精馏塔设计报告Word文档下载推荐.docx

精馏塔设计报告Word文档下载推荐.docx

《精馏塔设计报告Word文档下载推荐.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《精馏塔设计报告Word文档下载推荐.docx（51页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。

4.2.1塔板压降 28

4.2.2液泛 29

4.2.3雾沫夹带 30

4.2.4漏液 31

五、塔板负荷性能图 31

5.1漏液线 31

5.2液沫夹带线 32

5.3液相负荷下限线 33

5.4液相负荷上限线 34

5.5液泛线 35

六、附属设备设计 37

6.1产品冷却器 37

6.1.1换热量和冷却水用量的计算 37

6.1.2对数平均温度差和温差校正系数的确定 37

6.1.3换热面积的估算和换热器的选型 38

6.2接管尺寸的计算 39

6.2.1塔顶蒸汽管 39

6.2.2回流液管 39

6.2.3进料管 40

6.2.4釜残液排出管 40

6.2.5加热蒸汽管 40

七、设计方案的比较和评价 41

八、设计结果汇总 43

九、设计评述 44

十、参考资料 45

十一、附图 46

一、设计任务书

现拟设计一个精馏塔，完成乙醇和水的分离任务，其具体设计要求和条件为：

1）进精馏塔料液含乙醇25%（质量），其余为水；

2）产品乙醇含量不得低于94%（质量）；

3）残液中乙醇含量不得高于0.1%（质量）；

4）生产能力为日产（24小时）130吨94%的乙醇产品；

5）操作条件：

精馏塔顶压力4kPa（表压）

进料状况泡点进料

回流比

单板压降不大于667Pa

加热蒸汽压力101.3kPa（表压）；

6）设备型式：

浮阀塔；

7）厂址：

天津地区。

二、设计方案的确定及流程说明

2.1精馏塔对塔设备的要求

1）生产能力大：

即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。

2）效率高：

气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

3）流体阻力小：

流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。

4）有一定的操作弹性：

当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。

5）结构简单，造价低，安装检修方便。

6）能满足某些工艺的特性：

腐蚀性，热敏性，起泡性等。

2.2塔的类型选择

从大的方面来说，精馏塔分为填料塔和板式塔。

填料塔分离效率较高，压力降相对于板式塔来说也较小，但是其操作弹性较小，并且生产能力较板式塔来说较小，一般小塔多采用填料塔，而板式塔虽然在某些方面不如填料塔，但是总的来说，其踏板效率稳定，操作弹性大，造价低，检修、清洗方便。

对于本工艺来说，采用板式塔是可行的，因此选择板式塔。

板式塔又分为泡罩塔，浮阀塔，筛板塔等多种类型。

泡罩塔是工业上应用最早的塔板，其操作弹性较大，液气比范围较大，不易堵塞，适于处理各种物料。

但是其结构复杂，造价高，塔板压降大等原因导致近年来泡罩塔已经逐渐被筛板塔、浮阀塔所取代，在新建的塔设备中以很少采用；

筛板塔结构简单，造价低，落差小，气体压降低，传质效率较高，但是缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料，且若设计或操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降，故在工业上应用较为谨慎；

浮阀塔是在泡罩塔和筛板塔的基础上发展起来的，它吸收了两种塔的优点，浮阀塔结构也较简单、制造方便、造价低；

塔板开孔率大，生产能力大，而且其操作弹性也较大，气液接触时间较长，因此传质效率较高。

综合分析下来，选择浮阀塔作为最终的塔设备。

2.3塔压

精馏可以在减压、常压、加压条件下进行。

常压下为气态（如空气、石油气）或常压下泡点为室温的混合物，可以采用加压精馏；

常压下，泡点为室温至150℃左右的混合液，一般采用常压精馏；

对于常压下泡点较高或热敏性物质，宜采用减压精馏，以降低操作温度。

乙醇和水的常压沸点分别为78℃和100℃，因此采用常压精馏，稍稍加压，塔顶压力为（101.3+4）kPa。

2.4进料状态

进料状态分为五种状态，包括冷液进料、饱和液体进料（即泡点进料）、气液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽进料。

在实际生产中，以接近泡点的冷进料和泡点进料者居多，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易。

因此选择进料方式为泡点进料。

2.5塔釜加热方式

一般塔釜都设置再沸器，输入一定热量使部分液体汽化，产生上升蒸汽，使精馏过程得以进行，大多数情况下均采用间接加热，但是对于塔内重组分是水的体系来说，由于水将作为塔釜产品从塔底排出，此时就可以省去一个再沸器，采用直接蒸汽加热的方式来对塔釜进行加热，本系统中乙醇为轻组分，水为重组分，因此可以采用直接蒸汽加热，加热蒸汽的温度由塔釜温度和加热蒸汽规格决定，提供的加热蒸汽压力为101.3kPa（表压），可作为加热的热源。

2.6塔顶冷凝方式

精馏塔顶一般设置全凝器，以保证将上升蒸汽全部冷凝成液体，当塔顶有气相出料时，可以考虑在全凝器之前设置一个分凝器，将部分气体冷凝，剩下的气体作为气相采出，这时的分凝器相当于一层理论板。

在本工艺中，没有塔顶气相采出，因此采用全凝器即可满足要求。

2.7塔板溢流形式

板式塔常见的溢流方式（降液管布置方式）有U型流、单溢流、双溢流及阶梯式双溢流等。

U型流液体流径长，可以提高板效率，其板面利用率也高，但它的液面落差大，只适用于小塔和液体流量较小的塔；

单溢流液体流径较长，塔板效率较高，结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛应用；

双溢流的液体流动的路程短，可降低液面落差，但塔板结构复杂，板面利用率低，一般用于直径大于2m的塔中。

阶梯式双溢流结构最为复杂，只适用于塔径很大、液流量很大的特殊场合[2]。

对产量做简单估计后，选择单溢流作为塔板溢流形式的初步结果，具体设计视情况决定。

2.8塔径的选取

精馏塔的塔径由塔内的气相体积流量和空塔气速决定，一般来说，精馏段和提馏段由于操作条件的不同，塔径会有所区别，在两者相差不大的情况下，应尽量按照较大的那个圆整至标准尺寸，产用的标准塔径为（mm）：

400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、…。

若精馏段和提馏段的塔径相差较大，应考虑采用变径塔。

另外，塔径的选取还应通过流体力学的验算。

2.9回流比的选取

回流比对于精馏操作的费用有很大的影响。

回流比大，完成相同的任务所需要的理论板数就少，相应的塔高就会较低，设备费用会减少，但是增大回流比会导致回流量增大，需要消耗更多的能量，操作费用会上升，回流比小则反之。

因此选择一个合适的回流比是很重要的，一般来说，操作回流比都选为最小回流比的一个倍数，本工艺中选择系数为1.7。

2.10操作流程

来自储罐的混合液经预热至泡点后，由泵送入精馏塔的进料板上，塔内气液两相不断接触，进行传热和传质，使轻组分不断上升，重组分不断下降。

塔顶蒸汽在全凝器中冷凝后，一部分作为产品采出，一部分回流继续和塔内气相接触；

塔釜液体一部分采出，一部分由直接蒸汽加热汽化回到塔内和液相接触。

塔顶产品经冷却后进入产品储罐。

操作流程简图见附图。

图1：

流程示意图

三、塔的工艺计算

3.1物料衡算

将进料和产品中乙醇的质量分数换算为摩尔分数，乙醇和水的摩尔质量分别为（这里下标1代表乙醇，下标2代表水）：

，

则

乙醇产量为130t/day，则其每小时的产量为5.4167t/hr，从而得到乙醇产品中乙醇和水的产量分别是：

则馏出液的摩尔流量为：

因为回流比仍未知，且塔内气相流量未知，还不能完成整个的物料衡算，因此下一步应确定回流比，首先需要计算精馏操作的最小回流比。

由于本工艺的操作条件在常压附近，可以认为在压力范围内，常压的相平衡数据可以满足设计计算的需要，因此可以用常压下的汽液平衡数据绘制相图从而进行设计工作，汽液平衡数据见表1。

表1常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系

温度t/℃

乙醇摩尔数（%）

液相（x）

气相（y）

99.9

0.004

0.053

82

27.3

56.44

99.8

0.04

0.51

81.3

33.24

58.78

99.7

0.05

0.77

80.6

42.09

62.22

99.5

0.12

1.57

80.1

48.92

64.70

99.2

0.23

2.90

79.85

52.68

66.28

99.0

0.31

3.725

79.5

61.02

70.29

98.75

0.39

4.50

79.2

65.64

72.71

97.65

0.79

8.76

78.95

68.92

74.96

95.8

1.61

16.34

78.75

72.36

76.93

91.3

4.16

29.92

78.6

75.99

79.26

87.9

7.41

39.16

78.4

79.82

81.83

85.2

12.64

47.49

78.27

83.87

84.91

83.75

17.41

51.67

78.2

85.97

86.40

82.3

25.75

55.74

78.15

89.41

首先作出常压下的x-y相图，再连接一条对角线。

然后作出进料线，即q线。

由于进料为泡点进料，所以进料线方程为X=0.1154。

由于乙醇-水物系的特殊性，平衡曲线具有下凹部分，在寻找最小回流比对应的操作线时，发现操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，此时的操作线在纵轴上的截距为：

％

从而得到：

由物料平衡关系：

F代表进料量，V0代表加热蒸汽量，D代表馏出液量，W代表釜残液量。

而精馏段的气相摩尔流量为：

由于是泡点进料，所以提馏段和精馏段的气相摩尔流量应该是相同的，且由于塔内恒摩尔流的假设，提馏段和加入的直接蒸汽的摩尔流量也是相同的，

所以：

将数据代入上述物料衡算关系中，在加热蒸汽中不含有乙醇的前提下，联立方程组，解得：

3.2理论板数，板效率及实际板数的计算

3.2.1理论板数计算

在精馏塔设计计算中，确定理论板数经常采用的方法是逐板计算法和图解法。

本次设计采用图解法，其步骤如下：

1）在已做好的X-Y相图中找到A（XD,XD）点，即（0.8598，0.8598）。

2）又上述物料衡算过程可以知道精馏段操作箱方程，从而可得到其与q线方程交点C点（0.1154,0.2775）连接AC，得精馏段操作箱

3）由于采用直接蒸汽加热，所以找到提馏段操作线在横轴上的截距B（0.00039，0）。

4）连接CB，得到提馏段操作线。

6）从A点开始，在精馏段操作线和平衡线之间画梯级，当梯级跨过C点后，在提馏段操作线和平衡线之间画梯级，直到最后一级跨过B点。

由于塔顶和塔底部分平衡线和操作线之间距离太近，所以在图解时将这两部分放大。

具体图解情况见图2、图3和图4。

图2：

理论塔板求解图

通过图解理论板，可以很明显的看出：

理论板数；

进料板位置；

图3：

塔顶图解局部放大

图4：

塔釜图解局部放大

要确定最终实际的理论板数，还必须知道塔板的全塔效率，而塔板效率可由下式进行估算：

式中：

μ=料液在塔顶、塔底平均温度下的平均黏度，cp。

对多组分物系可按下式计算：

；

。

由此可见要确定塔效率，首先需要确定塔板的温度，而塔板的温度又与实际板数息息相关，因此计算需要迭代，其迭代思路如下：

3.2.2塔板温度和板效率及实际塔板数的确定

取板效率的初值为0.5。

则实际板数为：

由每块板的压降为667Pa可知，

塔顶压力为

塔釜压力为

对非理想物系，由修正的拉乌尔定律可得：

式中，，为纯组分A，B的饱和蒸汽压；

，为组分A，B的活度系数。

压力、温度和浓度对活度系数都有影响。

压力的影响较小，一般可忽略。

温度的影响可按照下面的经验公式估算：

式中常数C对不同物系、不同组成的数值均不同。

纯液体的饱和蒸汽压可用Antoine方程计算：

乙醇和水的Antoine常数见表2：

表2：

A

B

C

温度范围（K）

乙醇

7.30243

1630.868

-43.569

273~353

6.84806

1358.124

-71.034

370~464

水

7.074056

1657.459

-46.13

280~441

由以上数据可以确定塔板温度，计算步骤如下：

3.2.3塔顶温度

在T-X-Y相图上查得

由Antoine方程算出

假设塔顶温度为80℃，则有

不等于塔顶压力，因此重设塔顶温度为79.5℃，重复以上步骤得到P=106.61kPa；

再设温度为79.2℃，P=105.37kPa。

满足手算要求，因此塔顶温度为79.2℃。

3.2.4塔底温度

由于塔底乙醇含量很少，可以忽略不计，因此修正后的拉乌尔定律变为：

查得

设塔釜温度为108.0℃，

不等于塔釜压力，因此重设温度为111.0℃，P=148.42kPa，再重设温度为111.45℃，P=150.66kPa。

满足手算的要求，因此塔釜温度为111.45℃。

3.2.5板效率

由物性数据表[3]查得在95.33℃下，乙醇和水的黏度分别为：

因此令，得：

3.2.6进料温度

进料板位置为

确定方式和之前确定塔顶，塔釜温度的思路相同。

假设进料温度为100℃，则有

不等于塔板压力，因此重设进料温度为93.4℃，重复以上步骤后结果满足手算要求，因此进料温度为93.4℃。

3.3平均参数的计算

计算原则：

以下符号下标1表示精馏段，下标2表示提馏段。

3.3.1平均压力

3.3.2平均温度

℃

3.3.3平均分子量

塔顶：

进料：

塔底：

精馏段：

提馏段：

3.3.4平均密度

3.3.4.1液相密度

由物性数据表[3]查得不同温度下的乙醇和水液相密度（线性插值得到）：

时，

℃时，

认为混合物的密度为各组分的加权平均值，则有

3.3.4.2气相密度

由于本精馏塔是在常压下操作，因此气相可以看成理想气体，由理想气体状态方程知：

3.3.5平均表面张力

二元有机物水溶液的表面张力在宽浓度范围内，可由下式求取：

下标w，o，s分别指水、有机物及表面部分；

x为摩尔分数；

V为摩尔体积，cm3/mol；

，为纯水和有机物的表面张力，dyn/cm3;

q值取决于有机物的形式和分子大小，对于碳原子数为2的脂肪酸和醇，q=2。

依据以上公式，可以计算塔顶、进料和塔釜的表面张力，进而求得精馏段和提馏段的表面张力。

以塔顶平均表面张力计算为例：

塔顶：

乙醇和水的摩尔体积为：

查得在该温度下，纯乙醇和纯水的表面张力如下：

解得

同理可解得，进料℃时，，

塔底T=111.45℃时，。

至此，塔顶、进料、塔底的液体表面张力都已知，从而可以算出精馏段和提馏段的液体表面张力：

3.3.6平均流量

由以上求得塔内气液两相的摩尔流量、平均摩尔质量、平均密度这些条件就可以得到塔内气液两相的体积流量，其计算如下：

精馏段和提馏段的平均体积流量为：

至此，精馏塔的平均参数已经全部求出，将其汇总于下表。

表3：

精馏塔平均参数汇总表

平均参数

精馏段

提馏段

Pm/kPa

118.31

131.98

tm/℃

86.3

102.425

MVm/[g/mol]

36.4716

24.4358

MLm/[g/mol]

31.6528

19.6211

ρVm/[kg/m3]

1.4207

1.03835

ρLm/[kg/m3]

851.230

941.635

σm/[mN/m]

23.347

42.606

Vsm/[m3/h]

9258.22

8584.09

Lsm/[m3/h]

23.4411

29.7493

3.4塔径的初步计算

板式塔的塔径依据下面的公式计算，即

式中，D为塔顶，m；

为气体体积流量；

u为空塔气速，m/s。

可见确定塔径的关键是选择一个合适的空塔气速。

空塔气速的上限由严重的液沫夹带或液泛决定，下限由漏液决定，适宜的气速应该介于两者之间。

设计时一般根据严重液沫夹带时的气速来决定，该气速称为极限空塔气速，以umax表示。

由，其中，C20需从史密斯关系图中查出。

图中C20为物系表面张力为20mN/m的负荷因数；

Vh，Lh分别为塔内气液两相的体积流量，；

HT为塔板间距，m；

hL为塔上液层厚度，m。

板间距的数值应按系列标准选择，常用的板间距有300、350、450、500、600、800mm等几种系列标准。

板式塔的塔间距参考数值如下：

塔径D/m

0.3~0.5

0.5~0.8

0.8~1.6

1.6~2.0

2.0~2.4

>

2.4

板间距HT/mm

200~300

300~350

350~450

450~600

500~800

800

设计中，板上液层高度hL由设计者选定。

对常压塔一般取为0.05~0.1m（通常取0.05~0.08m）。

上图是按液体表面张力为20mN/m的物系绘制的，当所处理的物系表面张力为其他值，应按下式进行校正，即

式中，C为操作物系的负荷因子，m/s；

为操作物系的液体表面张力，mN/m。

求得极限空塔气速后，进而可以得到操作的空塔气速：

关于气相体积流量的计算，当精馏操作压力较低时，气相可视为理想气体，则有：

式中，T，P为精馏段或提馏段的操作温度和操作压力；

和为标准状况下压力和温度。

图5：

史密斯关系图

取板间距，板上液层高度hL=0.05m，则，

查史密斯关系图得：

取安全系数为0.7，

按标准塔径圆整后，取,由塔径和塔间距的参考值可知，设计结果合理

由此算得空塔气速：

取板间距，板上液层高度，则，

精馏段和提馏段统一圆整到1.6m，由塔径和塔间距的参考值可知，设计结果合理。

提馏段空塔气速

3.5塔高的计算

3.5.1人孔

人孔作为安装和检修人员进出塔的唯一通道，其设置应便于进出任何一层塔板。

但是由于设置人孔处塔板间距较大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，考虑到料液较清洁，无需经常清洗，可每隔8块板设一个人孔，共设置np=2个人孔。

在设置人孔处，取板间距为Hp=600mm，人孔直径为500mm，筒体伸出塔体200mm。

3.5.2塔顶空间

为了减少塔顶出口气体中携带的液体量，塔顶空间一般高于塔板间距，有时甚至高出一倍，以利于气体中液体的自由沉降。

本设计中，塔顶空间取为1000mm。

3.5.3塔底空间

塔底空间的设计应满足下列两个条件：

（1）为了防止精馏操作对后续设备的影响，塔底空间应该起到储槽的作用，保证塔底的物料不会流空，一般塔底产品停留时间为3~5min，当供料设备不足时，应该有15min左右的停留时间，对于塔底产品量较大的塔，停留时间也取3~5min。

（2）为使从再沸器进到塔内的蒸汽能均匀分布，并有一定分离空间，从塔底液面到最下一块板之间还要有1~2m的空间。

将塔底产品的停留时间选为5min。

所需的体积为：

防止液体流空，将放宽到1.3m。

塔底液面到最下一块板的距离也取为1.3m。

3.5.4进料段的高度

本塔为液相泡点进料，进料段空间的高度可选为与塔板间距相同或稍大，因此选择为500mm。

3.5.5塔高

H——塔高（不包括裙座），m；

Hd——塔顶空间（不包括头盖部分），m；

Hb——塔底空间（不包括底盖部分），m；

Ht——塔板间距，m；

Hf——进料段高，m；

Hp——设人孔处的塔板间距，m；

np——人孔数

nf——进料口数

由于本塔精馏段和提馏段的塔板间距不同，因此计算有所不同：

四、塔板结构设计

因塔径D=1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液盘。

4.1塔板结构尺寸的确定

对于直径为1600mm的塔板，选择堰长lw=1120mm，对于板上液层高度初步确定为70mm，选用平直堰，计算堰上液层高度how，

其中E取1，

对于精馏段，

对于提馏段，

塔要求，则对于精馏段取降液管底隙流速uo1=0.2m/s，

同理对于