分离乙醇和水精馏塔设计说明书.doc

1 分分离离乙乙醇醇和和水水精精馏馏塔塔设设计计说说明明书书 1 设计方案确定 筛板塔板上开有许多均布的筛孔 孔径一般为 3 8mm 筛孔在塔板上作正三角形排布 筛板塔的优点是 结构简单 造价低廉 气压降小 板上液面落差也较小 生产能力及板 效率较高 气流分布均匀 传质系数高 缺点 操作弹性小 筛孔小易发生堵塞 不利于 黏度较大的体系分离 2 塔型选择 根据生产任务 若按年工作日根据生产任务 若按年工作日 300 天 每天开动设备天 每天开动设备 24 小时计算 小时计算 产品流量为产品流量为 由 由 于产品粘度较小 流量较大 为减少造价 降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响 于产品粘度较小 流量较大 为减少造价 降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响 提高生产效率 选用浮阀塔 提高生产效率 选用浮阀塔 3 操作压力 精馏可在常压 加压和减压下进行 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考虑的般来说 常压蒸馏最为简单经济 若物料无特殊要求 应尽 量常压下操作 对于乙醇 水体系 在常压下已经是液态 且乙醇 水不是热敏性材料 在常 压下也可成功分离 所以选用常压精馏 因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及 设备费用的增加 尤其是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 因此 本设计选择常压操作条件 4 进料方式 进料状态有多种 但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中 这样一来 进料 温度就不受季节 气温变化和前道工序波动的影响 塔的操作就比较容易控制 此外 泡 点进料时精馏段与提馏段的塔径相同 设计制造均比较方便 2 因此 本设计选择泡点进料 5 加热方式 精馏段通常设置再沸器 采用间接蒸汽加热 以提供足够的热量 若待分离的物系为某种组 分和水的混合物 往往可以采用直接蒸汽加热的方式 但当在塔顶轻组分回收率一定时 由于蒸汽冷凝水的稀释作用 可使得釜残液中的轻组分浓度降低 所需的理论塔板数略有 增加 且物系在操作温度下黏度不大有利于间接蒸汽加热 因此 本设计选用间接蒸汽加热的方式提供热量 6 热能的利用 精馏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 被有效的利用 塔顶蒸气冷凝放出 大量的热量 但其位能低 不可能直接用来作塔釜的热源 但可作低温热源 或通入 废热锅炉产生低压蒸气 供别处使用 或可采用热泵技术 提高温度再用于加热釜液 采用釜液产品去预热原料 可以充分利用釜液产品的余热 节约能源 因此本设计利 用釜残液的余热预热原料液至泡点 7 回流方式 泡点回流易于控制 设计和控制时比较方便 而且可以节约能源 但由于实验中的设计需要 所需的全凝器容积较大须安装在地 面 因此回流至塔顶的回流液温度稍有降低 在本设计中 为设计和计算方便 暂时忽略其温度的波动 8 实验方案的说明 1 本精馏装置利用高温的釜液与进料液作热交换 同时完成 进料液的预热和釜液的冷 却 经过热量与物料衡算 设想合理 釜液完全可以把进料液加热到泡点 且低温的釜液 直接排放也不会造成热污染 3 2 原料液经预热器加热后先通过离心泵送往高位槽 再通过 阀门和转子流量计控制 流量使其满足工艺要求 3 本流程采用间接蒸汽加热 使用 25 水作为冷却剂 通入 全凝器和冷却器对塔顶蒸 汽进行冷凝和冷却 从预热器 全凝器 冷却器出来的液体温度分别在50 60 40 和 35 左右 可以用于民用热澡水系统或输往锅炉制备热蒸汽的重复利用 4 本设计的多数接管管径取大 为了能使塔有一定操作弹性 允许气体液体流量增 大 所以采取大于工艺尺寸所需的管径 图 2 1 流程图 2 2 选塔依据 根据生产任务 若按年工作日 300 天 每天开动设备 24 小时计算 产品流量 4 为 由于产品粘度较小 流量较大 为减少造价 降低生产过程中压降和塔板 液面落差的影响 提高生产效率 选用浮阀塔 2 3 设计思路 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 完成乙醇和水的分离 1 精馏方式的选定2 操作压力的选取3 加料状态的选择 4 加热方式的选择5 回流比的选择 6 冷凝方式及介质选择7 塔的选择 图 2 2 设计思路 5 第三章第三章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计 3 13 1 精馏塔 精馏段 全塔物料衡算精馏塔 精馏段 全塔物料衡算 F 原料液流量 kmol s xF 原料组成 摩尔分数 下同 D 塔顶产品流量 kmol s xD 塔顶组成 W 塔底产品流量 kmol s xW 塔底组成 原料乙醇组成 0 127Fx 18 72 0 07 46 28 0 07 46 28 0 塔顶组成 0 779dx 18 1 007 46 9 0 07 46 9 0 塔底组成 0 00393wx 18 99 0 07 46 01 0 07 46 01 0 进料量 F skmol 672 0 360024300 75 18 025 46 0 101037 37 43 万吨 物料衡算式为 FDW FDW FxDxWx 联立方程组解得 0 0963kmol sD W 0 5757kmol s 3 23 2 计算温度 密度 表面张力计算温度 密度 表面张力 粘度 相对 粘度 相对 挥发度气液相及体积流量挥发度气液相及体积流量 表一 常压下乙醇 水气液平衡组成 摩尔 与温度关系 温度 oC液相气相温度 oC液相气相温度 oC液相气相 6 100 95 5 89 0 86 7 85 3 84 1 0 1 90 7 21 9 66 12 38 16 61 0 17 00 38 91 43 75 47 04 50 89 82 7 82 3 81 5 80 7 79 8 79 7 23 37 26 08 32 73 39 65 50 79 51 98 54 45 55 80 59 26 61 22 65 64 65 99 79 3 78 74 78 41 78 15 57 32 67 63 74 72 89 43 68 41 73 85 78 15 89 43 FDW 1 温度 利用表中数据由拉格朗日插值可求得t t t 84 97 Ft 21 7 5 1166 9 21 7 7 860 89 0 89 Ft 78 35 Dt 43 899 77 15 78 72 7443 89 41 7815 78Dt 99 07 wt 0393 0 100 9 10 5 95100 wt 精馏段平均温度 t1 2 FD tt 66 81 提馏段平均温度 t2 2 Fw tt 02 92 2 密度 已知 混合液密度 依式 a 为质量分数 为平均 L 1 B B A Aaa M 相对分子质量 混合汽密度 依式 0 0 22 4 v T pM T 塔顶温度 78 35 D t 7 气相组成 80 7 43 89 100 15 7835 78 43 8915 78 15 7841 78 Dy D y 进料温度 84 97 F t 气相组成 47 4 Fy10091 38 97 84 0 89 75 4391 38 7 86 0 89 F y 塔府温度 99 07 w t 气相组成 3 5 wy1000 07 99100 00 170 5 95100 w y 1 精镏段 液相组成 1 x 1 2 DF xxx 7 441 x 气相组成 1y 1 2 DF yyy 05 64 1 y molkgML 55 30 447 0 1 18447 007 461 35 98kg mol 6405 0 1 186405 0 07 461 VM 2 提馏段 液相组成 2 x 2 2 wF xxx 95 52 x 气相组成 2 y 2 2 wF yyy 45 252 y 所以 19 67kg kmol 0594 0 1 180594 007 462 LM 25 14kg kmol 2545 0 1 182545 007 462 VM 表二 不同温度下乙醇和水的密度 温度 oC 乙 水 温度 oC 乙 水 8 80 85 90 735 730 724 971 8 968 6 965 3 95 100 720 716 961 85 958 4 求得在和下的乙醇和水的密度 1 t 2 t kg mkg m3 366 811 t 735 8066 81 735730 8085 zp 乙 34 733 kg mkg m3 3 8 971 8066 81 8 971 6 968 8085 水p 水 74 970 同理同理 kg mkg m3 302 922 t 724 9002 92 724720 9095 zp 乙 38 722 kg mkg m3 3 959094 4390 961 85965 3 水 965 3 水 91 963 在精馏段 液相密度 L1 74 970 326 0 34 733 447 0 11846447 0 46447 01 1 Lp 3 1 91 796mkgpL 气相密度 3 1 24 1 66 8115 273 4 22 98 3515 273 mkgpV 在提馏段 液相密度 L2 91 963 8608 0 38 722 0595 0 118460595 0 460595 0 1 2 Lp 3 2 04 921mkgpL 气相密度 3 2 840 0 02 9215 273 4 22 15 27314 25 mkgpV 3 混合液体表面张力 二元有机物 水溶液表面张力可用下列各式计算 公式 W 00 WW WW x V x Vx V 00 0 00WW x V x Vx V 1 41 41 4 00mSWWS SWSWWS xVV 00 0 S S S x V V 0 lg q W B 9 2 3 2 3 00 0 441 WW Vq QV Tq ABQ 2 0 lg SW S A 0 1 SWS 式中下角标 W O S 分别代表水 有机物及表面部分 XW XO指主体 部分的分子体积 为纯水 有机物的表面张力 对乙醇 q 2 W 0 1 精馏段 66 811 t 温度 oC 708090100 乙醇表面张力 10 2N m2 1817 1516 215 2 水表面张力 10 2N m2 64 362 660 758 8 molcm p m V w w W 59 22 91 796 18 3 molcm p m V 10 37 24 1 46 3 0 0 0 乙醇表面张力 乙 2 16 15 172 16 66 8190 8090 99 16 乙 水的表面张力 水 7 60 66 8190 6 62 7 60 8090 1154 59 水 0 32 22 0 00000 1 WWWW WWWW x Vx V x V x Vx Vx V x Vx V 50 0 32 0lg 0 2 w B 0 94 2 3 2 3 00 0 441 WW Vq QV Tq A B Q 1 44 联立方程组 2 0 lg SW S A 0 1 SWS 173 0 SW 827 0 0 S 10 72 21 159 2 99 16827 0 1154 59173 0 4 14 14 1 m m 2 提馏段 92 02 2 t molcm m V W W W 54 19 04 921 18 molcm m V 76 54 840 0 46 0 0 0 乙醇表面张力 乙 2 15 02 92100 2 16 2 15 90100 998 15 乙 水的表面张力 水 8 58 02 92100 7 608 58 90100 25 60 水 22 0 00000 1 WWWW WWWW x Vx V x V x Vx Vx V x Vx V 83 4 76 540591 0 54 199409 0 76 540591 0 54 190591 0 1 2 68 0 B 2 3 2 3 00 0 441 WW Vq QV Tq 783 0 54 1925 60 2 76 54998 15 15 27302 92 2 441 0 3 2 3 2 Q 103 0 QBA 联立方程组 2 0 lg SW S A 0 1 SWS 578 0 sw 442 0 0 s 28 36 45 2998 15422 0 25 60578 0 4 1 4 14 14 1 m m 4 混合物的粘度 查表得 66 811 tsmPa 3501 0 水 smPa 433 0 醇 92 02 C 查表得 2 tsmpa 308 0 水 smpa 381 0 醇 精馏段粘度 111 1 xx 醇水 smpa 392 0 11 提馏段粘度 222 1 xx 醇水 smPa 312 0 5 相对挥发度 由 0 474 0 115 yFxF 得 93 6 115 0 1 474 01 115 0 474 0 F 由 0 807 0 779 yDxD D 19 1 779 0 1 807 0 1 779 0 807 0 由 0 035 0 00393 yWxW W 19 9 00393 0 1 035 01 00393 0 035 0 1 精馏段相对挥发度 06 4 2 19 1 93 6 1 2 提馏段相对挥发度 06 8 2 19 9 93 6 2 6 气液量体积流量计算 因为是饱和液体进料 所以 q 1 又因 0 115 所以 q 为一条直线 由Fx x y 相图知 1 q115 0 qx424 0 qy 所以 043 1 115 0 440 0 440 0 779 0 min qq qD xy yx R 356 1 3 1min RR 已知 精馏段操作线方程 3306 0 576 0 11 1 x R x x R R y D nn 00997 054 31 m w mmx V Wx x V L y 在图上作操作线 由点 0 779 0 779 起在平衡线与精馏段操作线间画 阶梯 过精馏段操作线与 q 线交点 直到阶梯与平衡线的交点小于 0 00393 为 止 由此得到理论 NT 14 快 包括再沸器 加料板为第 11 5 块理论板 12 板效率与塔板结构 操作条件 物质的物理性质及流体力学性质有关 它 反映了实际塔板上传质过程进行的程度 板效率可用奥康奈尔公式 计算 0 245 0 49 TL E 其中 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mPa s L 1 精馏段 已知 smpa 392 0 06 4 0 49 块 ET 437 0 392 006 4 245 0 P精 E N T T 26 437 0 5 11 2 提馏段 已知 smpa 312 006 8 0 49 3 8 块 T E 39 0 312 0 06 8 245 0 提 E N T T 39 0 5 1 全塔所需实际塔板数 26 3 8 29 8 块 NP P精 提 全塔效率 62 43 100 P T T N N E 13 0 00 10 20 30 40 50 60 70 80 91 0 0 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 0 Y 3 3 塔径的初步设计 1 气 液相体积流量计算 根据 x y 图查图计算 或由解析法计算求得 043 1 min R 取 356 1 3 1min RR 1 精馏段 227 0 1 13 0 DRV RDL 则质量流量 skgVMV skgLML V L 167 8 97 3 11 11 则体积流量 sm V V sm L L V S L S 586 6 1098 4 3 1 1 1 33 1 1 1 2 提馏段 q 1 skmolqFLL 802 0 skmolFqVV 227 01 14 则质量流量 71 5 78 15 2 2 V L 公式同精馏段得 则体积流量 smV smL S S 798 6 017 0 3 2 3 2 2 精馏段 有 安全系数 安全系数 0 6 0 8 uumax V VL cu max 式中可由史密斯关联图查出 c 横坐标数值为 019 0 2 1 1 1 1 1 V L S S V L 取板间距 则 m HT 45 0 m HL 07 0 HT m HL 38 0 查图可知 075 0 20 c c 076 0 20 2 0 1 20 C 925 1 max 0 7 1 35 uumax m V D S 49 2 4 1 1 圆整 塔截面积 mD5 2 2 91 4 mAT 实际空塔气速为 34 1 91 4 586 6 1 3 提馏段 横坐标数值为 082 0 2 1 2 2 2 2 V L S S V L 取板间距 则 m HT 45 0 m HL 07 0 HT m HL 38 0 查图可知 08 0 20 c c 09 0 sm 98 2 max 15 0 7 uumax sm 09 2 mD04 2 2 圆整 塔截面积 mD5 2 2 91 4 mAT 实际空塔气速为 2 u sm 38 1 16 3 43 4 溢流装置溢流装置 1 1 堰长wl 取 1 75Dlw7 0 出口堰高 本设计采用平直堰 堰上液高度按下式计算owh 近似取 E 1 2 3 2 84 1000 A OW W L hE l 1 精馏段 mhow 3 1047 7 mhhhowlw06253 0 2 提馏段 mhow0202 0 mhw0498 0 2 弓降液管的宽度和横截面积 查图得 0 1240721 0 A A T F D WD 则 2 354 0mAF mWD31 0 验算降液管内停留时间 精馏段 s99 31 1098 4 45 0 354 0 3 提馏段 s37 9 017 0 45 0354 0 停留时间 5s 故降液管可以使用 3 降液管底隙高度 1 精馏段 17 取降液管底隙流速 则sm u 13 0 0 m l L h w S 022 0 0 1 0 2 提馏段 取降液管底隙流速 则sm u 13 0 0 m mh075 0 0 3 53 5 塔板布置及塔板布置及浮阀数浮阀数目与排列目与排列 1 塔板的分块 本设计塔径 D 2 5m 故塔板采用分块式 以便通过入孔装拆塔板 2 浮阀数目及排列 1 精馏段 取阀孔动能因子 F0 12 孔速为 01 u 10 87 0 01 V1 F u 12 1 23 m s 每层塔板上的浮阀数目为 个 1 2 001 V N d u 4 S 512 取边缘区宽度 Wc 0 06m 破沫区宽度 Ws 0 10m 计算塔板上的鼓泡区面积 按式计算 2 221 a R A2sin 180R x x Rx 其中