分離乙醇水浮閥精餾

1、分離乙醇-水混合液的浮閥精餾塔設計1設計題目：分離乙醇-水混合液的浮閥精餾塔設計2原始數(shù)據及條件生產能力：年處理乙醇-水混合液14.0萬噸（開工率300天/年）原料：乙醇含量為20% （質量百分比，下同）的常溫液體分離要求：塔頂乙醇含量不低于95%塔底乙醇含量不高于 0.2%建廠地址：塔板的工藝設計1精餾塔全塔物料衡算F：原料液流量（kmol/s）xF：原料組成（摩爾分數(shù)，下同）D：塔頂產品流量（kmol/s）xD：塔頂組成W 塔底殘液流量（kmol/s） xW 塔底組成原料乙醇組成:Xf25 / 4625 / 4675 /1811.54%塔頂組成:Xd90 / 4690 / 4610 /18

2、77.88%0.2 / 460.2 / 4699.8 /180.078%進料量：F145068.3 Kmol / h 1.89710 2 Kmol / s0.1154460.884618塔底組成:Xf物料衡算式：F D W Xf Xd Xw聯(lián)立代入求解：D = 58.24 kmol/h=0.0168kmol/s ， W = 10.06 kmol/h=0.002794kmol/s2 常壓下乙醇-水 氣液平衡組成（摩爾）與溫度關系在示例中對表格、圖和公式未編號，在設計說明書中要求嚴格編號。表3-11乙醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度關系液相氣相溫度廠c液相氣相溫度/ c液相氣相溫度/ 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)溫度利用表中數(shù)據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精餾段平均溫度：t1tF tD85.73 78.1722提餾段平均溫度：t2tF tD85.73 99.8222tw tD81.95C92.78C精餾塔平均溫度:78.17 99.82288.99C(3)混合液體表面張力乙醇-水溶液表面張力可用下列各式計算公式：Xtc tx25tc 25注：25為tx溫度下質量分數(shù)為 25%的乙醇水溶液的表面張力tc Xti精餾段t181.95C表3-13不同溫度下的表面張力92.7881.95溫度廠

5、C乙醇表面張力/10-2N/m 224.317.15水表面張力/10-2N/m 26462.61. 提餾段、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精餾段粘度：Ai = H 醉 xi + A 丸(1 ?1 0.410.2776 0.3436 1 0.27760.3640mPa s提餾段粘度：堆=嗎? 2 + 心一 (1i 0.365 0.2776 0.3070 1 0.27760.3094mPas(5)相對揮發(fā)度精餾段揮發(fā)度：由心=0.2294，尹禮

6、二 0 5422 得= 0.7706 ,山=0 578所以L0.5422x0.7706 “門=j.ya提餾段揮發(fā)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為質量分率，厲為平均相對分子質量) PaA7 =混合氣密度：22.4773精餾段:ti 81.95C液相組成xl：82.1 81.526.05 32.7381.95_81.5 x1 =27.76%X1 32.73氣相組成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提餾段t192.78C液相組成x2：95.589.092.78 89.0x2 = 4 12%1.907.21X2 7.21氣相組成y2：95.589.092.78 89.0.佇 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不同溫度下乙醇和水的密度溫度/ CP乙P水溫度/ CP乙P水80735971.895720961.

8、8585730968.6100716958.490724965.3求得在門與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在精餾段：液相密度I -:1 - 0衛(wèi)294k 4卻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氣相密度:T 0P1M273.15101.325 106.825233.8722.4T1P022.4273.15 81.95 101.3251.194Kg/m2在提餾段：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氣相密度:T 0P2MV222.4T2P0273.15106.825 109.825222.4273.15 92.78 101.3250.9024Kg

10、/ m2（7）氣液相體積流量計算根據x-y圖得:0.7663- 0.0891二 2 731取丄一丄亡-,精餾段：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則有質量流量:體積流量：L134 3V133Lsi0.93m /h 2.58 10 m /sV1139.1m /h 0.3164m /sL 1v1提餾段：因本設計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則有質量流量:L2 Ml2L19.15 106.742044.071kg/h 0.5678kg/sV2 VV25.33 48.51228.5kg/h 0.3413kg/s體積流量：LS2L2L22.192m3/h6.089 10 4m3/sV2VS2v21361.4m3/h

12、0.3782 m3/s3理論塔板的計算理論板：指離開這種板的氣液兩相互成平衡，而且塔板上液相組成均勻。理論板的計算方法：可采用逐板計算法，圖解法，在本次實驗設計中采用圖解法。根據1.01325 x105Pa 下,乙醇一水的氣液平衡組成關系可繪出平衡曲線，即x-y曲線圖，q = 1.121 ,即q為一直線，本平衡具有下凹部分，操作線尚未落到平衡線前，已與平衡線相切，如圖（圖略）： 九L VC操作回流比一 Hj/ i z 十一=O.8O3fl 十 0,174已知：精餾段操作線方程：ym+.i =x_ 0 2777jfc - 0 00139提餾段操作線方程：在圖上作操作線，由點(0.8814, 0.

13、8814 )起在平衡線與操作線間畫階梯，過精餾段操作線與q線交點，直到階梯與平衡線交點小于0.00078為止，由此得到理論板 NT = 26塊(包括再沸器)加料板為第24塊理論板。4塔徑的初步設計(1) 精餾段，式中C可由史密斯關聯(lián)圖查出:3.90免，則土 x橫坐標數(shù)值：工351 06=0 02= 0 076x100% = 13.53%塔板開孔率提餾段取閥孔動能因子臨=- = I 12= B,26w/g=12,則 何 麗M 二 %- 254tfe汗 2 r 0 785x0 039 x3.264.015每層塔板上浮閥數(shù)目為:按2匚和：，估算排間距,=254x0.075 = 093 =取 m；，排

14、得閥數(shù)為244塊按J.- - 1 -塊重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)40150 7S5x0 03$2x244=13-78/ = 13.78x71819 = 12.47閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在913范圍內111 KQ-x 100% 11.47%塔板開孔率lB.78浮閥數(shù)排列方式如圖所示（圖略）塔板的流體力學計算1氣相通過浮閥塔板的壓降可根據二 ：，計算（1）精餾段干板阻力：73 173.114=9.78/w/s因心帕故宀如益標昭骯 板上充氣液層阻力取-_| 1| |_7_|1匕 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經塔板的壓降相當?shù)母叨葹轷R=0.047 + 0.035 =

15、 0.082?= hnpL1g = 0.082x 351.0t?x .8 =（2）提餾段干板阻力:因一 ，故:2嗨=Q.Q4 気板上充氣液層阻力取山-1 111 1 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與單板的壓降相當?shù)囊褐叨葹镮 L I j：廠 一 -I 卜.，冷 I I -一_：2 淹塔為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度一 一 丄I 取0= 0.5已選定冃丁 = 0心梆九1 = 0.05S3rn則樣 + ,；_一*一、可見-1-11: 廠所以符合防止淹塔的要求。(2)提餾段單板壓降所相當?shù)囊褐叨?一 -液體通過液體降液管的壓頭損失*rfa=0J53J爲d)

16、板上液層高度二乙取門 則】二 _ /|1 一 Tt -3物沫夾帶(1) 精餾段泛點率二板上液體流經長度：二 J】“板上液流面積：；I: 查物性系數(shù)-=-，泛點負荷系數(shù)圖d 13.90x7+ 1.36 0,00307135-13.90 x泛點率= 跖L就T4xlOO% = 66.30%泛點率二W85L06- L 14 述 100% = 69 99%0.78x1.Ox 0.1O3X 2.54對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應控制泛點率不超過80%由以上計算可知，物沫夾帶能夠滿足|-： ：i -1 的要求。(2) 提餾段取物性系數(shù)-，泛點負荷系數(shù)圖 $14Q2xJ3x1354泛點.率=Y 汨1 踣x

17、l00%= 60.44%由計算可知，符合要求4塔板負荷性能圖(1)物沫夾帶線泛點率二Pv4-1.36 LZKg據此可作岀負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率80%計算: 精餾段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 叫由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個，值算岀 提餾段0.2 =0 S19V 936.62-0.81?+136；1.3541 精餾段Ls (m 3/s)0.0020.01Vs (m 3/s)4.794.39提餾段L s (m 3/s)0.00

18、20.01V s (m 3/s)5.835.33整理得:一 廠表 3-14(2)液泛線貳丹+札)二如4粧+鵝二毎+耳也 +如+為由此確定液泛線，忽略式中精餾段0.254 = 5.34 X.一:一欽+ 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】;提餾段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心在操作范圍內任取若干個;-值，算

19、岀相應得；：值：表 3-15精餾段3Ls1 (m /s)0.0010.0030.0040.007Vs1 (m 3/s)7.156.866.936.23提餾段Ls2 (m 3/s)0.0010.0030.0040.007Vs2 (m 3/s)8.077.837.727.42(3)液相負荷上限液體的最大流量應保證降液管中停留時間不低于35se-1*液體降液管內停留時間J以= ：1-作為液體在降液管內停留時間的下限，則(4)漏液線對于F1型重閥，依I、為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則一億)込=-k0.0393x288x1.610/九精餾段，1 J 7T.叮_= -x0.Q39ax244x-= =1 61

20、0w3/s提餾段一;1 (5)液相負荷下限取堰上液層高度匸門 -作為液相負荷下限條件作岀液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直=0.006線。1000(厶 Ln 取-=-，則2x1360嚴曲$由以上15作出塔板負荷性能圖（圖略） 由塔板負荷性能圖可以看岀:在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點p （設計點）處在適宜操作區(qū)內的適中位置;塔板的氣相負荷上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由漏液控制;按固定的液氣比，由圖可查出塔板的氣相負荷上限1 氣相負荷下限億517加譏）。精惚段操作弾性= = 2.93提惘段操作彈性= 2 = 2.81所以：表3-16浮閥塔工藝設計計算結果項目符號單位計算數(shù)據備注精餾段提

21、餾段塔徑Dm1.81.8板間距HTm0.450.45塔板類型單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速um/s1.541.58堰長l wm1.171.17堰高hwm0.05730.0470板上液層高度m0.070.07降液管底隙高h0m0.020.05浮閥數(shù)N288244等腰三角形叉排閥孔氣速u0m/s11.2411.34同一橫排孔心距浮閥動能因子F012.1112.47相鄰橫排中心距離臨界閥孔氣速uOcm/s9.7811.72孔心距tm0.0750.075排間距t，m0.0650.08單板壓降 pPPa683.91703.77液體在降液管內停留時間es30.1611.30降液管內清液層高度Hdm0.

22、150.1525泛點率%66.3060.44氣相負荷上限(VS)maxm/s4.901.67物沫夾帶控制氣相負荷下限(VS)minm/s4.801.71漏液控制操作彈性2.932.81344塔附件設計1接管(1)進料管進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T型進料管。本設計采用直管進料管。管徑計算如取飛 1:14x103600x 300x 24 x918.19 = -059?/3 /sD14x0 0059 二 0 068 =舷悄查標準系列選取 一回流管叫= srd& 采用直管回流管，取 4x0.00273004加二 7喚查表取八一(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)塔頂蒸氣岀料管直管岀氣，取岀口氣速查表取工(5)塔釜進氣管iz = 2311 s3D =采用直管，取氣速阿 _(4x4.05= V 14x23=0.474 牌=474 阮牌查表取工(6)法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應法蘭 進料管接管法蘭： 回流管接管法蘭： 塔釜岀料管法蘭： 塔頂蒸氣管法蘭： 塔釜蒸氣進氣法蘭:2筒體與封頭Pg6Dg70HG5010-58Pg6Dg50HG5010-58Pg6Dg80HG5010-58Pg6Dg500HG5010-58Pg6Dg500HG5010-58(1)筒體800mrp

24、故裙座壁厚取16mm基礎環(huán)內徑：= (1300 + )冥=1532基礎環(huán)外徑：凡=(180 + 2x16) + (0 2 0.4)xl0s = 2132圓整：=160咖冬 瓦=2100剛??；基礎環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm考慮到再沸器,裙座高度取3m,地角螺栓直徑取 m05吊柱對于較高的室內無框架的整體塔，在塔頂設置吊柱，對于補充和更換填料、安裝和拆卸內件，即經濟又方便的一項設施，一般取 15m以上的塔物設吊柱，本設計中塔高度大，因此設吊柱。因設計塔徑D = 1800，可選用吊柱500kg。* 100曲禪， = 3400糧肌，聲=100Q勰和。材料為A3。6人孔人孔是安裝或檢修人員進岀塔的

25、唯一通道，人孔的設置應便于進入任何一層塔板，由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難于達到要求，一般每隔1020塊塔板才設一個人孔，本塔中共58塊板，需設置5個人孔，每個孔直徑為 450mm在設置人孔處，板間距為 600mm裙座上應開2個人孔，直徑為450mm人孔伸入塔內部應與塔內壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及 墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設計也是如此塔總體高度的設計1塔的頂部空間高度600mm 塔塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為頂部空間高度為1200mm2塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔

26、底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min皿=肚60-爲）4*（0.5 0.7）-|I . :，： - . 3 塔體高度二 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附屬設備設計1冷凝器的選擇有機物蒸氣冷凝器設計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為期01咒Mm防力上）逆流操作:二 50.3(Jt本設計取_ 出料液溫度：78.173 C （飽和氣）78.173 C （飽和液） 冷卻水溫度：20C T 35CAf1 = 53.1738?,=43 17?C58 173-43.17