分离乙醇水连续浮阀式精馏塔设计方案

1 分离乙醇水连续浮阀式精馏塔设计方案 塔型选择 根据生产任务，若按年工作日 300 天，每天开动设备 24 小时计算，产品流量为 h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，故选用浮阀塔。 操作条件的确定 作压力 由于乙醇 水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压， 塔顶压力为 。 料状态 虽然进料方式有多种，但是饱和液 体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。 热方式 精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇 水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操 作费用都可以降低。 能利用 精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。 有关的工艺计算 由于精馏过程的计算均以摩尔分数为基准，需先把设计要求中的质量分数转 2 化为摩尔分数。 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 x 乙醇 kg/ ， 水 kg/料液中轻组分 (乙醇 )质量分数为 30的摩尔分率 1 1 5 M 乙醇 )质量分数为 90的摩尔分率 7 7 8 M 乙醇 )质量分数为 摩尔分率 0 0 3 M 顶、塔底产品的平均摩尔 质量 M 原料液 MF=1w=kg/顶 MD=1w=7788kg/底 MW=1w=kg/ 最小回流比 及操作回流比的确定 (1)由手册查得常压下乙醇 表 1 所示 。 3 表 1 乙醇 摩尔 )与温度的关系 温度 t( ) 乙醇摩尔数 (%) 温度 t( ) 乙醇摩尔数 (%) 液相 x 气相 y 液相 x 气相 y 100 0 0 82 2)用 图法绘出 。 4 图 3 乙醇和水的 5 图 4 乙醇和水的 (3)绘图法求出最小回流比及操作回流比 用绘图法求得最小回流比 图 3。其求法如下：由于是泡点进料 q=1，则 q 线为一直线，由于本平衡具有下凹的部分，当操作线与 q 线的交点落到平衡线之前，操作线已与平衡线相切，此切点为 g(xg,。此时恒浓区出现在 g 点附近，对应的回流比为最小回流比。如此可以在 中过点 a(平衡曲线做切线切于 g 点，求得 ： i n xy 故操作回流比取 4 4 8 2 m 顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 以年工作日为 300 天，每天开车 24 小时计，进料量为： 6 01224300 1012 77 h 由 于恒摩尔流动可用，则以单位时间为基准进行 全塔的物料衡算 如下 ： 0 00 0 (00 蒸汽y )(1泡点q 即： +W W=： V=h D=h W=L=h 表 2 原料液、馏出液与釜残液的摩尔流量与沸点温度 名称 原料液 F 馏出液 D 釜残液 W 质量分数 ( ) 30 90 尔分数 x 尔质量 点温度 t ( ) 全凝器冷凝介质的消耗量 以 单 位 时 间 为 基 准 ， 并 忽 略 热 损 失 ， 则 塔 顶 全 凝 器 的 热 负 荷)()1( ，因为塔顶几乎为纯乙醇，故其焓可以近似为纯乙醇计算。 查得乙醇 下 的汽化热 r=以 0 6)14 4 8 CQ kJ/h 取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为 20 和 35 则 平均温度下的比热 ，于是冷凝水用量可求： 035( kg/h 能利用 以釜残液对原料液预热，则将原料加热至泡点所需的热量 记为：)( 12 其中 查得 时乙醇的比热为 ，所以， 7 67 7 0 1012 fQ kJ/h 釜残液放出的热量 )(21 若将釜残液温度降至 5 那么平均温度 ，查得水的比热为191.4 ） 因此，wQ kJ/h 由此可知，Q ，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点 论塔板层数的 确定 精馏段操作线方程： 8 7 8 8 4 8 xR y 提馏段操作线方程： 0 0 5 5 40 0 2 5 5 4001 q 线方程： x= 图中分别画出上述直线 (图 5)，利用图解法可以求出 13 (含塔釜 )。 其中 ， 精馏段 10 块，提馏段 3 块。 8 图 5 乙醇和水精馏理论板层数的确定 塔效率的估算 塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况、以及板间返混 (液沫夹带、气泡夹带和漏液等所致 )的综合结果。板效率是设计重 要数据。由于影响因素很多且关系复杂，至今还难以正确可靠地对其进行预测。工业装置或实验装置的实测数据是板效率最可靠的来源。全塔效率实测数据的关联式可用于塔板效率的估算。 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 (O联方法公式计算 24 9 式中： 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 s 与 L 取塔顶与塔底平均温度下的值。对多组 分物系，取关键组分的 。液相的平均粘度 L 可按下式计算 x (1)计算平均黏度 全塔 的 平均温度 WD 在 此温度下的黏度如下表： 表 3 平均温度 下的黏度 组分 乙醇 c 水 w 黏度 (s) 平均黏度 L=s (2)计算相对挥发度 由安托因公式 (0纯组分液体的饱和液体的蒸汽压， 、 B、 C 数。 全塔平均温度 下乙醇，水的 数如下 表 4 数值 组分 A B C 乙醇 c w 得 5 23 3 8 2 10 5 70 7 4 0 对挥发度 (3)计算塔板效率 2 6 际塔板数 馏段 提馏段 全塔实际所需塔板数 5 块 ， 加料板位置在第 19 块塔板 积流量的计算 (1)温度 精馏段平均温度： DF 提馏段平均温度： DF (2)密度 已知：混合液密度： 1 ( 为质量分数， M 为平均相对分子质量 ) 混合气密度：00 利用 解得： 表 5 图解 x y(图解理论板 ) x(平衡曲线 ) 11 进料板平均摩尔质量 气相 1w= kg/相 1w= kg/顶平均摩尔质量 气相 1w= kg/相 1w= kg/底平均摩尔质量 气相 1w= kg/相 1w= kg/均摩尔质量 精馏段： 气相 相 馏段： 气相 相 塔： 气相 1 相 1 过手册查得 不同温度下乙醇和水的密度 如下表： 表 6 乙醇和水的密度表 温度 ( ) c(kgw(kg80 735 5 730 12 90 724 5 720 00 716 得在 下： t 时： 7 3 0 57 3 0 8085 ， kg 085 ， kg： ， F kg VFkgt 时： 7 2 4 07 2 4 8590 ， kg 590 ， kg： 2 7 ， D kg 3( VDkgt 时： 716 5100 ， kg 5100 ， kg： 8 9 9 6 0 0 ， Wkg 3( VWkg均密度 13 精馏段： kg kg馏段： kg kg塔： 1 kg1 kg3)气液相体积流量 精馏段 ： 64 4 8 h 1( h 质量流量 6 kg/h 6 4 kg/h 体积流量 6 4111 m3/h=s m3/h=s 提馏段 ： h (0 h 质量流量 3 1 2 kg/h 1 2 kg/h 14 体积流量 m3/h=s 7 1 3222 m3/h=s 全塔体积流量： 0 5 5 3 1 9 8 1 s 7 0 5 1 4 6 1 s 表 7 精馏段、提馏段、全塔的体积流量和质量流量 流量 体积流量 (m3/s) 质量流量 (kg/h) 提馏段 液相 相 馏段 液相 相 塔 液相 相 混合液体表面张力 二元有机物 4/14/14/1 注：x ，x x， /， 3/23/ ， 2， 1 式中，下角标 w、 o、 s 分别代表水，有机物及表面部分； 主体部分 15 的分子数； 主体部分的分子体积； w、 o 为纯水、有机物的表面张力；对 于 乙醇 q=2，对于水 =1。 7 6 2 8 8 得不同温度下乙醇和水的表面张力如下： 表 8 乙醇和水的表面张力 温度 ( ) 乙醇表面张力 (10水表面张力 (1070 18 0 0 00 得在 的乙醇和水的表面张力 如下： (单位： 10乙醇表面张力 ： 090 ， 080 ， 01 0 0 ， 16 水表面张力： 090 ， 080 ， 0100 ， 塔顶表面张力： 3/23/23/2 9 3 9 4 4 联立方程组： 2 1解得： 0333.0 9667.0) 6 6 3 3 则： 进料处表面张力： 17 3/23/23/2 6 9 1 0 9 联立方程组： 2 1解得： 3607.0 6393.0) 3 9 6 0 则： 塔底表面张力： 3/23/23/2 18 联立方程组： 2 1解得： 9678.0 0322.0) 则： 精馏段的平均表面张力为 ： mN馏段的平均表面张力为 ： mN塔的平均表面张力为： 1 mN精 馏塔结构尺寸的计算 板工艺尺寸计算 (1)塔径 塔径可以由下面的公式给出 ： 4 由于适宜的空塔气速m a .0 （。因此，需先计算出最大允许气速 m a x 取塔板间距 板上液层高度 0m=么分离空间：6=能参数： ）（ 从 史 密 斯 关 联 图 查 得 ： 由于 20( 得11 0 0 C 19 a x m a x 塔径 ， 按标准塔径圆整为 塔截面积 222 实际空塔气速 (2)溢流装置 选用单溢流弓形降液管，不 设 进口堰 和受液盘 。各项计算如下： 堰长取堰长 即 88 6 8 出口堰高采用平直堰，堰上液层高度 32)(1 00 ， 近似取 E=1，则可由 因 s 0 00 0 3 0 0 ，由该图查得W ，则 4 3 7 弓形降液管宽度 积 弓形降液管的宽度与面积图查得相关数据求得 为 由该图查得： W d ，则 0 9 2 故 液 体 在 降 液 管 中 停 留 时 间 ， 即降液管尺寸可用。 降液管底隙高度0h，取降液管底隙处液体流速 20 6 0 3 0 0 00取 (3)塔板布置及浮阀数目与排列 采用 重阀，重量为 33g，孔径为 9取阀孔动能因子 110 F，得孔速 取边缘区宽度 破沫区宽度 c 2 得塔板上的鼓泡区面积为 ： r c s i n)a r c s i ）浮 阀 排 列 方 式 采 用 等 腰 三 角 形 交 叉 排 ， 取 同 一 排 的 孔 心 距 ， a 5 8 考虑到塔径的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 70应小于此值，故取 65 。 塔板按结构特点分为整块式与分块式两种。塔直径在 800内的小塔采用整块式塔板；塔直径在 800上的大径通常都采用分块式塔板。因为D=140000采用分块式塔板，根据表 9 查出塔板分为 4 块。 21 表 9 塔板分块数与塔径大小的关系 塔径 (8001200 14001600 18002000 22002400 塔板分块数 3 4 5 6 按 5 、 5 以等腰三角形叉排方式作图 (图 6)，排得阀数 198 个。 按 N=198 重新核算孔速及阀孔动能因数： 阀孔动能因数012 范围内 。 塔板开孔率 = 8681694075651400图 6 分块式塔板的浮阀排列 22 板流体力学验算 (1)气相通过浮阀塔板的压强降 1 干板阻力： 因 为0，则干板阻力 20 液柱 板上充气液层阻力 (取充气系数 ) 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计，即 0气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为 液柱 ， 则 ： 单板压降 90 7 (2)淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度 )( 。 1 与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度 前已算出 柱 2 液体通过降液管的压强损失：因不设进口堰，则 液柱 3 板上液层高度：前已选板上液层高度为 ， 则 3 2 2 取 ，又已选定 ， 则 T 2 7 1 4 3 23 可见 ，符合防止淹塔的要求。 (3)雾沫夹带 板上液体流径长度 6 2 9 板上液流面积 由于乙醇和水为无泡沫 ， 正常系统 ， 故取 K=泛点负荷系数图查得点率 = = 1 0 03 5 2 3 9 = 及 泛点率 = = = 故知泛点率 =80，故可知雾沫夹带量能够满足 裙座壁厚取 16 基础环内径： 1 3 210)1621 4 0 0( 3 基础环外径： 7 3 210)1621 4 0 0( 30 圆整： 200800础环厚度，考虑到腐蚀余量取 18座高度取 角螺栓直径取 (6)塔高 225()2( 1 m 裙封 B m 属结构 (1)接管 管径计算如下：s4 式中： D塔径 m； 管内的流量 m3/s； u 管内气速 m/s。 接管的合适尺寸与在操作条件下管内的适宜流速的选择密切相关。 1 塔顶蒸气的适宜流速为：常压操作时取 1220m/s ，绝对压力为600014000取 3050m/s，绝对压力小于 6000取 5070m/s。 2 管内的适宜流速为：重力回流取 s，强制回流取 s。 3 进料管内适宜流速 为：由高位槽入塔时取 s，s。 4 塔釜出料管内适宜流速一般取 s。 并由公式计算得到的尺寸均应圆整到相应规格的管径。且所用各管均采用直管，按管子规格 型，如下： 进料管 取 u=s， F kg/30 0 0 5 0 0 1012 7 sV m3/s 50 6 4 5 查标准系 列表选取 476 回流管 取 s， s 90 3 8 1 9 8 查标准系列表选取 塔釜出料管 取 s， s 70 6 6 5 5 3 查标准系列表选取 476 塔顶蒸气管 取 0m/s， s 154 1 4 6 查标准系列表选取 9450 塔釜蒸气进气管 取 3m/s， s 8 83 8 7 4 查标准系列表选取 9426 表 13 接管设计汇总表 管段 Vs(m3/s) u(m/s) D(标准选型 进料管 5 476 回流管 9 塔釜出料管 7 476 塔顶蒸气管 0 415 9450 塔釜蒸气进气管 3 388 9426 31 (2)法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准 平焊钢制管法兰 ，由不同的公称直径，选用相应 法兰。法兰选择标准为 81下表： 表 14 法兰设计汇总表 管段 法兰型号 进料管 流管 釜出料管 顶蒸气管 釜蒸气进气管 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： ，系数 K 91 0 除沫器直径： 5 综合考虑，圆整取 D=取不锈钢除沫器： 类型：标准型； 材料：不锈钢丝网 )9181( 丝网尺寸：圆丝 (4)吊柱 为了方便室外较高的整体塔装填、补充和更换填料，安装和拆卸塔内件，在塔顶设置吊柱是既经济又方便的一项设施。一般取 15m 以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度较大，因此设吊柱。因设计塔径 D=1400选用 G=500， S=1400，L=3400， H=1000 的标准图号为 21697塔顶吊柱，材质为 32 凝器的选择 按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。 (1)整体式 将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽 分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。 (2)自流式 将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。 (3)强制循环式 当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。 本设计中每选择的是强制 循环式冷凝器。 冷凝器中两流体是有机物冷凝 有机物黏度较小，因此管壳式换热器选用的总体传热系数 用的范围为 11404500 )。 冷凝器中 出料液温度： (饱和气 )78. 62 (饱和液 ) 冷却水温度： 20 35 逆流操作： t ， t 由 全 凝 器 冷 凝 介 质 的 消 耗 量 的 计 算 中 得 塔 顶 全 凝 器 的 热 负 Q kJ/h，取 10000 K W/()，则： 000 1030.1 由于不需考虑热补偿。据此，头换热器系列标准中选定 ：实际换热面积 20 ，则要求过 33 程的总传热系数为 00 mC K W/( ) 由于 K/000/规定范围以内，说明所选换热器可用。故设备型号： 附录 主要符号说明 泡区面积 ， m2 料液温度， 上液流面积， m 顶液温度， 液管面积， m2 底液温度， 截面积， m2 馏段平均温度， c 比热容， h)或 ) 馏段平均温度， D 塔顶产品流量， h u 气相空塔气速， m/s D 塔径， m 相流量 ， m3/s D 管径， m 相流量 ， m3/s 孔直径，