浮阀塔精馏工艺设计示例

1、5.2.10 浮阀塔精馏工艺设计示例5.2.10.1 设计任务【例5-2】今采用一浮阀塔进行乙醇-水二元物系的精馏分离，要求乙醇的产能为1104ta，塔顶馏出液中乙醇浓度不低于94，残液中乙醇含量不得高于0.2。泡点进料，原料液中含乙醇为35%，其余为水，乙醇的回收率取98%(以上均为质量%)。且精馏塔顶压强为4kPa(表压)，单板压降0.7kPa。试作出能完成上述精馏任务的浮阀精馏塔的工艺设计计算。5.2.10.2 工艺设计计算一、全塔物料衡算(一)料液及塔顶、底产品中乙醇的摩尔分率乙醇和水的相对摩尔质量分别为46.07和18.01kgkmol。 (二)平均摩尔质量 (三)料液及塔顶底产品的

2、摩尔流率一年以8000ha计，有：根据乙醇-水物系的特点，本设计采用低压蒸汽直接加热，加热蒸汽质量流率设为G，kgh，摩尔流率设为G，kmolh，全塔物料衡算： 二、塔板数的确定(一)理论塔板数的求取1乙醇-水相平衡数据表5-23 常压下乙醇-水系统的txy数据沸点t，乙醇摩尔分数沸点t，乙醇摩尔分数液相气相液相气相100.00.0000.00081.50.3270.58395.50.0190.17080.70.3970.61289.00.0720.38979.80.5080.65686.70.0970.43879.70.5200.66085.30.1240.47079.30.5730.684

3、84.10.1660.50978.740.6760.73982.70.2340.54578.410.7470.78282.30.2610.55878.150.8940.894本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。2确定操作的回流比R将表5-24中数据作图得曲线及曲线，见图5-71。为便于计算机计算，在乙醇-水物系的曲线中，以A(0.124，0.470)点为分界线将该曲线分成OA和AB两段，将其对应段曲线拟合成以下二式表示。OA段：AB段：图5-71 乙醇-水物系的曲线及曲线确定最小回流比Rm。

4、在xy图上，过点B(0.894，0.894)作相平衡曲线的切线BD，与y轴的交点为D(0，0.2)，则有：操作回流比R。取操作的回流比为最小回流比的1.5倍，即：3求取理论塔板数精馏段操作线提馏段操作线因泡点进料，将代入精馏段操作线方程解得精馏段操作线与q线的交点为(0.174，0.289)。设提馏段操作线为，而提馏段操作线为过(0.，0)和(0.174，0.289)两点的直线，固有：即 因靠近B端的操作线离平衡线很近，故需逐板计算理论塔板数。将代入中试差解得将代入中解得将代入中试差解得将代入中解得在计算机上逐板计算的结果见表5-24。表5-24 乙醇-水物系理论板数的逐板计算结果精馏段N12

5、2块理论板序号i液相组成xi气相组成yi+1理论板序号i液相组成xi气相组成yi+1150.7650.78110.8550.856160.7510.76920.8500.851170.7330.75430.8450.847180.7080.73440.8400.843190.6720.70350.8350.839200.6120.65460.8300.835210.4980.55970.8250.831220.2690.36880.8200.826提馏段N24块90.8140.822理论板序号i液相组成xi气相组成yi+1100.8080.817230.06150.101110.8010.81

6、1240.01060.016120.7940.805250.00150.001130.7860.798260.0.000140.7770.791注：逐板计算时，在跨越后，相平衡关系采用AB段拟合线。进料板在第23块。(二)实际塔板数1全塔效率选用公式计算。塔的平均温度为(78.2+100)289(取塔顶、底的算术平均值)，在此平均温度下查化工原理附录得：，在89下乙醇对水的相对挥发度(见表5-24)为2实际塔板数（近似取两段效率相同）精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块(包括塔釜)。三、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算(一)平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板

7、：平均压强(二)平均温度查乙醇-水相平衡数据表5-23或温度组成图5-71得：塔顶为78.2，加料板为83.9。(三)平均分子量塔顶： ，（用AB段相平衡关联式试差计算得到）加料板：，（用AB段相平衡关联式计算得到）精馏段：(四)平均密度1液相平均密度为方便计算，将查阅得到的乙醇和水的密度与表面张力列于表5-25。表5-25 乙醇的密度和表面张力温度，2030405060708090100110密度，kgm3乙醇795785777765755746735730716703水998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0表面张力，103Nm乙

8、醇22.321.220.419.818.818.017.1516.215.214.4水72.6771.2069.6367.6766.2064.3362.5760.7158.8456.88塔顶：查78.2下乙醇和水的密度分别为737 kgm3和973 kgm3。进料板：查83.9下乙醇和水的密度分别为733 kgm3和969.3 kgm3。精馏段：2汽相平均密度(五)液体的平均表面张力对于二元有机物-水溶液的表面张力，采用第一章式1-23式1-30计算。塔顶：查表5-26得；（78.2）主体部分的摩尔体积塔顶实际液相组成由操作线方程求得即，主体部分的和（按表1-13之规定，）根据和联立解得进料板

9、：；（83.9）主体部分的摩尔体积，主体部分的和（按表1-13之规定，）根据和联立解得精馏段：(六)液体的平均黏度查得在78.2和83.9下乙醇和水的黏度分别为：，（78.2），（83.9）按加权求取平均黏度塔顶：加料板：精馏段：四、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量冷凝器的热负荷：查78.2下乙醇和水的汽化潜热分别为970kJ/kg和2311kJ/kg。平均汽化潜热按质量分率加权有五、精馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算(一)塔径1初选塔板间距及板上液层高度，则：2按Smith法求取允许的空塔气速(即泛点气速)查Smith通用关联

10、图5-40得负荷因子泛点气速：3操作气速取4精馏段的塔径考虑到浮阀布置和检修方便，圆整取，此时的操作气速。(二)精馏段塔板工艺结构尺寸的设计与计算1溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。(1)溢流堰长(出口堰长)取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。(2)出口堰高对平直堰由及，查图5-30得，于是：（满足要求）(3)降液管的宽度和降液管的面积由，查弓形降液管几何关系图得，即：，。液体在降液管内的停留时间（满足要求）(4)降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.0

11、25m，本结果满足要求）2塔板布置(1)塔板分块，因DT1200mm，根据表5-6将塔板分作3块安装。(2)边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度：一般为5075mm，DT2m时，可达100mm。安定区宽度：规定m时mm；m时mm；本设计取mm，mm。(3)开孔区面积3浮阀个数及排列取F1型浮阀，其阀孔直径，初取阀孔动能因子，故阀孔的孔速浮阀个数拟定塔板采用碳钢且按等腰三角形叉排，塔板厚度，且mm，mm。作等腰三角形叉排时，按推荐尺寸，此处取。根据初步估算提供的孔心距t75mm、孔数n110个和叉排高度h80mm在塔板上布置浮阀，实得浮阀个数为105个，见图5-72。图5-72 浮阀在塔板上的排列根

12、据在塔板上布置得到的浮阀个数重新计算塔板的各参数。阀孔气速动能因子（在经验值范围之内）(三)精馏段的塔高六、精馏段塔板流动性能校核(一)塔板压降校核1气体通过干板的压降临界孔速因，故应在浮阀全开状态下计算干板压降。2气体通过板上液层的压降3克服表面张力的压降(一般情况下可不考虑)（显然此项很小可忽略）4气体通过筛板的压降(单板压降)和（满足设计要求）(二)雾沫夹带量校核板上液流长度Z根据及HT0.50m查图5-37，得。再根据表5-13取K1.0。泛点率小于80%，故不会产生过量的雾沫夹带。(三)漏液校核当阀孔的动能因子Fo小于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可按Fo5计算稳定性系数（不会

13、产生过量液漏）(四)降液管液泛校核为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度成立，故不会产生降液管液泛。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出更合理的设计，还需重选及，重复上述计算步骤进行优化设计。七、精馏段塔板负荷性能图负荷性能图应按5.2.5的步骤进行绘制，本题过程如下。(一)过量雾沫夹带线令泛点率，将相关数据代入式(5-28)得整理得到 在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于表5-26。表5-26 式中的VsLs关系数据Ls, m3/s0.0.00090.00270.00420.00570.00720.00870.0102Vs, m3/s1.57

14、801.57321.52561.48601.44631.40661.36701.3273依据表中数据在图5-73中作出雾沫夹带线。(二)降液管液泛线(气相负荷上限线)根据式(5-20)，降液管发生液泛的条件为： 在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于表5-27。表5-27 式中的VsLs关系数据Ls, m3/s0.0.00090.00270.00420.00570.00720.00870.0102Vs, m3/s2.37162.36172.27472.20032.11742.02301.91421.7875依据表中数据在图5-73中作出液泛线。(三)漏液线(气相负荷下限线)当动能因子时会产生严重漏液，故取计算漏液点气速，前已算出，故 (四)液相负荷下限线取平堰堰上液层高度m，。 依式在图5-73中作出液相负荷下限线。(五)液相负荷上限线取得液相最大负荷流量 依式在图5-73中作出液相负荷上限线。(六)操作线及操作弹性操作气液比 过(0，0)和(0.00164，1.143)两点，在图5-73中作出操作线。图5-73 精馏段塔板负荷性能图从该图中可以看出，设计点P处于正常工作区域。操作线的上端首先与雾沫夹带线相交，因此其上