乙醇水混合液浮阀精馏装置的设计

1、滁州学院化工原理课程设计目 录1 概述31.1设计依据与原理31.2技术来源31.3设计任务32 塔的工艺计算42.1最小回流比及操作回流比的确定42.2塔顶产品产量、釜残液量的计算62.3理论塔板层数的确定62.4实际塔板数及全塔效率的估算63 塔主要尺寸的设计计算83.1精馏段与提馏段的体积流量83.2塔径103.3塔板尺寸的确定113.4塔板结构123.4.1堰高123.4.2降液管底隙高度h0113.4.3进口堰高和受液盘133.4.4浮阀数目及排列134 流体力学验算及操作性能负荷图15 4.1气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) 15 4.1.1干板阻力154.1.2由表面张力引起

2、的阻力154.1.3板上充气液层阻力154.2漏液验算154.3液泛验算164.4雾沫夹带验算164.5操作性能负荷图174.5.1雾沫夹带上限线174.5.2液泛线174.5.3液体负荷上限线174.5.4漏液线184.5.5液相负荷下限线184.5.6操作性能负荷图185 辅助设备的计算及选型195.1进料管195.2釜残液出料管195.3回流液管195.4塔顶上升蒸汽管205.5水蒸汽进口管20浮阀塔工艺设计计算结果21参考文献22致谢23符号说明24浮阀塔工艺条件图27浮阀塔工艺流程图28教师评语291 概述乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性

3、、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇水体系的精馏设备是非常重要的。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。1.1 设计依

4、据与原理本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，可以降低塔的操作费用，故操作压力选为常压其中塔顶压力为.虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体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.由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，设备费用和操作费用都可以降低。精馏过程的原

5、理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。因此我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。1.2 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。1.3 设计任务1、生产能力：年处理量5400吨乙醇水混合液。2、年工作日：325天（24小时）3、原料及产品规格：原料液温度：45，料液含乙醇35%；产品乙醇含量92%；残液中乙醇含量0. 5%4、设备型式：浮阀塔5、塔顶压力：

6、常压6、进料热状况：泡点进料7、回流比：r=1.5rmin2 塔的工艺计算2.1最小回流比及操作回流比的确定1.换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。f：原料液流量（kmol/s） xf：原料组成（摩尔分数，下同）d：塔顶产品流量（kmol/s） xd：塔顶组成w：塔底残液流量（kmol/s） xw：塔底组成原料乙醇组成：xf =17.4%塔顶组成：xd = =81.82%塔底组成： 温度/ 液相 气相 温度/液相 气相 温度/液相 气相 1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.085

7、5.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.64   84.116.6150.8979.751.9865.99    乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系2.各段温度计算利用表中数据由拉格朗日插值可求得tf、td、twtf ： tf = 83.94td ： td = 78.28tw ： tw = 99.54精馏段平均温度：

8、提馏段平均温度： 3.各组分的计算精馏段：=81.11液相组成x1：, x1 = 36.10%气相组成y1： , y1 = 60.22%所以 =46×0.3610+18×（1-0.3610）=28.108kg/kmol=46×0.6022+18×（1-0.6022）=34.8616kg/kmol提馏段:=91.74液相组成x2：, x2 = 4.97%气相组成y2：, y2 = 29.67%所以 =46×0.0497+18×（1-0.0497）=19.3916kg/kmol=46×0.2967+18×（1-0.29

9、67）=26.3076kg/kmol4.相对挥发度精馏段挥发度：由xa=0.3610，ya=0.6022得，xb=0.6390, yb=0.3978所以 提馏段挥发度：由a=0.0497，a=0.2967得b=0.9503，b=0.7033同理可得：=8.07；则塔顶塔底的挥发度相差很大时，不可取开平方，因此取精馏段的作为挥发度，即2.685.回流比的计算yf=根据x-y图得： rmin=取r=1.5rr=1.5×2.4486=3.6732.2 塔顶产品产量、釜残液量的计算以年工作日为325天，每天开车24小时计，进料量为：f=由全塔的物料衡算方程可写出：f=d+w和f xf= d

10、xd+ w xw得到:d=0.01772kmol/s，w=0.06636kmol/s2.3理论塔板层数的确定理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用逐板计算法。根据1.01325×105pa下，乙醇水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线，即x-y曲线图，泡点进料，即q = 1，由于xf = 0.174， yf= 0.3608，rmin=2.4486，操作回流比r=1.5 rmin=1.5已知：精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程：由逐板计算法可以知道，在第五块塔时， 则进料塔板在从上向下算第五块板。有

11、爱迪友斯关联式y=0.75(1-x0.567)y=,x=,根据以上公式，可以得到理论塔板数为13.2.4实际塔板数及全塔效率的估算板效率可用奥康奈尔公式计算。 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度l 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mpa·s1.混合物的粘度 1=81.11，查表得： 2=91.20，查表得：精馏段粘度：=提馏段粘度：2.精馏段实际塔板数已知：，所以：，故11块3.提馏段实际塔板数及全塔效率已知：，所以:,，故np提=18块全塔所需实际塔板数：全塔效率: 3 塔主要尺寸的设计计算3.1精馏段与提馏段的体积流量1.密度计算已知：混合液密度：混合气密度：温度/ 乙 水 温度/乙

12、 水 80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3   不同温度下乙醇和水的密度求得在与下的乙醇和水的密度 =81.11， , 乙=733.86 kg/m3，水=971.09kg/ m3同理：=91.74，乙=722.61kg/ m3，水=964.10kg/ m3在精馏段：液相密度： + ， l1=815.39kg/m3气相密度：v1 kg/ m3同理，在提馏段：液相密度=878.09kg/m3气相密度：v2=0.8792kg/ m32.气液相体积流量计算精馏段： 已知：，则有质量流量： 体积流量： ，提

13、馏段：因本设计为饱和液体进料，所以已知： 则有质量流量： 体积流量： 3.2 塔径的计算由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：汽塔的汽相平均密度： 汽塔的液相平均密度： 塔径可以由下面的公式给出： 由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。取塔板间距，板上液层高度，那么分离空间： 功能参数： 从史密斯关联图查得：，由于，需先求平均表面张力：全塔平均温度，在此温度下，乙醇的平均摩尔分数为， 平均塔温下乙醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算：，所以：根据塔径系列尺寸圆整为d=1460mm

14、此时，精馏段的上升蒸汽速度为：提馏段的上升蒸汽速度为：3.3 塔高的计算塔的高度可以由下式计算： 已知实际塔板数为n=29块，板间距由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔6块板设一个人孔，则人孔的数目为:个取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：3.4 塔板尺寸的确定由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度，破沫区宽度，查得弓形溢流管宽度弓形降液管面积 r=d/2-wc=0.73-0.04=0.69m x=d/2-wd-ws=0.73-0.146-0.07=0.514验算： 液体在精馏段降液管内的停留时间 液体在精馏段降液管内的停

15、留时间 3.4.1 堰高采用平直堰，堰高取，则3.4.2 降液管底隙高度h0 若取精馏段取，提馏段取为，那么液体通过降液管底隙时的流速为精馏段： 提馏段： 的一般经验数值为3.4.3 进口堰高和受液盘本设计不设置进口堰高和受液盘3.4.4 浮阀数目及排列采用f1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。1 浮阀数目浮阀数目气体通过阀孔时的速度取动能因数，那么，因此2 排列由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距，那么相邻两排间的阀孔中心距为： 取时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取画出阀孔的排布图如图所示，其中图中，通道板上可排阀孔91个，弓形板可排阀孔50个，所以

16、总阀孔数目为个3.4.5 校核气体通过阀孔时的实际速度： 实际动能因数： (在912之间)开孔率：开孔率在10%14%之间，满足要求。4 流体力学验算及操作性能负荷图4.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)4.1.1 干板阻力浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为：因为所以4.1.2 板上充气液层阻力取板上液层充气程度因数，那么：4.1.3 由表面张力引起的阻力由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以：4.2 漏液验算动能因数，相应的气相最小负荷为：其中所以可见不会产生过量漏液。4.3 液泛验算溢流管内的清液层高度其中， 所以

17、， 为防止液泛，通常，取校正系数，则有：可见，即不会产生液泛。4.4 雾沫夹带验算泛点率=查得物性系数，泛点负荷系数所以，泛点率=可见，雾沫夹带在允许的范围之内4.5 操作性能负荷图4.5.1 雾沫夹带上限线取泛点率为80%代入泛点率计算式，有：整理可得雾沫夹带上限方程为： 4.5.2 液泛线液泛线方程为其中，代入上式化简后可得： 4.5.3 液体负荷上限线取，那么4.5.4 漏液线取动能因数，以限定气体的最小负荷： 4.5.5 液相负荷下限线取代入的计算式：整理可得：4.5.6 操作性能负荷图由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。 根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点p(0.00

18、146，1.103)在正常的操作范围内。连接op作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可读得：所以，塔的操作弹性为5 辅助设备的计算及选型5.1 进料管进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管(yb231-64)，规格：实际管内流速： 5.2 釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则 经圆整选取热轧无缝钢管(yb231-64)，规格：实际管内流速： 5.3 回流液管回流液体积流量 利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(yb231-64)，规格： 实际管内流速： 5.4 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量

19、： 取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(yb231-64)，规格：实际管内流速：5.5 水蒸汽进口管通入塔的水蒸气体积流量： 取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(yb231-64)，规格：实际管内流速：浮阀塔工艺设计计算结果项目 符号 单位 计算数据 备注 精馏段 提馏段 塔径 dm1.461.46 板间距 htm0.40.4 塔板类型   单溢流弓形降液管 分块式塔板 空塔气速 um/s1.4351.48 堰长 lwm0.7050.705 堰高 hw m0.0600.010 板上液层高度  m0.070.

20、07 降液管底隙高 h0 m0.0150.025 浮阀数 n 189189等腰三角形叉排 阀孔气速 u0m/s0.21330.2223同一横排孔心距 浮阀动能因子 f0 12.1112.47相邻横排中心距离 临界阀孔气速 u0c m/s9.7811.72 孔心距 tm0.0750.075 排间距 tm0.0650.08 单板压降 pppa683.91703.77 液体在降液管内停留时间 s23.517.17 降液管内清液层高度 hdm0.150.1525 泛点率  %66.3060.44 气相负荷上限 (vs)maxm3/s1.651.67物沫夹带控制 气相负荷下限 (vs)minm3/s0.571.71漏液控制 操作弹性   2.892.83&