3.0万吨年乙醇连续精馏塔设计

课程设计说明书题目30万吨/年乙醇连续精馏塔设计学生姓名王海军学院化工学院班级应化121班指导教师刘醒民2015年7月4日学校代码10128学号201220517034化工原理课程设计任务书一、设计题目30万吨/年乙醇连续精馏塔设计二、目的与意义乙醇是重要的化工原料，对乙醇连续精馏塔的设计可以使学生充分利用化工原理课程中所学习的知识来解决工业生产的实际问题，同时训练学生一定的工程绘图能力。三、要求设计条件1原料液组成乙醇40，水60（质量分率）。2塔顶乙醇含量不得低于900；残夜乙醇含量不得高于20；3操作条件1）塔顶压力05KPA表压2进料热状况自选3）回流比自选4）加热蒸汽压力0305MPA（表压）5）单板压降05KPA4塔板类型筛板塔设计要求1设计方案的确定及流程说明；2塔的工艺计算3塔和塔板的工艺尺寸计算（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定；（2）塔板的流体力学演算；（3）塔板的负荷性能图；4设计一览表；5辅助设计选型与计算；6主要接管尺寸计算7对本设计的评述或有关问题的分析与讨论。8编制设计说明书图纸要求1塔板布置图；2工艺流程图四工作内容1收集相关的设计参考资料，确定精馏流程。2塔和塔板的工艺尺寸设计计算3辅助设备选型，计算；主要接管尺寸计算；4绘制相关图纸。5编写课程设计说明书。摘要设计一座连续筛板塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇水精馏工艺流程和主题设备设计。首先根据设计任务，确定操作条件。比如操作压力的确定、进料状态等的确定。然后设计工艺流程草图。根据确定的方案，确定具体的参数，即一个完整的设计就初步的确定了。最后计算塔的工艺尺寸、筛板塔的流体力学演算、塔板的负荷性能，最后根据计算选择合适的辅助设备。关键词精馏塔，筛板塔塔，精馏塔的附属设备。前言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。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发低沸点组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发高沸点组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。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。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此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。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，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。本次设计的筛板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。目录第一章设计概述211塔设备在化工生产中的作用与地位212塔设备的分类213板式塔2131泡罩塔2132筛板塔3133浮阀塔3第二章设计方案的确定及流程说明421塔型选择422操作流程423有关的工艺计算5231最小回流比及操作回流比的确定5232塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算6233理论塔板层数的确定7234全塔效率的估算8235实际塔板数NP9236精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算9237平均密度的计算10238液相平均表面张力计算11239液体平均粘度计算1124精馏塔塔体工艺尺寸计算12241求的塔顶、进料板、及塔釜的压力12242塔径的计算13243精馏塔有效高度的计算1625塔板结构尺寸的确定17第三章塔板的流体力学验算2131气体通过塔板的压力降M液柱21PH311干板阻力21C312板上充气液层阻力221313由表面张力引起的阻力22H32液体在降液管内停留时间的校核2233液沫夹带（雾沫夹带）的校核2334漏液点的校核2335溢流液泛条件的校核24第四章塔板负荷性能图2641精馏段塔板负荷性能图26411漏液线（气相负荷下限线）26412过量液沫夹带线26413液相负荷下限线27415溢流液泛线2742提馏段塔板负荷性能图29421漏液线（气相负荷下限线）29422过量液沫夹带线30423液相负荷下限线30424液相负荷上限线31425溢流液泛线31第五章各接管尺寸的确定及选型3351进料管尺寸的计算及选型3452釜液出口管尺寸的计算及选型3453回流管尺寸的计算及选型3554塔顶蒸汽出口径及选型3555水蒸汽进口管口径及选型35第六章精馏塔的主要附属设备3661冷凝器3662再沸器3863预热器38第六章设计结果一览表39第七章设计方案讨论4171经验4272不足之处4273总结43第一章设计概述11塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。12塔设备的分类塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。13板式塔板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，主要的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。131泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下优点（1）操作弹性大（2）无泄漏（3）液气比范围大（4）不易堵塞，能适应多种介质泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。132筛板塔筛板塔液是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点（1）生产能力大（提高2040）（2）塔板效率高（提高1015）（3）压力降低（降低3050），而且结构简单，塔盘造价减少40左右，安装维修都比较容易1。133浮阀塔20世纪50年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点（1）处理能力大（2）操作弹性大（3）塔板效率高（4）压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有F1型和V4型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异，V4型阀适用于减压系统。第二章设计方案的确定及流程说明21塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为15T/H，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，选用筛板塔。22操作流程乙醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。流程示意图如下图23有关的工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。原料液的摩尔组成020718604H20C5OFNX同理可求得0779180469H20C5ODXW000792原料液的平均摩尔质量MFXFMCH3CH2OH1XFMH2O02074610207182380同理可求得MD3981,MW1822831下，原料液中3203H2O/789,KG/M98MKGHC由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表21。表21原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液F馏出液D釜残液W质量分数40902X摩尔分数02070779000792摩尔质量/KGMOL23839811822沸点温度/T8317859765231最小回流比及操作回流比的确定表22乙醇水系统TXY数据乙醇摩尔数/乙醇摩尔数/沸点T/气相液相沸点T/气相液相9990004005382273564499800405181333245878997005077806420962229950121578014892647099202329079855268662899003137257956102702998750394517926564727197650798767895689274699581611634787572367693913416299278675997926879741391678479828183852126447497827838784918375174151677828597864082325755574781589418941乙醇相对分子质量46；水相对分子质量18由于是泡点进料，过点E（0207，0207）做直线207XQFX0207交平衡线于点，由点可读得YQ0525，因此D959YRQ）1（MIN又过点A0779，0779作平衡线的切线，切点为，读得其坐标为个G（0630，0715），因此75306710XQD）2（MIN所以，R）2（MIN53可取操作回流比R12RMIN090R14RMIN105R16RMIN120R18RMIN136R20RMIN150232塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为HKMOL1046839240D由全塔的物料衡算方程可写出总物料衡算FDW乙醇的物料衡算FXFDXDWXWF40295KMOL/H,W2985KMOL/H233理论塔板层数的确定由吉利兰图得出以下数据RMINRRRMIN/R1NNMIN/N2NMINNN精MIN0990045206111810800865056103117012440519012601593048841350191504578144022130447615302490042731620274804701710298903867091803214037339662141569作出NR关系图09121518681012NRB由图得出最合适的理论板数NT8，读出回流比R117逐板计算12345678X04680282011300540038003300320031Y07790612033801870135012001160115进料板精馏塔的气液相负荷X401871520OU0筛孔气速UOW漏液点气速精馏段SMHCVLO/9623731/578024161305724/0W实际孔速W0/6USMU稳定系数为75923K提馏段SMHCVLO/759181/7580346105704/UMIN,实际孔速W00/4571USMU稳定系数为51698K故在本设计中无明显漏液。表明具有足够的操作弹性。35溢流液泛条件的校核降液管内泡沫液层高度可按下式计算DPWODPLDHHHH对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响，即。0为防止塔内发生液泛，降液管内液层高HD应服从的关系乙醇水组分为不易发泡体系故取WTDHH精馏段MWT295403460又DLPDH板上不设进口堰HD0153（UB201530136120002834M液柱OWSL1530HP0083400300024101158MHD01158006000283401786M液柱02954WTH提馏段MT29150384506HD0153（UB201530211520006844M液柱OWSLL1530HP00277003000308400608MHD00608006000683301276M液柱0915WTH故在本设计中不会发生液泛现象根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。第四章塔板负荷性能图41精馏段塔板负荷性能图411漏液线（气相负荷下限线）M3/S9627U0MIN07850008236807962314721M3/SIN0ID4VS据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线412过量液沫夹带线注以下计算常用得,E经验计算,3/2310842WHOWLLEHSOWL52WHL取E104则2/33/2308141082HOWLHLSS659108130413/23依下式计算32VE675FTAHU式中AUFTSAV139042SSV46HHF52WO55/2SL3/2478105SL令01KG液/KG气，由37288110,H045VE3MN/T代入式21得01361028373/264781054SLV整理得3/295SSLV在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表41中SLS表41,SLM30002000400060008V57986551865283750740依表中数据在作出过量液沫夹带线413液相负荷下限线取平顶直堰堰上液层高度0006，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不HOWM能保证板上液流分布均匀。则H28410E（）OW3WHLL3/2E104,则000628410104（）30816S3/2整理得SMS/604128L323MIN,I,6SS/3在图上处作垂线即为液相负荷下限线。4MIN,1068SLS/3414液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为5秒作为液体在降液管中停留时间的下限则（）SLMANFTAH51390426SM/3在处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上SAN0126S/3它为与气体流量V无关的垂直线。S415溢流液泛线由式和联立求解。TWDHHFFOWDHH1LCP（）（）（）CH051OU2LV051OSACV2LV（）（）051849072SV2537892058SV（HH）LWO3/23/29616105SSLL故P208SV3/29S0400236250S3/96SL20153（）（）则HD0HLWS215038S2274615SL0023600423065914350628SV/296SL3/2S274615SL整理得4583032197395L291002LSV23/2S2S取若干值依式计算值，见表42，作出液泛线SL表42SMS3,0002000400060008VS65254635546185960060根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下精馏段塔板负荷性能图00044081,408030246810000050010015L/M3/SV/M3/H液量上限线液量下限线过量液沫夹带线漏液线溢流液泛线操作线操作点P精馏段塔板负荷性能图由图可以看出P点为操作点，其坐标为，SVS/0834SL/04813OP为操作线，OP与液沫夹带线的交点对应气相负荷为,与漏夜线SMVS/28375MAX,的交点对应气相负荷为可知SMVS/723IN,精馏段的操作弹性VS，MAX/VS，MIN3589242提馏段塔板负荷性能图421漏液线（气相负荷下限线）M3/S75918U0MIN07850008236808759116194M3/SIN02ID4VS据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线422过量液沫夹带线注以下计算常用得,E经验计算,3/2310842WHOWLLEHSOWL52WHL取E104则2/33/238HOLSS659108130413/23依下式计算32VE61075FTAHU式中AUFTSAV139042SSV46HHF52WO585/2SL3/24781095SL令01KG液/KG气，由52984710,H045VE3MN/T代入式21得0136109847523/264781095SLV整理得3/25SSLV在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表43中SLSV表43,SLM30002000400060008SV68011648866226459924依表中数据在作出过量液沫夹带线423液相负荷下限线取平顶直堰堰上液层高度0006，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不HOWM能保证板上液流分布均匀。则H28410E（）OW3WHLL3/2E104,则000628410104（）30816S3/2整理得SMS/604128L323MIN,I,6SS/3在图上处作垂线即为液相负荷下限线。4MIN,8S424液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为5秒作为液体在降液管中停留时间的下限则（）SLMANFTAH51390426SM/3在处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上SAN0126S/3它为与气体流量V无关的垂直线。S425溢流液泛线由式和联立求解。TWDHHFFOWDHH1LCP（）（）（）CH051OU2LV051OSACV2LV（）（）051849072SV2751820385SV（HH）LWO3/23/296176035SSLL故P208SV3/2917S084002102350S3/96SL20153（）（）则HD0HLWS215038S2274615SL00210003580659142305628SV/2396SL3/2S274615SL整理得6041831254489L375169LS3/2S2S取若干值依式计算值，见表64，作出液泛线SL表44SMS3,0002000400060008VS74986730797118069165根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下提馏段塔板负荷性能图00068513,267320246810000050010015L/M3/SV/M3/H液量上限线液量下限线过量液沫夹带线漏液线溢流液泛线操作线OP操作点精馏段塔板负荷性能图由图可以看出P点为操作点，其坐标为，SMVS/6732SML/068513OP为操作线，OP与液量上限线的交点对应气相负荷为,与漏夜线的交SMVS/53AX,点对应气相负荷为可知SVS/943MIN,提馏段的操作弹性VS，MAX/VS，MIN30882第五章各接管尺寸的确定及选型51进料管尺寸的计算及选型料液质量流体SKGFMGL/642308195402进料温度TF831，在此温度下乙醇7334543KG/M3水9708108KG/M3则18977121XKG/M3598F则其体积流量SMGVFL/035864,取管内流速SMUF/52则进料管管径MDFLL5921439,查化工流体流动与传热P354热轧无缝钢管（GB816387）则可选择进料管热轧无缝钢管，M524此时管内液体流速U2532M/S,13VLF52釜液出口管尺寸的计算及选型釜液质量流率SKGWMGL/508213605298出料温度TW917053，在此温度下乙醇7226358KG/M3水9641233KG/M3则KG/M314637012WX79W体积流率S/57983,SMGVWL取釜液出塔的速度UL15M/S则釜液出口管管径MDW63057143则可选择釜液出口管热轧无缝钢管，此时管内液体流速M52U14665M/S2,W143VL53回流管尺寸的计算及选型回流液质量流率SKGRDMGL/35109816047回流温度TD783167，在此温度下乙醇7334543KG/M3水9708108KG/M3则KG/M38953012X762D体积流率S/107643DSLMGVD取釜液出塔的速度UW15M/S则釜液出口管管径295382IF则可选择回流管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1437M/SM4554塔顶蒸汽出口径及选型KG/M34012738314906SVRTPM塔顶上升蒸汽的体积流量V2269100000398136001401141791取适当流速U18M/SDM712601879所选规格为承插式铸铁管，此时管内流速17166M/S5455水蒸汽进口管口径及选型进入塔的水蒸气体积流量SMOVKG/M307592391758340RTPMS/MVSO取适当流速U18M/SD928。01826则可选择水蒸气进口管承插式铸铁管M45此时管内流速1800M/S第六章精馏塔的主要附属设备61冷凝器（1）冷凝器的选择强制循环式冷凝器冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量塔顶全凝器的热负荷按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且回流，采用25的水作为冷却剂，逆流操作，0C则查液体的气化潜热图，可知塔顶温度808下，11RVDQWMR0乙醇的气化潜热KGJ/970水的气化潜热245QQM1R1CPCQM2T2T1QM1R1DMDQ单位时间内的传热量，J/S或W；QM1,QM2热、冷流体的质量流量，KG/SR1,R2热，冷流体的汽化潜热，KJ/KGT808时查表得KG721092450917091R910RJ水乙醇R110172KJ/KG则QQM1R101597240411017271090554KJ/S取水为冷凝器介质其进出冷凝器的温度为20和30平均温度25下水的比热CPC4203KJ/KGK于是冷凝水用量QM2SKGTCP/1426903245719Q12又QKAMK取700WM2/所以，传热面积AMQT531618MT21LNTTT3016782LNA1910355536870492M62再沸器选用120饱和水蒸气加热，传热系数取K取700WM2/料液温度905100，水蒸汽温度120120逆流操作则,，2RQW01T5729T2390821LNTTM590查的塔釜温度905下，0CR水24394KJ/R乙醇9522KJ/R0029522100224394240965KJ/RMLWWFRDMLWWLQ65240918096154017276490KJ/S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12048KG/S652409RQQMH_加热蒸汽的冷凝潜热，/KJGAMKT165211239087164A2M63预热器以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为FQ21FFPFFQWCT其中TFM81545735/2582728（设原料液的温度为35度）在进出预热器的平均温度以及TFM582728的情况下可以查得比热CPF3472KJ/KG，所以，QF402992680347281545735174520013KJ/H釜残液放出的热量12WPWQWCT若将釜残液温度降至TW245那么平均温度TWN91705345/2683526其比热为CPW4170KJ/KG，MW1912因此，QW19122985417091705451111556787KJ/H可知，QWQF，于是理论上不可以用釜残液加热原料液至泡点。第六章设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均温度MT799312866255气相VSM3/S0891251平均流量液相LSM3/S00007368000496实际塔板数N块710板间距HTM046046塔的有效高度ZM276460塔径DM1010空塔气速UM/S11350529塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长LWM0606堰高HWM0042300358溢流堰宽度WDM02070207溢流装置管底与受液盘距离HOM003003板上清液层高度HLM006006孔径DOMM8080孔中心距TMM240240孔数N孔990990开孔面积0AM204930493筛孔气速UOM/S1789344575塔板压降HPKPA048004923液体在降液管中停留时间S87312975降液管内清液层高度HDM0178601276雾沫夹带EVKG液/KG气0039200071负荷上限液沫夹带控制液量上限控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VSMAXM3/S5283750气相最小负荷VSMINM3/S1472116194操作弹性35893088第七章设计方案讨论本次课程设计不同于往常的作业，它具有多方案性，由同一思路可地多种结果。其目的是希望我们能够综合运用以前学过的各课程知识，通过认真的设计计算和每项项目的精心校核，提高分析问题、解决问题，理论联系实际，独立思考问题等能力。我通过仔细计算和校核，在老师和同学成员的帮助下，得出了以上设计步骤和结果。从设