分离乙醇水混合液的浮阀精馏塔设计.doc

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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： 3.4.2 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：塔顶组成：塔底组成：进料量：物料衡算式：F = D + WF xF= D

2、xD+ W xW联立代入求解：D = 0.0264 kmol/s， W = 0.2371 kmol/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 温度/ 液相 气相 温度/液相 气相 温度/液相 气相 1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.65

3、61.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.99（1）温度 利用表中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tWtF ： tF = 87.41tD ： tD = 78.17tW ： tW = 99.82精馏段平均温度：提馏段平均温度：（2） 密度 已知：混合液密度：混合气密度：精馏段： 液相组成x1： x1 = 22.94%气相组成y1： y1 = 54.22%所以 提馏段 液相组成x2： x2 = 3.44%气相组成y2： y2 = 23.37%所以 表3-12 不同温度下乙醇和水的密度 温度

4、/ 乙 水 温度/乙 水 80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在与下的乙醇和水的密度 ， ， ， 同理：， ， 在精馏段：液相密度： 气相密度：在提馏段：液相密度： 气相密度：（3） 混合液体表面张力 二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 公式： 注： ， ， ， ， ， ， 式中下角标，w,o,s分别代表水、有机物及表面部分，xw、xo指主体部分的分子数，Vw、Vo主体部分的分子体积，w、o为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q = 2。 精馏段表3-13 不同温度下的表面张力 温度/ 708090100乙醇表面张力/

5、10-2N/m21817.1516.215.2水表面张力/10-2N/m264.362.660.758.8乙醇表面张力： 水表面张力： 因为，所以联立方程组 ， 代入求得：， ，1. 提馏段 ， 乙醇表面张力： 解得： 水表面张力： 解得： 因为，所以联立方程组 ， 代入求得：， （4） 混合物的粘度 ，查表得：，查表得： ，精馏段粘度：提馏段粘度：（5） 相对挥发度 精馏段挥发度：由，得，所以 提馏段挥发度：由，得，（6） 气液相体积流量计算 根据x-y图得： 取精馏段：已知：，则有质量流量：体积流量：提馏段：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 理论塔板的计算 理

6、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1.01325105Pa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，所以q = 1，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）：xq = 0.0891， yq = 0.3025，所以，操作回流比已知：精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：在图上作操作线，由点（0.8814, 0.8814）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

7、此得到理论板NT = 26块（包括再沸器）加料板为第24块理论板。 板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算。 注： 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mPas（1）精馏段 已知：，所以：，故块 （2）提馏段 已知：，所以：，故 块 全塔所需实际塔板数：全塔效率：加料板位置在第53块塔板。 4 塔径的初步设计 (1) 精馏段 由，式中C可由史密斯关联图查出： 横坐标数值：取板间距：，则查图可知，横截面积：，空塔气速：(2) 提馏段 横坐标数值：取板间距：，则查图可知，圆整：，

8、横截面积：， 空塔气速：5 溢流装置 (1) 堰长取出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度按下式计算 近似取精馏段 提馏段 （2） 弓形降液管的宽度和横截面 查图得： 验算降液管内停留时间： 精馏段：提馏段：停留时间。故降液管可使用。 (3) 降液管底隙高度 精馏段 取降液管底隙的流速，则提馏段 取，取因为不小于20mm，故满足要求。 6 塔板布置及浮阀数目与排列 （1）塔板分布 本设计塔径，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。 （2）浮阀数目与排列 精馏段 取阀孔动能因子，则孔速 每层塔板上浮阀数目为： 取边缘区宽度，破沫区宽度计算塔板上的鼓泡区面积，即：其中 所以浮阀排列方式采用等腰三角

9、形叉排，取同一个横排的孔心距则排间距：考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用81mm，而应小些，故取，按，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数288个。 按重新核算孔速及阀孔动能因数 阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内 塔板开孔率提馏段 取阀孔动能因子，则每层塔板上浮阀数目为：按，估算排间距， 取，排得阀数为244块 按块重新核算孔速及阀孔动能因数 阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内 塔板开孔率浮阀数排列方式如图所示（图略） 3.4.3 塔板的流体力学计算 1 气相通过浮阀塔板的压降 可根据计算 (1)精馏段 干板阻力：因

10、，故：板上充气液层阻力 取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 (2) 提馏段 干板阻力：因，故：板上充气液层阻力 取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 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（1）精馏段 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度液体通过液体降液管的压头损失 板上液层高度 取，已选定则可见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液体通过液体降液管的压头损失 板上液层高度 取，则可见所以符合防止淹塔的要求。 3 物沫夹带 （1）精馏段 板上液体流

11、经长度：板上液流面积：查物性系数，泛点负荷系数图对于大塔，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，物沫夹带能够满足的要求。 （2）提馏段 取物性系数，泛点负荷系数图由计算可知，符合要求。 4 塔板负荷性能图 （1）物沫夹带线 据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算： 精馏段 整理得：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出提馏段 整理得：表3-14精馏段 Ls (m3/s)0.0020.01Vs (m3/s)4.794.39提馏段 Ls (m3/s)0.0020.01Vs (m3/s)5.835.33（2） 液泛线 由此确定液泛线，忽略式中

12、而精馏段 整理得：提馏段 整理得：在操作范围内任取若干个值，算出相应得值： 表3-15精馏段 Ls1 (m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs1 (m3/s)7.156.866.936.23提馏段 Ls2 (m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs2 (m3/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35s液体降液管内停留时间以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，依作为规定气体最小负荷的标准，则精馏段 提馏段 （5）液相负荷下限 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下

13、限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 取，则由以上15作出塔板负荷性能图（图略） 由塔板负荷性能图可以看出： 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，气相负荷下限。 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 lwm1.171.17堰高 hw m0.05730.0470板上液层高

14、度 m0.070.07降液管底隙高 h0 m0.020.05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 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 s30.1611.30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/s4.901.67物沫夹带控制 气相负荷下限 (Vs)minm3/s4.801.71

15、漏液控制 操作弹性 2.932.813.4.4 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。管径计算如下： 取查标准系列选取(2) 回流管 采用直管回流管，取查表取(3) 塔釜出料管 取，直管出料，查表取(4) 塔顶蒸气出料管 直管出气，取出口气速查表取(5) 塔釜进气管 采用直管，取气速查表取(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：Pg6Dg70HG5010-58回流管接管法兰：Pg6Dg50HG5010-58塔釜出料管法兰：Pg6Dg80HG

16、5010-58塔顶蒸气管法兰：Pg6Dg500HG5010-58塔釜蒸气进气法兰：Pg6Dg500HG5010-582 筒体与封头 （1）筒体 壁厚选6mm，所用材质为A3（2）封头 封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径，查得曲面高度，直边高度，内表面积，容积。选用封头Dg18006,JB1154-733 除沫器 当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空

17、隙大及使用方便等优点。 设计气速选取： 除沫器直径：选取不锈钢除沫器：类型：标准型，规格：40-100，材料：不锈钢丝（1Gr18Ni9）, 丝网尺寸：圆丝4 裙座 塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取16mm。 基础环内径：基础环外径：圆整：，；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m305 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

18、，本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径，可选用吊柱500kg。，。材料为A3。 6 人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，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。 3.4.5 塔总体高度的设计 1 塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是

19、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600mm，塔顶部空间高度为1200mm。 2 塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔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。 3 塔体高度 3.4.6 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本设计取出料液温度：78.173（饱和气）78.173（饱和液） 冷却水温度：2035逆流操作：传热面积：设备型号：G500I16402 再沸器的选择 选用120饱和水蒸气加热，传热系数取料液温度：99.815100，热流体温度：120120逆流操作：换热面积：设备型号：GCH

20、800670表3-17 不同设计条件下设计结果比较 F（万吨） RqxDxFxWNT塔径/m塔高/mF不同 502.59193%20%0.3%152.230252.59193%20%0.3%192.226.55222.59193%20%0.3%192.026.06202.59193%20%0.3%152.025.35152.59193%20%0.3%152.025.35102.59193%20%0.3%151.825.08R不同 202.59193%20%0.3%231.837202.59193%20%0.3%211.831202.59193%20%0.3%182.028.95202.5919

21、3%20%0.3%172.027.8202.59193%20%0.3%162.027.8xF不同 202.59193%14%0.3%181.628.90202.59193%16%0.3%181.828.45202.59193%18%0.3%171.827.73202.59193%20%0.3%172.027.73202.5993%21%0.3%172.027.75202.59193%23%0.3%172.027.77q不同 202.59190%15%0.3%101.614.79202.59q=190%15%0.3%121.417.22202.590q190%15%0.3%131.618.27202.59q=090%50%0.3%92.2014.971.602.00202.59q090%65%0.3%81.8016.66