分离乙醇水浮阀精馏

1、分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔设计1设计题目：分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔设计2原始数据及条件生产能力：年处理乙醇-水混合液14.0万吨（开工率300天/年）原料：乙醇含量为20% （质量百分比，下同）的常温液体分离要求：塔顶乙醇含量不低于95%塔底乙醇含量不高于 0.2%建厂地址：塔板的工艺设计1精馏塔全塔物料衡算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:Xf25 / 4625 / 4675 /1811.54%塔顶组成:Xd90 / 4690 / 4610 /18

2、77.88%0.2 / 460.2 / 4699.8 /180.078%进料量：F145068.3 Kmol / h 1.89710 2 Kmol / s0.1154460.884618塔底组成:Xf物料衡算式：F D W Xf Xd Xw联立代入求解：D = 58.24 kmol/h=0.0168kmol/s ， W = 10.06 kmol/h=0.002794kmol/s2 常压下乙醇-水 气液平衡组成（摩尔）与温度关系在示例中对表格、图和公式未编号，在设计说明书中要求严格编号。表3-11乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系液相气相温度厂c液相气相温度/ c液相气相温度/ c10000

3、82.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.99(1)温度利用表中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD t WtF96.7 8.39.66 12.38tF 86.7t F = 8.73ctD :78.15 78.4189.45 7

4、4.7211.54 9.66tD 78.15tD = 78.1777.88 89.43-100 95.5tw 100tw = 99 82 C 0 .0.078 0精馏段平均温度：t1tF tD85.73 78.1722提馏段平均温度：t2tF tD85.73 99.8222tw tD81.95C92.78C精馏塔平均温度:78.17 99.82288.99C(3)混合液体表面张力乙醇-水溶液表面张力可用下列各式计算公式：Xtc tx25tc 25注：25为tx温度下质量分数为 25%的乙醇水溶液的表面张力tc Xti精馏段t181.95C表3-13不同温度下的表面张力92.7881.95温度厂

5、C乙醇表面张力/10-2N/m 224.317.15水表面张力/10-2N/m 26462.61. 提馏段、一 i-(4)混合物的粘度ti 81.95C，查表得：水 0.3436mPa s,醇 0.41mPa st2 92.78C，查表得:水 0.3070mPa s ,醇 0.365mPa s精馏段粘度：Ai = H 醉 xi + A 丸(1 ?1 0.410.2776 0.3436 1 0.27760.3640mPa s提馏段粘度：堆=吗? 2 + 心一 (1i 0.365 0.2776 0.3070 1 0.27760.3094mPas(5)相对挥发度精馏段挥发度：由心=0.2294，尹禮

6、二 0 5422 得= 0.7706 ,山=0 578所以L0.5422x0.7706 “门=j.ya提馏段挥发度：由越=0.0344，尹;=02?孑7 得片;=096于6 ,= 0 7663(2)密度已知：混合液密度：2 = Z+竺b为质量分率，厉为平均相对分子质量) PaA7 =混合气密度：22.4773精馏段:ti 81.95C液相组成xl：82.1 81.526.05 32.7381.95_81.5 x1 =27.76%X1 32.73气相组成y1：82.1 81.555.8059.2681.95_81.5 , y1 =56.67%y1 59.26所以Ml1460.2776180.27

7、7625.77 Kg / kmolMv1460.5667180.566733.87Kg / kmol提馏段t192.78C液相组成x2：95.589.092.78 89.0x2 = 4 12%1.907.21X2 7.21气相组成y2：95.589.092.78 89.0.伫 A -70/17.038.91,y2 = 26.17%y2 38.91所以ML2460.0412181 0.041219.15Kg / kmolMV2460.2617181 0.261725.33Kg / kmol表3-12不同温度下乙醇和水的密度温度/ CP乙P水温度/ CP乙P水80735971.895720961.

8、8585730968.6100716958.490724965.3求得在门与下的乙醇和水的密度t1 81.95C,8180730 7351 735733.05Kg/m85.0 80.0968.6 971.881.95 80.0水 971.8970.55Kg/m同理：t192.78C ,721.78Kg/m水 963.38Kg/m2在精馏段：液相密度I -:1 - 0卫294k 4却0 2294x46+1沁(1 0 2294) | 10由21 亦732.21970.011-0.277610.2776 46/ 0.2776 46+181-0.27761-0.2776 46/ 0.2776 46+1

9、8= + 一L1733.05970.55所以L1836.21Kg/m气相密度:T 0P1M273.15101.325 106.825233.8722.4T1P022.4273.15 81.95 101.3251.194Kg/m2在提馏段：液相密度，丄一:1-0.041210.0412 46/ 0.0412 46+181-0.04121-0.0412 46/ 0.0412 46+18= + L2721.78963.38所以L2932.49Kg/m气相密度:T 0P2MV222.4T2P0273.15106.825 109.825222.4273.15 92.78 101.3250.9024Kg

10、/ m2（7）气液相体积流量计算根据x-y图得:0.7663- 0.0891二 2 731取丄一丄亡-,精馏段：L RD 3 10.0630.18kmol/h8.383 10 3kmol /sV (R 1)D4 10.0640.24kmol/h0.01118kmol /s3已知：Ml1 25.77kg/kmol，Mv1 33.87kg/kmol -836.21kg/m，V1 1.194kg / m3则有质量流量:体积流量：L134 3V133Lsi0.93m /h 2.58 10 m /sV1139.1m /h 0.3164m /sL 1v1提馏段：因本设计q 1.121 L L qF 30.

11、18 1.121 68.3106.74kmol/h0.02965kmol / sV V (q 1)F40.24 0.121 68.3 48.5kmol/h 0.01347kmol /s3已知：Ml2 19.15kg/kmol , Mv2 25.33kg/kmol l2 932.49kg/m ,V2 0.9024kg / m3则有质量流量:L2 Ml2L19.15 106.742044.071kg/h 0.5678kg/sV2 VV25.33 48.51228.5kg/h 0.3413kg/s体积流量：LS2L2L22.192m3/h6.089 10 4m3/sV2VS2v21361.4m3/h

12、0.3782 m3/s3理论塔板的计算理论板：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图解法。根据1.01325 x105Pa 下,乙醇一水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线，即x-y曲线图，q = 1.121 ,即q为一直线，本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，如图（图略）： 九L VC操作回流比一 Hj/ i z 十一=O.8O3fl 十 0,174已知：精馏段操作线方程：ym+.i =x_ 0 2777jfc - 0 00139提馏段操作线方程：在图上作操作线，由点(0.8814, 0.

13、8814 )起在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线交点小于0.00078为止，由此得到理论板 NT = 26块(包括再沸器)加料板为第24块理论板。4塔径的初步设计(1) 精馏段，式中C可由史密斯关联图查出:3.90免，则土 x横坐标数值：工351 06=0 02= 0 076x100% = 13.53%塔板开孔率提馏段取阀孔动能因子临=- = I 12= B,26w/g=12,则 何 丽M 二 %- 254tfe汗 2 r 0 785x0 039 x3.264.015每层塔板上浮阀数目为:按2匚和：，估算排间距,=254x0.075 = 093 =取 m；，排

14、得阀数为244块按J.- - 1 -块重新核算孔速及阀孔动能因数40150 7S5x0 03$2x244=13-78/ = 13.78x71819 = 12.47阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内111 KQ-x 100% 11.47%塔板开孔率lB.78浮阀数排列方式如图所示（图略）塔板的流体力学计算1气相通过浮阀塔板的压降可根据二 ：，计算（1）精馏段干板阻力：73 173.114=9.78/w/s因心帕故宀如益標昭肮 板上充气液层阻力取-_| 1| |_7_|1匕 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为鮎=0.047 + 0.035 =

15、 0.082?= hnpL1g = 0.082x 351.0t?x .8 =（2）提馏段干板阻力:因一 ，故:2嗨=Q.Q4 気板上充气液层阻力取山-1 111 1 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为I L I j：厂 一 -I 卜.，冷 I I -一_：2 淹塔为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度一 一 丄I 取0= 0.5已选定冃丁 = 0心梆九1 = 0.05S3rn则样 + ,；_一*一、可见-1-11: 厂所以符合防止淹塔的要求。(2)提馏段单板压降所相当的液柱高度 一 -液体通过液体降液管的压头损失*rfa=0J53J爲d)

16、板上液层高度二乙取门 则】二 _ /|1 一 Tt -3物沫夹带(1) 精馏段泛点率二板上液体流经长度：二 J】“板上液流面积：；I: 查物性系数-=-，泛点负荷系数图d 13.90x7+ 1.36 0,00307135-13.90 x泛点率= 跖L就T4xlOO% = 66.30%泛点率二W85L06- L 14 述 100% = 69 99%0.78x1.Ox 0.1O3X 2.54对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%由以上计算可知，物沫夹带能够满足|-： ：i -1 的要求。(2) 提馏段取物性系数-，泛点负荷系数图 $14Q2xJ3x1354泛点.率=Y 汨1 踣x

17、l00%= 60.44%由计算可知，符合要求4塔板负荷性能图(1)物沫夹带线泛点率二Pv4-1.36 LZKg据此可作岀负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算: 精馏段0.2 =I 1 14 851 06-1.14+1361.3541.0x0 103x2 174整理得：0.17$ = 0866叭 +1.841 厶.即眄=4 89- 50 叫由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个，值算岀 提馏段0.2 =0 S19V 936.62-0.81?+136；1.3541 精馏段Ls (m 3/s)0.0020.01Vs (m 3/s)4.794.39提馏段L s (m 3/s)0.00

18、20.01V s (m 3/s)5.835.33整理得:一 厂表 3-14(2)液泛线贰丹+札)二如4粧+鵝二毎+耳也 +如+為由此确定液泛线，忽略式中精馏段0.254 = 5.34 X.一:一钦+ 275.42,-1- 1.5x 0.0533 + O.COOSZ0.7852 x2883 xai.C39*x851.015 x2 X9.S111整理得：I 一 L 小.；一】;提馏段Cl 81? x K7.0.24P 5 34x:+ 44.71L +C 071-p 0.9012L17S52 x如郡 xC.035* k95S.x2xQ.81rI,2整理得：I :-1心在操作范围内任取若干个;-值，算

19、岀相应得；：值：表 3-15精馏段3Ls1 (m /s)0.0010.0030.0040.007Vs1 (m 3/s)7.156.866.936.23提馏段Ls2 (m 3/s)0.0010.0030.0040.007Vs2 (m 3/s)8.077.837.727.42(3)液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35se-1*液体降液管内停留时间J以= ：1-作为液体在降液管内停留时间的下限，则(4)漏液线对于F1型重阀，依I、为规定气体最小负荷的标准，则一亿)込=-k0.0393x288x1.610/九精馏段，1 J 7T.叮_= -x0.Q39ax244x-= =1 61

20、0w3/s提馏段一;1 (5)液相负荷下限取堰上液层高度匸门 -作为液相负荷下限条件作岀液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直=0.006线。1000(厶 Ln 取-=-，则2x1360严曲$由以上15作出塔板负荷性能图（图略） 由塔板负荷性能图可以看岀:在任务规定的气液负荷下的操作点p （设计点）处在适宜操作区内的适中位置;塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制;按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限1 气相负荷下限亿517加讥）。精惚段操作弾性= = 2.93提惘段操作弹性= 2 = 2.81所以：表3-16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

21、馏段塔径Dm1.81.8板间距HTm0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速um/s1.541.58堰长l wm1.171.17堰高hwm0.05730.0470板上液层高度m0.070.07降液管底隙高h0m0.020.05浮阀数N288244等腰三角形叉排阀孔气速u0m/s11.2411.34同一横排孔心距浮阀动能因子F012.1112.47相邻横排中心距离临界阀孔气速uOcm/s9.7811.72孔心距tm0.0750.075排间距t，m0.0650.08单板压降 pPPa683.91703.77液体在降液管内停留时间es30.1611.30降液管内清液层高度Hdm0.

22、150.1525泛点率%66.3060.44气相负荷上限(VS)maxm/s4.901.67物沫夹带控制气相负荷下限(VS)minm/s4.801.71漏液控制操作弹性2.932.81344塔附件设计1接管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如取飞 1:14x103600x 300x 24 x918.19 = -059?/3 /sD14x0 0059 二 0 068 =舷悄查标准系列选取 一回流管叫= srd& 采用直管回流管，取 4x0.00273004加二 7唤查表取八一(3) 塔釜岀料管& -取，直管出料，5丄u 二0.0

23、76二咒強険3 14x1 6查表取(4)塔顶蒸气岀料管直管岀气，取岀口气速查表取工(5)塔釜进气管iz = 2311 s3D =采用直管，取气速阿 _(4x4.05= V 14x23=0.474 牌=474 阮牌查表取工(6)法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰 进料管接管法兰： 回流管接管法兰： 塔釜岀料管法兰： 塔顶蒸气管法兰： 塔釜蒸气进气法兰:2筒体与封头Pg6Dg70HG5010-58Pg6Dg50HG5010-58Pg6Dg80HG5010-58Pg6Dg500HG5010-58Pg6Dg500HG5010-58(1)筒体800mrp

24、故裙座壁厚取16mm基础环内径：= (1300 + )冥=1532基础环外径：凡=(180 + 2x16) + (0 2 0.4)xl0s = 2132圆整：=160咖冬 瓦=2100剛肌；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm考虑到再沸器,裙座高度取3m,地角螺栓直径取 m05吊柱对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，即经济又方便的一项设施，一般取 15m以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径D = 1800，可选用吊柱500kg。* 100曲禅， = 3400粮肌，声=100Q勰和。材料为A3。6人孔人孔是安装或检修人员进岀塔的

25、唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔1020块塔板才设一个人孔，本塔中共58块板，需设置5个人孔，每个孔直径为 450mm在设置人孔处，板间距为 600mm裙座上应开2个人孔，直径为450mm人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及 垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此塔总体高度的设计1塔的顶部空间高度600mm 塔塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为顶部空间高度为1200mm2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔

26、底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min皿=肚60-爲）4*（0.5 0.7）-|I . :，： - . 3 塔体高度二 5x150 = 450 x（58 -1）+ 5 xl5D 二 26400 = 26 4wH 二用 1+疋占+丹血 +仏= 26.4 + 1.-43 + 3+0.49 + 1.2 = 32.2附属设备设计1冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为期01咒Mm防力上）逆流操作:二 50.3(Jt本设计取_ 出料液温度：78.173 C （饱和气）78.173 C （饱和液） 冷却水温度：20C T 35CAf1 = 53.1738?,=43 17?C58 173-43.17