处理量为76000吨年的水-乙醇分离工艺设计

应用化学专业 应化0000班学号0000000指导老师某某某摘 要本设计为分离乙醇-水混合物，采用筛板式精馏塔。精馏塔是提供混合物气、液两 相接触条件，实现传质过程的设备。它是利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过 液相和气相的回流，使混合物不断分离，以达到理想的分离效果。选择精馏方案时因组分的沸点都不高所以选择常压，进料为泡点进料，回流是泡 点回流。塔顶冷凝方式是采用全凝器，塔釜的加热方式是使用再沸器。精馏过程的计算包括物料衡算，热量衡算，塔板数的确定等。然后对精馏塔进行设 计包括：塔径、塔高、溢流装置。最后进行流体力学验算、绘制塔板负荷性能图。关键词：精馏塔泡罩塔 工艺设计乙醇水.言、八刖第1章绪 论 2第1.1节设计方案 2第1.2节设计内容及任务 3第2章塔的设计计算 5第2.1节物料衡算 5第2.2节热量衡算 6第2.3节工艺条件及有关物性数据的计算 7第2.4节塔板数的确定 14第2.5节塔板的主要工艺计算及塔板的流体力学验算 18第3章塔板流体力学验算 24第3.1节气相通过泡罩塔板的压降 24第3.2节液面落差 26第3.3节液沫夹带量 26第3.4节漏液点气速 27第3.5节溢流液泛校核 27第3.6节 液体在降液管中停留时间的校核 28第3.7节塔板负荷性能图 29第4章 辅助设备的计算及选型 34第4.1节塔顶全凝器 34第4.2节再沸器 36第5章泡罩塔工艺设计结果 38第6章塔体的初步设计 40第6.1节塔有效高度的计算 40第6.2节裙座的计算 41第6.3节塔体各接管设计 41第6.4节罐设计 43第6.5节塔体手孔及人孔的设计 45第6.5节封头的选用 45第6.6节吊柱的选取 45结 论 46参考文献 47精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料 塔、浮阀塔和泡罩塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏 塔。精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的 不同温度，达到分离提纯的目的。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏 操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相 平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数 是非常重要的。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和 水的挥发度相差不大，需要进行多次部分汽化和部分冷凝，这样才可使混合液得到 几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若 干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔 底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。由此可知，单有精馏塔还不能完成精馏操 作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器等附属设备，才能实现整个操作。本次设计的泡罩塔是化工生产中主要的气液传质设备。 此设计针对二元物系的精 馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，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、热量衡算、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，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。第1章绪 论第1.1节设计方案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。(2) 进料状况采用泡点进料。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。(3) 加热方式塔釜采用直接蒸汽加热。其优点是，可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只需安装 股炮管，一般可节省设备费用和操作费用。(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流右被利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是很多的， 但其位能较低，不可 能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用。可采用热泵技术，提高 温度后再用于加热釜液第1.2节设计内容及任务设计题目处理量为76000吨/年的水-乙醇分离工艺设计122设计任务及条件（1）处理量：76000吨/年（2）操作条件：塔顶压强：1.03 atm （绝对压强）单板压降：75mn液柱（3）料液组成（质量分数）：45%（4）塔顶产品组成（质量分数）：93%（5）塔顶易挥发组分回收率：99%（6）每年实际生产时间：330天；1.2.3 设计内容（1）设计方案的确定。（2）塔的工艺计算。 物料衡算塔的基础数据得设计塔径的计算（3）流体力学验算。气体通过泡罩塔的压力降的验算 液沫夹带量的验算。 漏液点气速的验算 溢流液泛的校核 液体在降液管中停留时间的校核 绘制塔板的负荷性能图。(4) 辅助设备的计算及选型。以塔顶全凝器塔釜再沸器为例(5) 精馏塔的附属设备的设计(6) 精馏塔的设备装置图及整个精馏过程的工艺流程图第2章塔的设计计算第2.1节物料衡算原料液及塔顶、塔釜的产品的摩尔分数乙醇的摩尔质量水的摩尔质量M 人二 46kg/kmolM B = 18kg/ kmolXf 二0.45/460.45/46 0.55/180.24250.93/460.93/46 0.07/180.83870.99 xFxF _ xWXDXd 一 XwxW = 0.0035原料液及塔顶、塔釜的产品的平均摩尔质量原料液产品的平均摩尔质量MF =0.2425 46 (1 -0.2425) 18=24.79塔顶产品的平均摩尔质量Md =0.8387 46 (1 -0.8387) 18 = 41.4836塔釜产品的平均摩尔质量MW =0.0035 46 (1 -0.0035) 18 = 18.0980物料衡算进料量376000 10330 24 24.79=387.0899kmol / h由公式F =D W (1)XfFXdDXwW联立（1）（ 2）得 D =110.7693kmol /hW =276.3206 kmol/h第2.2节热量衡算根据液体比热容共线得:表2.1 热量衡算数据温度78.25 C （塔顶）82.57 C （进料）99.19 C （塔底）乙醇的摩尔比热容/ kJ kmol K-1149.5151.8水的摩尔比热容/ kJ kmolK-175.675.6原料液平均摩尔比热容Cp =151.8 0.2425 75.6 （1 - 0.2425） = 94.0785kJ/（kmol K）原料液的焓hF 二 cpt 二 82.57 94.0785 二 7768.0617kJ / kmol原料液带入的热量QF =FhF =387.0899 7768.0617 = 3.0069 106kJ/h回流液的焓近似取纯乙醇的焓入二cpt=78.25 149.5 = 11698.375kJ/kmol回流液带入的热量6Ql =LhL 勺1698.375=3.939X0 kJ/h“=44160kJ/kmol塔顶蒸汽的热焓近似地取纯乙醇蒸汽的焓HV =r Cpt =44160 11698.375 = 5.5858 104kJ/kmol塔顶蒸汽带出的热量QV 二VHV = (R 1)DHV = (3.0398 1) 110.7693 5.5858 102.4996 107kJ/h塔底产品的焓近似地取纯水的焓hw =cpt =99.19 75.6 = 7498.764kJ/kmol第2.3节工艺条件及有关物性数据的计算操作温度塔顶温度：tD =78.25 C进料温度：tF =82.57 C塔底温度：tw =99.19 C精馏段平均温度：tm =82.57 78.5 =80.41 c2提馏段平均温度：t =82.57 99.19 =90.88 Cm2平均摩尔质量的计算表2-2 乙醇-水汽液平衡组成（摩尔）与温度的关系温ISVMil诅度Vam气40温sTO液*11气*111000082. 723. 375L1579.357.3268. 1195. 5L9017.0082. 326.083.078.7167, 6373. 8589.07.2138.918L532 7359.2678. n71.7278. 1586.7生6643. 7580. 739. 656La !78. 1589* 1389. 1385.312. 3879,8施79rv 6工618L 150,8979. 75L9865.99(1) 精馏段(t=80.41 C)x 0.4324液相组成 X1 = 80.7-79.880.41-79.8二1 39.65-50.79 捲-50.79气相组成知=器鴛幣5黔y1= 0.6264Ml =46 0.4324 18 (1 -0.4324) = 30.1072kg/ kmolM% =467.6264+18x(1 -0.6264) = 35.5392kg/kmol(2) 提馏段(t=90.88 C)液相组成 X2 = ：.57：9 +90.8：；卜 X2 =0.05671.9- 7.21x2 7.21气相组成 y2= 95.5-8990.88-89二 0.325717-38.91 y2-38.91M l2 = 46汉 0.0567 + 18汉(1 0.0567) = 19.5876kg/ kmolMV =46 0.3257 18 (1 - 0.3257) = 27.1196kg/kmol平均密度的计算(1)精馏段=0.660730.1072wB = 1-wA= 1-0.6607 =0.3393液相密度1*0.6607 丄 0.3393 1.5m 取Ws=85mm（3）边缘区宽度Wc的确定由化工原理课程设计可知：一般取边缘区宽度 Wc=3070mm取Wc=35mm.（4）有效传质区面积的计算Aax R2/ 而 R2sD1 -Wc1 8R丄-WC0.035 = 0.865m2 2x 二直 - Wd Ws 戶18 - 0.2232 0.0850.6118m2 2Aa =2 0.6118 0.8652 -0.61182o 0.8652 sin*(6118) =1.9233m2180o0.865同理，提馏段A = 1.4732m2第3章塔板流体力学验算第3.1节气相通过泡罩塔板的压降可根据式hp =hc + h +h口来计算塔板压强降式中hp :气体通过每层塔板的压降hi :气体通过板上液层的压降hc :气体通过筛板的干板压降h二：气体克服液体表面张力的压降干板阻力气体通过筛板的干板阻力可由以下经验公式估算，即：通常，泡罩孔的开孔率 15%，故上式简化为:查流量系数图得C =0-772hC =0.05118.781-2257=0.04619 10.772 丿 800.8391 丿同理 1% = 0.0313m气体通过液层的阻力：h = -;hL同理，提馏段 叮=1.9903m同理，提馏段F。=1.52731.2257=1.6909FoT.8970好.5板上充气液层阻力hL本设计分离乙醇和水的混合液，即液相为水，可取充气系数1 =0.58，依式计算,即 h =:皿=0.58 0.07 = 0.0406m同理，提馏段h: hL = 0399m液体表面张力的阻力计算4 二-J gdo二 0.00224 21.9863 10800.8391 9.81 0.005同理，提馏段为h；，0.0030气体通过每层塔板的液柱高度hp = hc mhp =0.04619 0.0022 0.0406 =0.08899m同理，提馏段hp = 0.0742m气体通过每层塔板的压降为二 1%几2 =0.08899 800.8391 9.81 = 699.1260 乞 0.7kFa=672.314 乞 0.7kP都在设计允许值范围内第3.2节液面落差对于泡罩塔液面落差很小，且本设计中的塔径和液流量均不大，故可以忽略液面 落差的影响。第3.3节液沫夹带量对于泡罩塔可以用Hunt的经验式计算，公式如下:5.7 10Ua(H 丁 - hf3.2精馏段:5.7 10“ eV(口 MUa )3.2Ht -hf)5.7 1021.9863 10”0.4238 3.60412)3-0.06260.3094-1.4868 0.00351633因为0.0626%1%所以符合设计要求提馏段：-5.7 10ua 、3.25.7 10/0.5363 3.7109严eV(旦)3(2) - 0.0859-mHT-hf37.4142 10彳MT f0.3173-1.60825 0.00426393因为0.0859%1%所以符合设计要求第3.4节漏液点气速对泡罩塔，漏液点气速uomin =4.4 C。、0.0056 0.13hL -h带入数据得Uomin =9.7075实际速率 U。=18.78 _uomin同理，提馏段 uomin -11.7159m/19.30m/s稳定系数 k 二凹 18781.9346 一 1.5Umin 9.7075同理，提馏段ky.6473 1.5由化工原理课程设计可知：Ks的适宜的范围为1.52.0因为1.7在1.52.0的范围之内，因此设计是合理的。故无明显漏液第3.5节 溢流液泛校核，乙醇-水为了防止液泛现象的发生，要控制降液管中清液高度Hd岂（Ht物系属于一般物系，取.=0.5Ht hw =0.5 (0.45 0.05625)=0.253125同理，提馏段：Ht hw =0.25154而Hd =hp hL hd板上不设进口堰，hd可由下式计算hd =0.153汉（u。丫 =0.153 汇（0.13$ =0.0026m同理，提馏段hd =0.153 U。2= 0.1530.13=0.0026mHd 二 hp 0 hd =0.08899 0.0406 0.0026 = 0.13219m 乞 0.253125m同理，提馏段 Hd =.1167mg25154m故不会有漏液现象第3.6节液体在降液管中停留时间的校核由化工原理课程设计可知：对液体在降液管中的停留时间要求一般不应小于 5s依下式验算液体在降液管中停留时间，即:ls0.1836 0.450.0035163=23.496s 5s】提馏段 v - 15.313s L 5s 1由此可知，设计符合要求第3.7节塔板负荷性能图(1)漏液线由:Vs,min u0,minA_ ./0.0056+0.13(hw+how)-hPLi4.4C 0h0w= 2.84 10隹(lwLS1)3得:Vs,min - 4-4C0A00.0056 + 0.13hw+ 2.84 x10E(*) - hJ P-lw= 4.4 0.772 0.101 1.0.0056 0.130.05625 2.84 10 1 (3600Ls1.1882)門-0.00221.2257整理得：Vs,min =16.87040.01071 +0.077311 Li同理，提馏段得整理得:V；min = 16.115； 0.0095004 + 0.08363 l|取点可以作出液漏线(2)液沫夹带线以e =0.1kg液/kg汽为限，求Vs -Ls的关系:5.7 10 怡amU。HT-hf3.22二 0.678LV-1-AfVsi= 0.4238VS5.7 103G MUaHt -hf)3-25.7 1030.4238Vs21.9863 10,2)3.2 10.3094-1.4868L?3 3600Ls 233600Ls |how =2.84 10 E(-)3 =2.84 10 1 (-)30.982hf =2.5 =2.5(山hw)= 2.5 (0.0377 0.0678L3) = 0.0943 1.695L32所以 Vs =4.6943 -22.5581L32同理，提馏段Vs =4.4918-22.767忙取点即可作出液沫夹带线。(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how = 0.006m作为最小液体负荷标准丄 3600Ls I:3600Ls |h =2.84 10 E(s)3 =2.84 101 (s)3 =0.006lw1.188Ls,min -0.001013(m3/s)3同理，提馏段 Ls,min =0.0009(m /S)据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(4)液相负荷上限线以二=4s作为液体在降液管中停留时间的下限。AH 亠1836 045=4LsLsJmn =0.020655m3/s)3同理，提馏段 Ls,m0.01632(m /s)由此，可以做出液相负荷上限线(5) 液泛线Hd = Hthw ,Hd =hp mhd 二 he h；血 hd ,h| = -h_ = - hw how联立得：Pthw _1 how hc h- hd;将以下关系式代入上式:2 2 2；3600Ls 33600Ls 乜h0w=2.84 10 E( s)3 =2.84 10 1 (s)3 =0.5947L；0wlw1.188shd =0.153(亘)2 =0.153 ()2 =209.0896L；lwh01.188 0.022771% = 0.051(色)旦=0.051 (禺)21.22570.00347Vs2Co-0.101 1.9233 0.772800.8391其中hb可以忽略。2Ht C - -)hw =0.9397L3 0.00347Vs2 209.0896L；2将有关数据代入整理得：Vs2 = ； -270.8069L；同理，提馏段：0.003814Vs2 =0.1682 -142.22lf-1.0lS3取点可以作出液泛线。精馏段的负荷性能图为图2.6精馏段负荷性能图操作弹性为k = 58 =3.3 1_3】1.75提馏段的负荷性能图为7 -n图2.7提馏段负荷性能图操作弹性为k =3.413】1.7第4章辅助设备的计算及选型第4.1节塔顶全凝器按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且回流，冷却水的进口温度为25C,出口温度 为45 C逆流操作。由化工原理(杨祖荣主编)“液体比热容共线图”可以查得在不同温度下 乙醇、水的比热容。热负荷Qc的计算t塔顶=78.25: C Cpz醇.KCp冰二 4.2kJ.kg.KCp署顶二Cp乙醇XD C p冰1-Xd=3.25 0.8387 4.2 1 -0.8387 二 3.4032 kJ.kg .K 乙二 940KJ / Kg水二 2400 KJ / Kg1=乙 XD 川丫水(1-XD)= 940 0.83872400 (1 - 0.8387) =1175.498KJ / KgMvd =0.8387 46(1 -0.8387) 18 =41.4836g/molQc= 6061.4299kJ/s447.4858 1175.498 41.48363600冷却水的消耗量：取进口温度25C，出口温度45Cqm, CQcCp,c(t2 -ti)6061.457 36003.403245-25= 320598.925(kg/h)4.1.3 总传热系数取 k =500w/(m2 k)4.1.4 泡点回流时的平均温差-t -t178.25 -25 - 78.25-45I 78.25-25In78.25-4542.47 C换热面积AQcK tm6061.457 103500 42.47-285.447(m2)公称直径/mm公称压力Pg, MPa管程数N管子根数n9001.606538计算换热面中心排管数管程流通面积/ m2积/ m2换热管长度/mm260.0311375.99000取安全系数为0.8，则实际面积：心=。人* =営7 = 356.809m2表4.1塔顶冷凝器规格第4.2节再沸器做全塔平衡式：F I进料Qb = Qc D顶W釜387.0899 7768.0617 Qb = 6061.4299 3600 110.7693 11698.375 276.3206 7498.764解得：Qb =22.182 106 kJh压力=121.4kPa(表)时,因为设备蒸汽热损失为加热蒸汽供热量的 5%所以所需蒸汽的质量流量为:m,hQ 22.182 1061 0.052300= 10126.6 kg/h:加热蒸汽的冷凝潜热选用0.25MPa （表压）的饱和蒸汽加热，温度为 138.8 C=138.8 -99.19=39.69= 138.8 -99.19 = 39.69=I = Tm =39.69选择 K =1000W； m2 K6=558.88(m2)A Qb 22.1820A 二-K Tm 1000 39.69表4.2塔釜再沸器规格公称直径/mm公称压力Pg MPa管程数N管子根数n11004.006830计算换热面中心排管数管程流通面积/ m2积/ m2换热管长度/mm320.0479579.99000第5章泡罩塔工艺设计结果项目数值塔径D/m精1.8提1.6板间距H T/m0.45板上液层咼度hL / m0.07空塔气速精馏塔u/(m.s)1.45768提馏塔u /(m.s)1.4170溢流堰长度 1 w / m精 1.188提 1.056溢流堰咼度精馏段九/ m0.05625提馏段山/ m0.05308降液管截面积Af / m精 0.1836提 0.1451降液管高度Wd/m精 0.2232提 0.1984降液管底隙高度精馏段h0 / m0.0227681提馏段h0 / m0.0310599塔板压降精馏段hp / m0.08899提馏段hp / m0.0742液体在降液管内的停留时间精馏段8/s23.496提馏段日/s15.313降液管内的清液咼度精馏段Hd/m0.13219提馏段Hd/m0.1167液相负荷下限精馏段Ls/m/s0.00101提馏段Ls/m3/s0.0009液相负荷上限Ls/m/s精 0.02066提 0.01632操作弹性精馏段3.3提馏段3.4第6章塔体的初步设计第6.1节塔有效高度的计算(1) 精馏段有效高度的计算：乙 -10.45 =22 -10.45 = 9.45 m(2) 提馏段有效高度的计算：Z2 二 N2 -10.45= 8-10.45 = 3.15 m(3) 每隔8层塔板开一人孔，人孔高度为 0.8m,共开4个，3.2m(4) 塔顶间距：出=1.2口(5) 塔底空间高度：取产品停留时间1015mi n。计算结果再加上12m作为塔底空间,即：LSHat丄，0.0035163 心0汉60 斗11 =1.8m2.5434(6)进料板处板间距：HF =1m塔高：H 二 Hd Hb Hf Ht=1.2 1.8 1.0 15.8= 19.8 m第6.2节裙座的计算19 8乔汀心叶，故选择圆筒形群座第6.3节 塔体各接管设计各接管尺寸的确定(1) 进料管3 订=848.2923( kg/m )进料体积流量：VsFMf = 387.0899 24.79 =0.00314m3/s4848.2923 3600料液由高位槽进塔时，料液流速取0.40.8m/s。由泵输送时，流速取1.52.5m/s取适宜的输送速度：uf =2m/s,故=0.04472 m 45mmf4VST丿4江 0.00314d ；u 二；3.14 2经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87，规格：50 2.5mm(2) 釜残液出料管L =957.9130釜残液的体积流量：Vs WM 276.3206 18.0980 = 0.00145 m3/s 几957.9130 3600釜液流出的速度一般取 0.51.0m/s取适宜的输送速度：Uw =0.75m/s.4Vsw4 0.00145：u3.14 0.75=0.04963 m 50mm则经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87，规格：60 5mm(3) 回流液管几=850.3439kgm3回流液体积流量:LM LsL336.7165 41.4836 = 0.004563 m3/s850.3439 3600利用液体的重力进行回流，一般流速为0.20.5m/s取适宜的回流速度：uL =0.5m/s4 0.004563.3.14 0.5=0.10782m 108mm那么经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：127 7mm(4)塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量：VsVMV= 4474858414836 =4.207 m3/s:V1.2257 3600饱和水蒸汽压力在295kPa(表压)以下时，蒸汽在管中流速为 2040m/s;表压在785kPa以下时，流速取为 4060m/s；表压在2950kPa以上时，流速取为80m/s。取适宜的速度：uv = 20m/s那么：d彳等qS518小518mm经圆整选取拉制黄铜管，规格：630 20mm第6.4节罐设计容器填充系数取k=0.7进料罐（常温贮料）在 20E 时，二乙=795kg/m3, 水=998.2kg/m31 3昆815.32kg/m3混 0.450.55795.0998.2压力取1.24Mpa （绝对压力）进料 xF -0.2425进料质量流量F =9595.9596kg/h进料罐容积V二一-Pl沢k其中为停留时间，取4天，F 95959596 4 2433进料罐容积 V1614.2896m : 1615mPLxk815.23 工 0.76.4.2 回流罐（40C）-0.5h以:水-992.2kg/m3，乙二777kg/m3，。昆二788.98kg/m3取停留时间为所R 1D M 乙/0398 110.7693 46 0.5 七.2328口3乙788.9813.23280.73=18.904m3圆整后取19m3馏出产品罐取产品停留时间为5天，即=120。昆二788.98kg/m3D -110.7693 kmo1 h 所以V 1107693 46.4581m3788.98V Vo6.458 120 =1107.0857m3k0.7圆整为1108 J。釜液罐取停留时间为5天，即=120 h,。昆二 989.79kg/m3W =276.3206 km。1 hV =空水 276.23068wr=5.0234 mY989.79hV =Vw-k圆整取862=861.15第6.5节塔体手孔及人孔的设计人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于不需要经常清洗的物料，一般每隔810块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则 每隔34块塔板开一个人孔。