vs (m3/s)1.3021.299提馏段Ls (m3/s)0.0010.002Vs (m3/s)1.5631.5314.3.2液泛线 精馏段 整理得： 提馏段 整理得：在操作范围内任取若干个值，算出相应得值： 精馏段Ls1 (m3/s)0.00010.00020.00040.0006Vs1 (m3/s)1.9411.9321.9181.906提馏段Ls2 (m3/s)0.00010.0010.0020.003Vs2 (m3/s)2.5852.6502.6922.7214.3.3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4.3.4漏液线 对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则(1) 精馏段 (2)提留段4.3.5液相负荷下限 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 取E=1.0 3 则由以上15作出塔板负荷性能图由上图可知：精馏段：气相最大负荷气相最小负荷提馏段：气相最大负荷气相最小负荷第五章 板式塔的结构5.1塔总高的计算5.1.1塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为1200mm。 5.1.2塔的底部空间高度 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20min。釜液上方的气液分离空间高度取1.5m。5.1.3人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔68块塔板才设一个人孔，需经常清洗时每隔34块塔板才设一个人孔.本塔中共25块板，需设置3个人孔，每个孔直径为400mm，人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，取人孔所在板增至800mm。5.1.4 裙座裙座高度应考虑的问题包括：1.底部接管的高度和出入孔的位置2.塔底抽出泵的灌泵液位3.塔底再沸器热虹吸循环或强制循环的要求4.检修方便5.减压塔底液封要求6. 支撑应力要求设计时一般取裙座高度为1.5-2m，本塔为常压操作，取裙座2m.进料所在板的板间距由450mm增至550mm或600mm。5.1.5筒体与封头5.1.5.1筒体 由D=0.9m 选钢板材料为：GB 3274 则，100%探伤， 取壁厚为3mm5.1.5.2封头 封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用标准椭圆形封头，由公称直径D=2600mm ，取壁厚为3mm得曲面高度，直边高度。塔总高：5.2接管5.2.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下 查标准系列选取经计算，实际流速u=0.401m2/s5.2.2回流管采用直流回流管 取 查标准系列选取5.2.3塔底出料管取 直管出料查标准系列选取5.2.4塔顶蒸汽出料管直管出气 取出口气速 查标准系列选取5.2.5塔底进气管 采用直管 取气速 查标准系列选取5.3法兰公称直径/mm法兰外径/mm螺栓孔中心圆直径/mm螺栓孔直径/mm螺栓孔数/mm螺纹/mm法兰厚度/mm法兰内径/mm法兰重量/kg进料管100210170184M16181103.41塔顶蒸汽管107550114M1012150.36塔底出料管107550114M1012150.36塔底进气管80190150184M1618912.94回流管5057140144M1216591.51 由于常压操作，所以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、回流管接管法兰、塔底出料管法兰、塔釜蒸汽进气法兰都采用HG/20592-97钢制管法兰用聚四氟乙烯包覆垫片第六章 附属设备的计算6.1 热量衡算 0的塔顶气体上升的焓HvtD温度下，即 78.21 =30温度下 tw温度下，即 90.70 tD温度下，即 78.21 0的塔顶气体上升的焓Qv 塔顶以0为基准温度由78.21到30的热量变化温度由99.70到30的热量变化回流液的焓HR塔顶馏出液的焓HD 因馏出口与回流液口组成一样，所以冷凝器消耗的热量QC进料口的热量QFt温度下，即 88.29 =25温度下 塔釜残液的焓QW6.2附属设备的选型6.2.1再沸器塔釜热损失为10%, 则设再沸器损失能量Q损=0.1QB加热器实际热负荷再沸器的选型：选用饱和水蒸气加热，传热系数取K=2926J/(m2.h.oC) 料液温度： 水蒸气： 加热水蒸气的汽化热：r=2259.5 kJ/kmol水蒸气的用量m水= QB/ r=查表得水蒸气温度为t=120取k=650（w/m2k）则再沸器的传热面为:由 其中Cp=4.187Kj/(kg.h)得A=147 m2 选取型号为：G.CH800-6-706.2.2塔顶回流冷凝器有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001500)本设计取K=700)=2926)出料液温度：冷却水温度： 逆流操作：t1=58.21 t2=43.21 选用设备型号：G500I-16-406.2.3、塔顶产品冷凝器出料液温度：冷却水温度： 逆流操作：t1=43.21 t2=10 选用列管式换热器。6.2.4、塔底产品冷凝器出料液温度：冷却水温度： 逆流操作：t1=64.91 t2=10 选用列管式换热器。6.2.5、原料预热器原料液由25加热到88.29，假设加热蒸汽进口温度为130，出口温度为60，逆流冷凝，取传热系数取K=700)=2926)加热蒸汽温度： 原料液温度：逆流操作：t1=35 t2=45.03 选用U型管换热器。6.2.6、蒸汽喷出器蒸汽喷出器可用蒸汽喷射式泵。第七章 设计评述课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是 这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我的逻辑思维能力。此次设计学到的真的很多。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导和同学的帮助，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用。在此次设计过程中，知道了查取数据及取合适数据的重要性，在选取设备时都是需要不断地核算，核算是否符合生产要求及其安全要求，才能选出适合的设备。在计算过程中需及其的认真，某个地方错了可能就得全部重来算一遍。当然在进行设计时分析、思考是很关键的，如何计算，选用何种计算公式都得通过认真思考。本次设计心得有以下几点：尽可能保证数据的来源具有一定的可靠性；各公式计算时单位的要求及加和时单位的一致性；需计算数据多、计算的繁琐都需要有一定的耐心和细心；计算的公式特别多，各符号代表的意义及对应的数据一定要清晰准确。精馏塔工艺设计计算结果总表项 目符 号单 位计 算 数 据精馏段提馏段各段平均压强109.483（绝压）113.948（