分离乙醇水浮阀精馏塔设计.docx

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分离乙醇水浮阀精馏塔设计

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11.0万吨（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：

海南

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

20/46

-8.91%

20/4680/18

塔顶组成：

xD95/4688.14%

95/465/18

塔底组成：

0.2/46

xW0.078%

0.2/4699.8/18

进料量：

十十一11勺04勺03汉b2/46+（1—0.2）/18】

F=11.0万吨/年0.2071kmol/s

300江24汇3600

原料乙醇组成:

Xf

物料衡算式：

F=D，W

Fxf二DxdWxW

联立代入求解：

D=0.0208kmol/s，W=0.1863kmol/s

2常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系

温度/C

液相

气相

温度/C

液相

气相

温度/C

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

89.0-86.7tF-89.0

7.21-9.66一8.91-7.21

tF=87.41C

②tD:

78.15-78.41_tD-78.15

89.43-74.72一88.14—89.43

tD=78.17C

③tw

100-95.5tw-100

0—1.900.078—0

tw=99.82C

④精馏段平均温度:

t1二

tF

tD

87.4178.17

2

=82.79C

⑤提馏段平均温度:

2密度

已知：

混合液密度:

「亚•亟（a为质量分数‘为平均相对分子质量）

LAB

混合气密度:

P

22.4Tp。

⑴精馏段：

匸-82.79C

84.1-82.782.79-82.7“‘心

液相组成x1:

"=22.94%

（16.61-23.37）（捲—23.37）

84.1-82.782.79-82.7

气相组成『=54.22%

（50.89—54.45）（力—54.45）

所以ML1=0.2294461-0.229418=24.42kg/kmol

MV1=460.54221-0.54221^33.18kg/kmol

⑵提馏段t2=93.61C

液相组成X2:

95.5-89.093.61-89.0、，

X2

1.90-7.21x2-7.21

=3.44%

气相组成y2

（95.5一89.°）=（93&一89.°）y2=2337%

（17.00-38.91）y2-38.91'

所以ML2=460.0344181-0.0344]=18.96kg/kmol

MV2=460.2337181-0.2337=24.54kg/kmol

温度/C

Pc/（kgm‘）

Pw/（kgm^3）

80

735

971.8

85

730

968.6

90

724

965.3

95

720

961.85

100

716

958.4

由不同温度下乙醇和水的密度

求得在_t1与12下的乙醇和水的密度（单位：

kgm'）。

匸=82.79°C,

85-80

（968.6-971.8）

82.79-80

'乙-735

—732.21kg/m3

一970.01kg/m3

85-8082.79-80

968.6-971.8_（?

水-971.8）

同理：

=93.61C,二乙丄721.11kg/m3,j'=962.81kg/m3

0.2294汽46

10.229446181-0.22941-0.43213

;L^851.06kg/m

：

L1732.21970.01

在精馏段：

液相密度「V1：

33.18273.15

汽相密度

22.4

273.1582.79

二1.14kg/m3

在提馏段：

液相密度几2:

1/4

m

XWVW

注：

；二W

XwVw*X0V0

X0V0

XwVw'X0V0

'SW=XSWVS，

■：

S0

XS0V0

q

，:

:

:

w

BJg（）,

0

Q=0.441

曲--wVv2/3it丿［q一

0.0344x46

丄=（0.°344如6+仞0-°.°344））昇-°.°8345）p93662kg/m3订2732.21962.81'

24.54273.15

汽相密度：

"273.122.493.61"8盹卅

3混合液体表面张力

元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算

公式:

"g4,「SW•「S0二1

式中，下角标

w、

0、s分别代表水，有机物及表面部分；XW、x0指主体部分的分子

数；Vw、V0指主体部分的分子体积；二W、二0为纯水、有机物的表面张力；对乙醇q=2

①精馏段f=82.79C

由不同温度下乙醇和水的表面张力

温度/C

乙醇表面张力/（10"Nm）

水表面张力/（10Nm）

70

18

64.3

80

17.15

62.6

90

16.2

60.7

100

15.2

58.8

乙醇表面张力:

水表面张力:

Vm-21.15cm'/mol

几851.06

V匹=竺=40.35cm3/mol

；-o1.14

90-80_16.2-17.15

90-82.7916.2-二乙醇

二乙醇=16.885

90-80_90-82.79

60.7-62.6一60.7-；二水

「水二62.070

2

（X-V-）

XoVo（X-V-XoVo）

I1-XoV-2

XoVoX-V--XoVo1

=1.46

血一0.2294）汉21.15孑

0.229440.35（0.770621.150.229440.35）

因为Xd=0.2294,所以xW=1—0.2294=0.7706

B=lg（

■：

2w

cp

o

）=|g1.46=0.146

Q“441q

CoVj/3

-axV2/3

wvw

-0.44182.79273.15

一0.930

I16.885"0.035：

62.07071.122』

I2一

A=BQ=0.164-0.930=—0.766

联立方程组

A=lg

，sw

代入求得

—0.270,

s^0.740

_1/4

=0.27062.0701/4

0.74016.8851/4,二m=25.99

精馏段t2=93.61C

P'

w

1819.22cm3/mol

936.62

V；=46二56.17cm3/mol

；-o0.819

b'»g（

■：

2w

T

）=lg13.78=1.14

=0.441

2

x

93.61273.15

15.83936.662/3

2

2/3

-60.014x19.22

-0.825

乙醇表面张力:

100-90

100-93.61

二乙醇

15.2-；「乙醇

=15.839

15.2-16.2

水表面张力：

100-90

100-93.61」

=60.014

58.8-60.7

/水

58.8-；「水

巧

1（1-0.0344）19.22『

-10.72

o

0.034456.17（0.965619.220.034456.17）

因为x'D=0.0344

所以x'W=1-0.0344=0.9656

A'=B'Q'=1.14—0.825—0.315

联立方程组

代入求得

©sw=0.737

2'

「2sw•「sc=1

®so=0.263,盅=44.03

（4）混合物的粘度

1=82.790，查表得：

」水二0.3439mPas,」醇二0.433mPas

t2=93.61°C，查表得：

卩水=0.298mPas,»醇=0.381mPas

精馏段粘度：

叫二」醇x

叫=0.4330.22940.3439（1-0.2294）=0.3634mPas

提馏段粘度：

二"醇x2」水1_x2

J2=0.3810.03440.298（1-0.0344）=0.3009mPas

（5）相对挥发度

1精馏段挥发度：

由，XA=0.2294,yA=0.5422得x^0.7706,y^0.4578

所以-二yAXB二0.54220.77°6=3.98

yBxA0.4578x0.2294

2提馏段挥发度：

由xA=0.0344,yA'=0.2337得,xB'=0.9656,yB'=0.7663

Yax'b

II

YbXa

O.23370.9656=8.56

0.76630.0344

（6）气液相体积流量计算

由于泡点进料，q=1,所以Xp=*=0.0891

由Yp

ax

1（a-1）Xp

yp=0.3025

（7）根据x-y图得:

x^L』8814-0.3025=2.713

Yp-Xp0.3025-0.0891

取R=1.5Rmin=1.52.713=4.07,MV1=33.18kg/kmol

「L1=851.06kg/kmol

PV1=1.14kg/kmol

则有质量流量:

L1

=ML1L=24.420.086=2.1kg/s

V1

=MV1V=33.180.1054=3.497kg/s

体积流量：

Ls1

L1

=2.47"0'm3/s

匚851.06

Vs1

V1

3497=3.07m3/s

1.14

②提馏段：

因本设计为饱和液体进料，所以

q=1

L'=LqF=0.0860.2071=0.2931kmol/s

V'=Vq-1F=0.1054kmol/s

已知：

ML2=18.96kg/kmol,MV2=24.54kg/kmol

2.5865

0.819

二3.158m3/s

凡2=936.62kg/kmol,0.819kg/kmol

则有质里流里：

L2二ML2L‘=18.960.2931=5.5571kg/s

V2二MV2V=24.540.1054=2.5865kg/s

体积流里：

Ls2_L25.5571_5.9310」m3/s几2936.62

Vs2

V2

V2

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1.01325105Pa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，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）：

乂卩二0.0891,yp二0.3025,所以Rmin=2.713，操作回流比

R=1.5陆=1.52.713=4.07

Rx

已知：

精馏段操作线方程：

yndxnD0.803xn0.174

R+1R+1

提馏段操作线方程：

yn^2.781x^0.00139

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。

E°=N理/N实=0.5，N实=26/0.5=52块，加料板在第

50块。

板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体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Et=0.49（：

」L）^245计算。

其中：

〉一一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

⑴精馏段

已知：

：

=3.98,.咕=0・3643mPas

所以：

Et=0.49（3.980.3643）亠24'=0.447

np精二

Nt

Et

23

=515

0.447.，故NP精=52块

⑵提馏段

已知：

a=8.56,kL2=0.3009mPas

所以：

Et=0.49（8.560.3009）^245=0.389

5=岂二爲®4,故"6块

全塔所需实际塔板数：

Np=NP精-NP提=52*6=58块

全塔效率：

et二山二尘1100%=4310%

Np58

加料板位置在第53块塔板。

4塔径的初步设计

（1）精馏段

由U二（0.6~0.8）Umax，

Umax

，式中C可由史密斯关联图查出:

横坐标数值:

亠电）1/2=247（851^6）1/2=002

VS1'J3.07v1.14

取板间距：

Ht=0.45m，hL=0.07m，贝UHT—hL=0.38m

查图可知C20=0.076,

C

「二0.076空臾

2020

J

=0.08

Umax=0.08■■851.06-1.14^2.184m/s

1.14

U1=0.7Umax=0.72.184=1.529m/s

4疋3.07

3.141.529

=1.6m

横截面积：

22'3072

At=0.7851.62.00m，空塔气速：

51.54m/s

2.00

Di=

（2）提馏段

横坐标数值：

Ls2（凡2）1/2=5.9310‘（936.62）1/2=0.064

Vs2曲23.1580.819

取板间距:

Ht=0.45m,hl=0.07m，贝UHt-h=0.38m

1

cccc：

936.62—0.819〜,

Umax:

“089、0.819皿讣

查图可知

C20

u2=0.7umax=0.73.01=2.11m/s

=0.076,C

=0.089

D2

T34澄泊如

圆整：

D=1.6m，横截面积：

At=0.7851.6^2.00m2，空塔气速:

U2

鸣T/s

2.00

5溢流装置

（1）堰长lw

取lw=0.65D=0.651.6=1.04m

出口堰高：

本设计采用平直堰，堰上液高度

how按下式计算

how

2.84

1000

1精馏段

hOW

2.84

1000

-3

36003.0710

1.04

）=0.0137m

hw=h|—'how=0.07—0.0137=0.0583m

2提馏段

how

2.84

1000

36007.5010’

1.04

）=0.0249m

hw=hi-how=0.07-0.0249=0.0451m

（2）弓形降液管的宽度和横截面

查图得：

Af=0.0721,径=0.124,

AtD

则：

Af=0.07210.1442m2,Wd=0.1241.6=0.1984m

验算降液管内停留时间：

精馏段：

”_AfHt_0.14420.45=26.27s

Ls12.47汽10」

提馏段：

.AfH」4420?

5=10.94s

Ls25.93汉10」

停留时间95s。

故降液管可使用。

（3）降液管底隙高度

1精馏段

L"2.47X0'

取降液管底隙的流速u0=0.13m/s，则hos-0.02m

lwU01.04汇0.13

2提馏段

取u0'=O.13m/s,h'o=35.93100.04m

lwU01.040.13

因为h0不小于20mm故h°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D=1.8m，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F0=12，则孔速u01

1211.24m/s

1.14

每层塔板上浮阀数目为：

N=丄1竺229块（采用F型浮阀）

Hd2u0.78^0.039^11.24

d0u0

4

取边缘区宽度Wc=0.06m，破沫区宽度Ws=0.10m

计算塔板上的鼓泡区面积，即:

2-x2-nR2arcsin^

180R

D1.8

其中RWc0.06=0.84m

22

D18

xWdWs0.2230.10=0.577m

22

所以A

0842-°.5772誌。

.淤®詈九曲

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t=75mm

则排间距：

=一177—=103mm

Nt2299075

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t=65mm=0.065m按t=75mm,t=65mm

以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数288个。

按N=288重新核算孔速及阀孔动能因数

3.90

U0111.34m/s

2

—0.039288

4

F0'-11.341.14=12.11

阀孔动能因数变化不大，仍在9~13范围内

u154

塔板开孔率丄=100%=13.58%

u011.34

②提馏段

F12

取阀孔动能因子F0=12，则u02013.26m/s

+陀J0.819

每层塔板上浮阀数目为：

N二—Vs2乞15!

199块

兀d2.0.785汇0.0392灯3.26

d0U02

4

（177

按t=75mm估算排间距，t'=.=113mm

1999075

取t=80mm排得阀数为244块

按N=244块重新核算孔速及阀孔动能因数

4.015…°/

U02213.78m/s

0.785X0.0392x244

F02=13.78、0.819=12.47

阀孔动能因数变化不大，仍在9~13范围内

塔板开孔率—=丄3色100%=11.47%u013.78

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hp二兀hh0c计算

（1）精馏段

①干板阻力:

U0c1

'73.1

=1.825'

=1.825731

.1.14

=9.78m/s

因U01■u0c1，故:

1.1411.342

2851.069.8

=0.047m

②板上充气液层阻力取I。

=0.5,hLi=；ohL=0.50.07=0.035m

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

hp1=0.0470.035=0.082m

Pp1=hp1'L1g=0.082851.069.8=683.91Pa

（2）提馏段

①干板阻力：

U0c2=1.825

h82谯"5

因U02U0c2，

故：

hc^5.34雄"34咒鳥丁囂7045m

②板上充气液层阻力取；0=0.5,hL2=「0hL=0.50.7=0.035m

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

hp2=0.0450.035=0.080m

卩p2=hp2，L2g=0.080944.919.8=703.77Pa

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Hd：

：

：

「HT*hW,Hd二hp•hL•hd

（1）精馏段

①单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hp1=0.082m

②液体通过液体降液管的压头损失

L224710^2

亦①53（式）巾153（2^）"0021m

3板上液层高度hL=0.07m,则Hd1=0.0820.00210.07=0.15m

取'=0.5，已选定Ht=0.45m,hW1=0.0583m

则•：

Hthw1=0.50.450.0583=0.254m

可见Hdi：

：

：

「Ht-hw1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hp2=0.080m

②液体通过液体降液管的压头损失

hd2=0.153（旦

lwh02

）2=0.153（

5.9310：

1.040.02）

=0.0020m

③板上液层高度hL=0.07m,则Hd2=0.0800.0020.07=0.152m

取」=0.5，则：

（HThw）2=0.5（0.450.0451）=0.249m

可见Hd2：

：

：

「HtHw