15万吨乙醇-正丙醇分离筛板塔设计说明书

乙醇-正丙醇分离筛板塔设计说明书1绪论1.1塔设备简介塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。塔设备的种类很多，常见的分类：（1）按操作压力分为加压塔、常压塔及减压塔（2）按单元操作分为精馏塔、吸收塔、萃取塔、反应塔等。（3）按塔内气、液接触构件的结构分为板式塔和填料塔。目前工业生产中应用最广泛的是填料塔和板式塔。填料塔是一种常用的气、液传质设备。它结构简单，塔内装有填料，其作用是使向下流动的液体与向上逆流的气体在填料层中充分接触达到传质的目的。填料塔造价低，阻力小，具有良好的耐腐蚀性能。在生产中，当生产量较大时，一般采用板式塔。在板式塔中，塔内设有许多块塔盘，相邻两块塔盘有一定的距离，气、液两相传质就在塔板上进行。板式塔具有单位处理量大，分离效果好、重量轻、清理检修方便等特点。塔设备设计一般要满足下列要求：（1）分离效率高达到一定分离程度所需塔的高度低。（2）生产能力大单位塔截面积处理量大。（3）操作弹性大对一定的塔器，操作时气液流量的变化会影响分离效率。若将分离效率最高时的气液负荷作为最佳负荷点，可把分离效率比最高效率下降15%的最大负荷与最小负荷之比称为操作弹性，易于稳定操作。（4）气体阻力小可使气体的输送功率消耗小。对真空精馏来说，降低塔器对气流的阻力可减小塔顶、塔底间的压差，降低塔底操作的压强，从而可降低塔底溶液泡点，降低对塔釜加热剂的要求，还可防止塔底物料的分解。（5）结构简单，设备取材面广便于加工制造与维修，价格低廉，适用面广。本设计年处理15万吨乙醇-正丙醇混合物，综合考虑，选择筛板塔。1.2设计条件生产能力：150000吨/年（每年按300天生产日计算）原料状态：乙醇含量45%（wt%）；温度：25℃；压力：100kPa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中乙醇含量97%（wt%）；塔釜正丙醇含量1%（wt%）操作压力：100kPa其它条件：塔板类型：筛板塔；塔顶采用全凝器；R=1.3Rm2设计方案简介2.1设计方案的确定2.1.1装置流程的确定按操作方式不同，精馏过程可分为连续精馏和间歇精馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等特点，适合原料处理量大且需获得组成一定的产品的混合物的分离，工业生产中以连续蒸馏为主。本设计处理乙醇-正丙醇物系原料组成稳定，处理量大，因此本设计中采用连续精馏。由于乙醇-正丙醇物系可以用循环水作冷却介质，减少冷却费用。有必要时可以考虑余热的利用。譬如，用原料液作为塔顶产品冷却器的冷却介质，即可将原料预热，又可节约冷却介质。塔顶冷凝器采用全凝器，以便准确地控制回流比。2.1.2操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压蒸馏。所以本设计中的操作压力采用常压。2.1.3进料热状况的选择本设计采用泡点进料。采用接近泡点的液体进料和饱和液体下进料，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。且乙醇-正丙醇为一般物系，实用常用方式进料。2.1.4加热方式的选择由于在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时，宜采用直接式加热。其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。故本设计采用再沸器加热塔釜料液。2.1.5回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费和操作费用之和最低。设计时应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验选定2.1.6换热器的选择本设计选用U型管换热器，U型管换热器的每根管子可以自有伸缩，而与其他管子跟壳体无关，结构简便，质量轻，使用与高温高压场合。3工艺计算3.1基础物性数据3.1.1乙醇、正丙醇的物理性质项目分子式分子量M沸点/℃临界温度tc/K临界压力pc/kPa乙醇C2H6O46.0778516.26380正丙醇C3H8O60.197.1536.7551703.1.2常压下乙醇、正丙醇的气液平衡数据温度t/℃乙醇摩尔分数液相x/%气相y/%97.60093.850.1260.2492.660.1880.31891.60.210.34988.320.3580.5586.250.4610.6584.980.5460.71184.130.60.7683.060.6630.79980.50.8840.91478.38113.1.3饱和蒸气压P’乙醇、正丙醇饱和蒸气压可用安托万方程计算，即log'tBPAC（3.1）式中t---物系温度，℃；P’---饱和蒸汽压，kPa；A、B、C---安托万常数，其值见下表：组分ABC乙醇8.044941554.3222.65正丙醇7.997331569.7209.53.1.4乙醇与正丙醇液相密度L温度t，℃7080901001103kg/mL，乙醇，754.2742.3730.1717.4704.33kg/mL，正丙醇，759.6748.7737.5726.1714.23.1.5液体表面张力温度t，℃6080100mN/m乙醇，20.2518.2816.29mN/m正丙醇，21.2719.417.53.1.6液体粘度L温度t，℃6080100mPasL，乙醇，0.6010.4950.361mPasL，正丙醇，0.8990.6190.4443.2精馏塔设计计算3.2.1温度计算设为饱和液体进料，操作压力为常压，利用乙醇-正丙醇气液平衡数据，采用插值法可以求得进料温度及塔顶、塔釜温度。0.450.35888.3286.25-88.32=86.470.4610.3580.97680.88480.578.38-80.5=78.810.8840.013097.693.85-97.6=97.210.1260FDWttt（）℃（）℃（）℃121286.4797.2191.842286.4778.882.642291.8482.6487.2422FWFDttttttttt℃℃℃提馏段平均温度精馏段平均温度℃全塔平均温度℃℃3.2.2物料衡算（一）料液及塔顶、塔釜产品含乙醇摩尔分率45/46.070.516345/46.0755/60.1Fx97/46.0797/46.073/60.10.9768Dx1/46.071/46.0799/60.0.03110Wx（二）平均分子量=0.516346.07+1-0.516360=52.86.1FM（）=0.976846.07+1-0.976860=46.40.1DM（）=0.013046.07+1-0.013060=59.92.1WM（）（三）物料衡算总物料衡算：315000010'''20833.33kg/h30024DWF易挥发组分物料衡算0.97'0.01'0.45'DWF联立以上二式得：'9548.61kg/h='/=9548.61/46.4=205.789kmol/h'11284.72kg/h='/=11284.72/46.4=188.33kmol/h'20833.33kg/h='/=20833.33/52.86=394.1228kmol/hDWFDDDM，；，；，；3.2.2塔板数的确定（一）相对挥发度计算相对挥发度=AiBpp，pA、pB可由安托万方程即式3.1计算，将不同温度下相对挥发度计算列于下表：温度PA/kPaPB/kPa相对挥发度i78.8000103.248948.39032.133780.0000108.242650.93282.125282.0000117.013755.41552.111684.0000126.370760.21932.098586.4700138.780166.62112.083188.0000146.963970.86042.074090.0000158.263676.73402.062592.0000170.276183.00182.051594.0000183.035789.68332.040997.2100205.1661101.32332.0249精馏段的平均相对挥发度：52.13372.12522.11162.09852.0831=2.11提馏段的平均相对挥发度：62.02492.04092.05152.06252.0831=2.06全塔的平均相对挥发度：2.08（二）理论塔板数计算饱和液体进料，q=1，即q为一直线，且0.5631qFxxminR最小回流比：min1-110.97682.081-0.9768==1.6594-112.08-10.516310.5163DDqqxxRxx（）（）实际操作回流比min=21.3.1572RR；2.1572205.789kmol/h443.9339kmol/hLRD精馏段操作线方程：1110.6833+0.3094DnnnxRyxxRR提段操作线方程：11.28990.003768nnnLqFWyxxLqFWLqFW气液平衡方程：yyxxxxxy08.108.208.1108.2)1(1以下用逐板计算法确定精馏塔的理论板层数：（1）精馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和精馏操作线方程）：相平衡操作线相平衡操作线132211...nDxyxyxyx计算到Fnxx1则第n-1块板即为进料板。（2）提馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和提馏操作线方程）：相平衡操作线相平衡操作线Nnnnnnxxyxyx...111计算到WNxx则理论塔板数为N块，计算结果列于下表：xD0.9768y10.9768x10.9529y20.9560x20.9127y30.9285x30.8620y40.8939x40.8020y50.8529x50.7360y60.8078x60.6690y70.7620x70.6062y80.7191x80.5517y90.6819x90.5075y100.6509x100.4727y110.6060x110.4251y120.5445x120.3650y130.4670x130.2964y140.3786x140.2265y150.2884x150.1631y160.2066x160.1113y170.1398x170.0725y180.0897x180.0452y190.0546x190.0270y200.0311x200.0152y210.0158x210.0077y220.0061由计算结果可知，进料板为第9块板，精馏段理论板数为8块，提馏段理论板数为13块，全塔理论板数为21块（含再沸器）。（三）实际板数计算全塔效率可用下式计算：0.170.616lgTmE（3.2）其中m为液相平均粘度，可用下式计算：=+mFFxx乙醇正丙醇（1-）（3.3）式中乙醇、正丙醇可用全塔平均温度下的粘度代替，利用插值法，结合3.1.6中的液体粘度计算如下：87.2480=0.495+0.361-0.495=0.4398100-8087.2480=0.619+0.444-0.619=0.5557100-80=0.51630.4398+1-0.51630.5557=0.4958m乙醇正丙醇（）（）（）全塔效率0.170.616lg=0.17-0.616lg0.4958=0.3577TmE所以精馏段实际塔板数计算如下：8=22.3220.357713=36.3370.35