分离乙醇—水混合液的筛板精馏塔课程设计

分离乙醇水混合液的筛板精馏塔课程设计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。2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831精馏塔全塔物料衡算832乙醇和水的物性参数计算8321温度8322密度9323混合液体表面张力11324相对挥发度12325混合物的粘度1233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1541塔体主要尺寸确定15411塔径的初步计算154111气液相体积流量计算154112精馏段塔径计算154113提馏段塔径计算16412溢流装置计算174123弓形降液管宽度WD和截面积AF1842筛板的流体力学验算19421气相通过浮阀塔板的压降19422淹塔20精馏段20提馏段21423物沫夹带21精馏段21提馏段22424漏液点气速2243塔板负荷性能曲线23431物沫夹带线23432液泛线23433液相负荷上限24434漏液线24435液相负荷下限24第五章板式塔的结构2751塔总高的计算27511塔的顶部空间高度27512塔的底部空间高度27513人孔27514裙座273515筒体与封头28521进料管28522回流管29523塔底出料管29524塔顶蒸汽出料管29525塔底进气管3053法兰30第六章附属设备的计算3261热量衡算3262附属设备的选型33621再沸器33622塔顶回流冷凝器34623、塔顶产品冷凝器34624、塔底产品冷凝器34625、原料预热器35626、蒸汽喷出器35第七章设计评述364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105，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5一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。6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7第三章塔板的工艺计算31精馏塔全塔物料衡算F进料量KMOL/SXF原料组成D塔顶产品流量KMOL/SXD塔顶组成W塔底残液流量KMOL/SXW塔底组成XF0089109XD0778846XW0032907总物料衡算FDW易挥发组分物料衡算FXFDXDWXW日生产能力（处理）FMM80000000204950530024360001506KMOL/SDT联立以上三式得F01506KMOL/SD00110KMOL/SW01390KMOL/S32乙醇和水的物性参数计算321温度8利用表中数据由内差可求得TFTDTWT867890F926721（966890）890TF8829T78157844D89437442（89437743）7841TD7821T895955W0072100190（721329）955TW9070精馏段平均温度1TFTD88297821228325提留段平均温度2TFTW882990702288495322密度已知混合液密度1AAABLAB混合气密度VT0P224TP塔顶温度TD7821气相组成Y78418943D784178157841782108943YD80750进料温度TF8829气相组成Y38914375F890867890882904375YF422569塔底组成TW907017003891气相组成YW95590703891YW022739558901精馏段液相组成X1X1XDXF888902631气相组成Y1Y180750422565841所以L1460263118102631253668G/MOLV1460584118105841343548G/MOL2提馏段液相组成X2X2XWXF5411气相组成Y2Y208075022734282所以L2460054111810054111951508G/MOLV24604282181042822999G/MOL由不同温度下乙醇和水的密度,内差法求TTT下的乙醇和水的密度TF8829CF732186WF96664102510253F90846K/MG73218696664FTD7821CD74443WD97287KG/M31D09410943D7623KG3M/7444397287TW9770CW72021WW9648KG2M3/1W0001100013W940K5G1M/7292196482所以L1908467623383540KG/M322FW9084694051L292448KG/M322FDVFMPTMP012031013460089180911012030691KG/M3224P0T0T88292731510VD1013460778818022312143KG5M/78212731501203101346003291809671VW0634KG/M3907127315VD06911435V1VF1063KG/M322VW06910634V2VF06625KG/M322012034LDXD461XD183980KG/KMOLLFXF461XF182047KG/KMOLLWXW461XW181892KG/KMOLL1LDLF3980204730135KG/KMOL22LWLF189220471970KG/KMOL22L2VDYD461YD184061KG/KMOLVFYF461YF182983KG/KMOLVWYW461YW182436KG/KMOLV1VDVF406129833522KG/KMOL22VWVF243629832710KG/KMOL22V2323混合液体表面张力46MC466308ML6179MLVCW7444372921MC466282MLVWFMW181866MLVCF96464732186MW181850MLVWWMW181866MLVWD9648297287MCVCD由内差法求得在TFTDTW下的乙醇和水的表面张力乙醇表面张力水表面张力11乙醇表面张力CF1636MN/MCD1730MN/MCW1613MN/M水表面张力WF5955MN/MWD6299MN/MWW5865MN/M塔顶表面张力01407788D2390MN/M原料表面张力08850089F5391MN/M塔底表面张力0999600329W5655MN/M1精馏段的平均表面张力123905391/238905MN/M2提馏段的平均表面张力2（56555391）/25523MN/M324相对挥发度05841由XF89YF5841得AF65629204565311437561008908075由XD7788YD8075得AD103685210807508702511914410778802273由XW329YW2273得6908146AW0804058413861003291精馏段的平均相对挥发度41386提馏段的平均相对挥发度111140325混合物的粘度18325查表，得水034155MPAS,醇03969MPAS288495查表，得水032205MPAS,醇042837MPAS精馏段粘度1醇X1水1X10396902631034102631035611MPAS提馏段粘度2醇X2水1X20396900541103091005411032780MPAS33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TXY曲线图，12由上图知，点A与纵轴的截距为041，即为XD07788,最小回流比RMIN08995操作回流比R15RMIN1349理论塔板数的确定图解法求解值YC0331,易做得提馏段、精馏段和Q线的操作线，作图如下13由图知，理论塔板数精馏段需NT110块，提馏段需NT2312块。实际塔板数确定UU035611032780UAVXIUI12034195522D3199由奥康奈尔公式ET049DUAV全塔所需实际塔板数NP精馏段实际板数NP102450493199034195502450487NT12100246425块ET048710100205321块0487提馏段实际板数NP225214块进料板位置第22块板。14第四章塔体的主要工艺尺寸计算41塔体主要尺寸确定411塔径的初步计算4111气液相体积流量计算（1）精馏段质量流量L1L1L301350019110673KG/SV1V1V35020028830KG1S01/体积流量L1S1L057683540689104M3/SL1V1S1V101V110630950M3/S（2）提馏段质量流量L2L2L197001482562921KG/SV2V2V271000288300781293KG/S体积流量LS2L2292192448000316M3/SL2VS2V207813V206625118M3/S4112精馏段塔径计算由U安全系数UMAX,安全系数0608，UMAX00203取板间距HT045M,HL006M则HTHL054M查下图可知C200089,15CC120200089389520020102UMAXM/S取安全系数为07，则空塔气速U107UMAX072862002M/SD1078M按标准塔径圆整后为D209M塔截面积为ATD207850920636M24实际空塔气速为UVS1A0950150M/ST050244113提馏段塔径计算横坐标数值0100取板间距HT045M,HL006M则HTHL039M查图可知CC1552320008,C202000820020098UMAXM/S16取安全系数为07，则空塔气速U207UMAX07329230M/SD1081090M按标准塔径圆整后为D209M塔截面积为ATD207850720636M24实际空塔气速为UVS1A1180385186M/ST综上塔径D09M，选择单流型塔板，截面积AT0636M2精馏段有效高度Z121104590M提馏段有效高度Z241045135M全塔的有效高度Z901351035M412溢流装置计算4121堰长LW对单流型，一般LWD068076取LW072D0648M4122溢流堰高度（出口堰高）HWHWHLHOW选择平直堰堰上层高度H28OW1000ELH/LW2/3LH6891043600LL25064825734W又065查下图得E103WD塔板上清液层高度HL00501M在此取HL005M17精馏段H284OW1000103689104360006482/300072MHWHLHOW0050007200428M提馏段H/284100010300031636002/3OW064800198MHWHLHOW0050019800302M4123弓形降液管宽度WD和截面积AF由LWD072查得AFA008，WD2092DT01377M溢流中间降液管宽度WD014M则AF008AT0080636005088M2验算降液管内停留时间精馏段AFHT045L005088S16891043323S5S提馏段/AFH/TL005088045000316725S5SS2停留时间5S，故降液管可使用4124溢流堰宽度WD09B22201377M413塔板设计4131塔板分布本设计塔径D09M采用分块式塔板4132浮阀的选型F1Q4B型阀片厚度15MM，阀重246G，塔板厚4MM4133浮阀数目与排列1精馏段取阀孔动能因子F012则孔速U01116418每层塔板上浮阀数目为NVS109506836个22/4D0U01078500391164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T0120M（DO0039MM）N4/D026839003920128塔板开孔率4/D20922提馏段取阀孔动能因子F012则孔速U021474每层塔板上浮阀数目为NVS21186705个22/4D0U02078500391474N4/D026705003920126塔板开孔率4/D209242筛板的流体力学验算421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HPHCHLH和PPHPLG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731干板阻力U0C1V1118251015M/SV1U012106311642因U01U0C1故HC5345340047ML12G8354029812板上充气液层阻力取HL005M则HLOHL050050025M193液体表面张力所造成的阻力41031410338905H000049ML1GD0835409810039HP1HCHLH0047002500004900725M单板的压力降41013254101325140594109483KPA精馏段平均压强12提馏段（1）干板阻力U0C2PP1HP1L1G007258354098159416PA07KPA73V21/182573066251/18251315M/SV2U0220662514742因U02U0C2故HC5345340042ML22G924482981（2）板上充气液层阻力取HL005M则HLOHL050050025M（3）液体表面张力所造成的阻力4103241035523H000062ML2GD0924489810039HP2HCHLH0042002500006200676M单板的压力降PP2HP2L2G006769044898161307PA07KPA提馏段平均压强41013251405944101325140594110613072113948KPA2422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HDHTHW，即HDHPHLHD精馏段1单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度HP100725M2液体通过液体降液管的压头损失20LS1689104HD101530153000019LH06480030W03HL005M则HDHP1HLHD10072500500001901227M取22M0，已选定HT045MHW003则HWHT050030045024MHWHT可见HD1HTHW1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HP200676M2液体通过液体降液管的压头损失2L000316HD20153S2015300024LH06480039W0板上液层高度2HL005M则HDHP2HLHD200676005000240120M取M0，已选定HT045MHW003则HWHT05003045024M可见HD1HTHW1所以符合防止淹塔的要求。可见HD1HTHW1所以符合防止淹塔的要求。423物沫夹带精馏段板上液体流经长度ZLD2WD0920137706246M板上液流面积ABAT2AD063620050880534M221取物性系数，泛点负荷系数图CF0108泛点率1598为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在F108082，由以上计算可知，物沫夹带能够满足EV01KG液/KG气的要求。提馏段取物性系数，泛点负荷系数图CF010泛点率2642为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在F108082，由以上计算可知，物沫夹带能够满足EV01KG液/KG气的要求。424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U0可取F05的相应孔流气速精馏段U01485M/SKU011164240M/S15M/S，故不会发生严重漏液。U01485提馏段U02614M/SKU021424240M/S15M/S，故不会发生严重漏液。U026142243塔板负荷性能曲线431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计算精馏段整理得0046900357VS0849LS即VS131423794LS由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个提馏段值算出整理得04272002678VS08519LS即V15953181LSS在操作范围内任取两个LS值算出VS432液泛线精馏段1063VS1222/302453440485L00451336LS1S10785200394692835402981整理得VS1238237793823LS122630LS12/3提馏段2306625VS2222/302453440485L00451336LS1S12420785003968984482981整理得VS2265881367736LS2245135LS22/3在操作范围内任取若干个值，算出相应得值433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LSMINAFHT005088045004579M3/S5434漏液线对于F1型重阀，依1精馏段作为规定气体最小负荷的标准，则U01485M/SVS1MIN31400392694850399M3/S4U2提留段02614M/SVS2MIN31400392686140499M3/S4435液相负荷下限取堰上液层高度HOW00072M作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线242843600LSMINE为与气相流量无关的竖直线。1000LW2/300072（取E103则LSMIN0007210003/2LW）0000695M/S2841033600由以上15作出塔板负荷性能图25由上图可知精馏段气相最大负荷V3MAX1306M/S气相最小负荷V3MIN0403M/S提馏段气相最大负荷V3MAX1479M/S气相最小负荷V0495M3MIN/S精馏段操作弹性VMAXV1306/0403324MIX提馏段操作弹性VMAXV1497/0495302MIX26第五章板式塔的结构51塔总高的计算511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。H顶12M512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15M。LW96482KG/M3VH0139000646M3/S0032909996964821846Z00022206004162M3314262H底041621519162M513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。514裙座裙座高度应考虑的问题包括271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152M，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。515筒体与封头5151筒体由D09M选钢板材料为GB3274则113MPA，100探伤1，T11120331103900053MMT32P21131012033110PDN0530251MM3取壁厚为3MM5152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D2600MM11120331103900053MMT3205P2113100512033110PDN15202513MM，取壁厚为3MM得曲面高度HI650MM，直边高度H025MM。HHLH增H裙H底H顶H封塔总高045251080453215212022500251830M52接管521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。管径计算如下取UF05M/S283LF90846KG/MVSF01506000315M3/S00894609151890846D158595M8M查标准系列选取1084MM经计算，实际流速U0401M2/S522回流管采用直流回流管取UR05M/SLD762KG33M3/V00216SD0000971M3/S078460221876233DD4974MM查标准系列选取5735MM523塔底出料管取UW10M/S直管出料3LW96482KG/MVSW015060032909671000287M3/S461896482DW8551MM查标准系列选取8945MM524塔顶蒸汽出料管直管出气取出口气速U20M/SLD940KG51M3/29VSD0032560001186M3/S078022940511846DW869MM查标准系列选取142MM525塔底进气管采用直管取气速U23M/SLW9648KG2M3/VSW003256000064M3/S00032909671940514618DW64640MM查标准系列选取142MM53法兰30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/2059297钢制管法兰用聚四氟乙烯包覆垫片31第六章附属设备的计算61热量衡算0的塔顶气体上升的焓HVTD温度下，即7821CP1354CP2419KKJ/KGK0JT130温度下CP1259KJ/KGKCP24174KJ/KGKP259077881CP1XDCP21XDP259003291CP1XWCP21XWTW温度下，即9070CP1388CP2421KKJ/KGK8JTD温度下，即7821R1720KJKGR22117KJKG/KGK/KGKPDCP1XDCP21XD354077884250221236844174022K1J2942/KGK/24174096K71J4K1GK2PWCP1XWCP21XW38800329424096714207KJ/KGKR1XDR21XD72007788211702212102902KJ/KG0的塔顶气体上升的焓QV塔顶以0为基准QVHVV1PDTDV1VD101360036847821101360010290240611570876855KJ/H温度由7821到30的热量变化Q1V1PDTDV1P1T1101001139083600368478211010116942083600281301570876855KJ/H温度由9970到30的热量变化Q2L2PWTDL2P1T1292136004207990729213600412230311028209KJ/H回流液的焓HRQRHR06733648782136006980780KJ/H塔顶馏出液的焓HD32因馏出口与回流液口组成一样，所以P3684KJ/KGKQDHDPTD0011406136003684782146335097KJ/H冷凝器消耗的热量QCQCDR1HVHR407832971529803815698070801841010KJ/H进料口的热量QFT温度下，即8829CP1364KJ/KGKCP24253KJ/KGKPFCP1XFCP21XF36400894250911419KJ/KGKT225温度下KJ/KGKCP3249KJ/KGKCP441875P24900892CP3XFCP41XF21223600403254077477706KJ/H塔釜残液的焓QW4187509K1J10K4KG3/QFLFPWTFLFP2T201506204736004207882908679QWPTW0139180142073600979035457426KJ/H62附属设备的选型621再沸器塔釜热损失为10,则09设再沸器损失能量Q损01QBQBQFQCQWQDQ损加热器实际热负荷09QBQCQWQDQF1841010354574264633509740774777061841010KJ/HQB2041010KJ/H。C饱和水蒸气加热，传热系数取K2926J/M2HOC再沸器的选型选用120。C120OC料液温度88299770水蒸气120加热水蒸气的汽化热R22595KJ/KMOL2041010903106KG/H水蒸气的用量M水QB/R22595查表得水蒸气温度为T120取K650（W/M2K）则再沸器的传热面为由33MCPTKAT其中CP4187KJ/KGH得A147M2选取型号为GCH800670622塔顶回