分离乙醇-水浮阀精馏.doc

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 + W
F xF= D xD+ W xW
联立代入求解：D = 0.0264 kmol/s， W = 0.2371 kmol/s
2 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
100
0
0
82.7
23.37
54.45
79.3
57.32
68.41
95.5
1.90
17.00
82.3
26.08
55.80
78.74
67.63
73.85
89.0
7.21
38.91
81.5
32.73
59.26
78.41
74.72
78.15
86.7
9.66
43.75
80.7
39.65
61.22
78.15
89.43
89.43
85.3
12.38
47.04
79.8
50.79
65.64

84.1
16.61
50.89
79.7
51.98
65.99

（1）温度
利用表中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW
①tF ： tF = 87.41℃
②tD ： tD = 78.17℃
③tW ： tW = 99.82℃
④精馏段平均温度：
⑤提馏段平均温度：
（2） 密度
已知：混合液密度：
混合气密度：
①精馏段：

液相组成x1： x1 = 22.94%
气相组成y1： y1 = 54.22%
所以

②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/℃
ρ乙
ρ水
温度/℃
ρ乙
ρ水
80
735
971.8
95
720
961.85
85
730
968.6
100
716
958.4
90
724
965.3

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，δw、δo为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q = 2。
①精馏段
表3-13 不同温度下的表面张力

温度/℃
70
80
90
100
乙醇表面张力/10-2N/m2
18
17.15
16.2
15.2
水表面张力/10-2N/m2
64.3
62.6
60.7
58.8

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
①精馏段挥发度：由，得，
所以
②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
①精馏段：

已知：，
，
则有质量流量：

体积流量：

②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1.01325×105Pa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，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：α—— 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度
μL—— 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa·s
（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：，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
①精馏段

②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
①精馏段
取降液管底隙的流速，则
②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
①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9~13范围内
塔板开孔率
②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9~13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
①干板阻力：
因，故：
②板上充气液层阻力
取
③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
①干板阻力：
因，故：
②板上充气液层阻力 取
③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
①单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度
②液体通过液体降液管的压头损失

③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
①单板压降所相当的液柱高度
②液体通过液体降液管的压头损失

③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：
①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
②提馏段

整理得：
表3-14

精馏段
Ls (m3/s)
0.002
0.01
Vs (m3/s)
4.79
4.39
提馏段
L′s (m3/s)
0.002
0.01
V′s (m3/s)
5.83
5.33
（2） 液泛线

由此确定液泛线，忽略式中

而
①精馏段
整理得：
②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)
0.001
0.003
0.004
0.007
Vs1 (m3/s)
7.15
6.86
6.93
6.23
提馏段
Ls2 (m3/s)
0.001
0.003
0.004
0.007
Vs2 (m3/s)
8.07
7.83
7.72
7.42
（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3~5s
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
①精馏段
②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限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

取，则
由以上1~5作出塔板负荷性能图（图略）
由塔板负荷性能图可以看出：
①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；
②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；
③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
D
m
1.8
1.8

板间距
HT
m
0.45
0.45

塔板类型

单溢流弓形降液管
分块式塔板
空塔气速
u
m/s
1.54
1.58

堰长
lw
m
1.17
1.17

堰高
hw
m
0.0573
0.0470

板上液层高度

m
0.07
0.07

降液管底隙高
h0
m
0.02
0.05

浮阀数
N

288
244
等腰三角形叉排
阀孔气速
u0
m/s
11.24
11.34
同一横排孔心距
浮阀动能因子
F0

12.11
12.47
相邻横排中心距离
临界阀孔气速
u0c
m/s
9.78
11.72

孔心距
t
m
0.075
0.075

排间距
t′
m
0.065
0.08

单板压降
ΔpP
Pa
683.91
703.77

液体在降液管内停留时间
θ
s
30.16
11.30

降液管内清液层高度
Hd
m
0.15
0.1525

泛点率

%
66.30
60.44

气相负荷上限
(Vs)max
m3/s
4.90
1.67
物沫夹带控制
气相负荷下限
(Vs)min
m3/s
4.80
1.71
漏液控制
操作弹性

2.93
2.81

3.4.4 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。
①进料管接管法兰：Pg6Dg70HG5010-58
②回流管接管法兰：Pg6Dg50HG5010-58
③塔釜出料管法兰：Pg6Dg80HG5010-58
④塔顶蒸气管法兰：Pg6Dg500HG5010-58
⑤塔釜蒸气进气法兰：Pg6Dg500HG5010-58
2 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Dg1800×6,JB1154-73
3 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m30
5 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，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10~20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：20℃35℃
逆流操作：

传热面积：
设备型号：G500I—16—40
2 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：99.815℃100℃，热流体温度：120℃120℃
逆流操作：

换热面积：
设备型号：G·CH800—6—70
表3-17 不同设计条件下设计结果比较

F（万吨）
R
q
xD
xF
xW
NT
塔径/m
塔高/m
F不同
50
2.59
1
93%
20%
0.3%
15
2.2
30
25
2.59
1
93%
20%
0.3%
19
2.2
26.55
22
2.59
1
93%
20%
0.3%
19
2.0
26.06
20
2.59
1
93%
20%
0.3%
15
2.0
25.35
15
2.59
1
93%
20%
0.3%
15
2.0
25.35
10
2.59
1
93%
20%
0.3%
15
1.8
25.08
R不同
20
2.59
1
93%
20%
0.3%
23
1.8
37
20
2.59
1
93%
20%
0.3%
21
1.8
31
20
2.59
1
93%
20%
0.3%
18
2.0
28.95
20
2.59
1
93%
20%
0.3%
17
2.0
27.8
20
2.59
1
93%
20%
0.3%
16
2.0
27.8
xF不同
20
2.59
1
93%
14%
0.3%
18
1.6
28.90
20
2.59
1
93%
16%
0.3%
18
1.8
28.45
20
2.59
1
93%
18%
0.3%
17
1.8
27.73
20
2.59
1
93%
20%
0.3%
17
2.0
27.73
20
2.59

93%
21%
0.3%
17
2.0
27.75
20
2.59
1
93%
23%
0.3%
17
2.0
27.77
q不同
20
2.59
>1
90%
15%
0.3%
10
1.6
14.79
20
2.59
q=1
90%
15%
0.3%
12
1.4
17.22
20
2.59
0<q<1
90%
15%
0.3%
13
1.6
18.27
20
2.59
q=0
90%
50%
0.3%
9
2.20
14.97
1.60
2.00
20
2.59
q<0
90%
65%
0.3%
8
1.80
16.66

中国在发展自身经济的同时，带动了沿线周边，为他们带去了先进的高铁技术、制造业技术以及优秀的中华文化，创造了更多就业岗位，拉动了当地GDP，为世界各国的经济发展起到了强大的推动作用。