浮阀塔精馏工艺方案设计书示例

1、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1 x 104t/a,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18.01kg/kmol。XF =35/46.0735

2、/46.07 65/18.01= 0.174Xd94/46.0794/46.07 6/18.01= 0.8600.2/46.070.2/46.07 99.8/18.01= 0.0 0 07 83(二)平均摩尔质量M F =46.07 0.174 (1 -0.174) 18.022.89 kg/kmolMd =46.07 0.860 (1 -0.860) 18.01 =42.14kg / kmolM W =46.07 0.000783 (1 -0.000783) 18.01 =18.03 kg / k m ol（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率一年以8000h/a计，有：D =1 104t/a=1

3、 107 kg/8000 h =1250kg （94%C2H5OH）/h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, kg/h,摩尔流率设为G, kmol /h,全塔物料衡算:F *G f+W H0.35F 0.94D + 0.002WJ0.94D70.35F " = 0.98*F'： =3425.7 kg /hD =1250.0 kg/hW =11989.8 kg/hG =9814.1 kg/h二、塔板数的确定(一)理论塔板数NT的求取1 .乙醇-水相平衡数据F =3425.7/22.89 =149.66 kmol/hD =1250/42.1

4、4 =29.66kmol/hW =11989.8/18.03 =664.99 kmol/hG =9814.1/18.0544.93 kmol/h表5-23 常压下乙醇-水系统的t x y数据OA段:AB段:数分尔摩y01-0-9-816 6-7-6-5-4-3D-26 6 6 6 6 600O 0.124 0.17400 01 020.30.405060.86008940.708091.0x，摩尔分数105度 氏 摄751009085800.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0x (y),摩尔分数95沸点t,c乙醇摩尔分数沸点t °C乙醇

5、摩尔分数液相气相液相气相100.00.0000.00081.50.3270.58395.50.0190.17080.70.3970.61289.00.0720.38979.80.5080.65686.70.0970.43879.70.5200.66085.30.1240.47079.30.5730.68484.10.1660.50978.740.6760.73982.70.2340.54578.410.7470.78282.30.2610.55878.150.8940.894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 xy平

6、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xy曲线及t xy曲线，见图5-71。为便于计算机计算， 在乙醇-水物系的OA和AB两段，将其对应段曲线拟合成以下Xy曲线中，以A(0.124 , 0.470)点为分界线将该曲线分成 二式表示。y =289.2 x3 88.417 x2 10.312 x 0.0013 (x=0 0.124)y =0.9309 x3 -1.2325 x20.9378 x 0.3776 (x = 0.124 0.894)图5-71乙醇-水物系的xy曲线及t -x(y)曲线确定最小回流比Rm。在xy图上，过点B(0.894 , 0.894)作

7、相平衡曲线的切线BD，与y轴的交点为 D(0 , 0.2),则有：Rm 10.860.2Rm3.30.2操作回流比R。取操作的回流比为最小回流比的1.5倍，即:R =1.5“ =1.5 3.3=4.953求取理论塔板数 精馏段操作线RxD4.950.86yx Dx0.832x 0.1445R 1 R 14.95 14.95 1 提馏段操作线因泡点进料，将Xf =0.174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 y二axb，而提馏段操作线为过(0.000783，0)和(0.174，0.289)两点的直线，固有：0.289 = 0.174

8、a +b3 =1.668丿a *0 =0.000783a +bp =-0.00131即 y =1.668x -0.00131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 y1 二Xd =0.860代入 y =0.9309x3 -1.2325 x2 0.9378 x 0.3776 中试差解得 禺=0.855将 X1 =0.855代入 y =0.832x 0.1445 中解得 y 0.856将 y =0.856 代入 y =0.9309 x3 -1.2325 x2 0.9378 x 0.3776 中试差解得 x 0.850将 X2 =0.850 代入 y=0.832x 0.1445

9、中解得 y3 =0.851在计算机上逐板计算的结果见表5-24。表5-24乙醇冰物系理论板数的逐板计算结果精馏段叫=22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N2 = 4块90.81

10、40.822理论板序号i液相组成Xi气相组成yi+1100.8080.817230.06150.101110.8010.811240.01060.016120.7940.805250.00150.001130.7860.798260.000000020.000140.7770.791注：逐板计算时，在跨越 X =0.124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Np1 全塔效率Et选用Et =51-32.5lg(%)公式计算。塔的平均温度为(78.2+100) /2 = 89C(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:.La =0.37mPa s，

11、丄B =0.315mPa s% = %xF%(1xF) =0.37 0.174 0.315 (1 -0.174) = 0.325 mPa s在89 C下乙醇对水的相对挥发度 (见表5-24)为Pa/xayA /xAyA /xA0.389/0.072=VA /Vb A A A Aa a8.206Pb/XbYbIXb(1 一 yA "(1 一 Xa ) (1 - 0.389) /(1 - 0.072)Et =51 -32.5lg( %： ) =51 -32.5lg(0.325 8.206)=37.0%2 实际塔板数Np （近似取两段效率相同）精馏段：Np1 =22/0.37 =59.5

12、块，取 Np1 =60块提馏段：Np2 =4/0.37 =10.8块，取叫2 =11块总塔板数Np =Npi Np2 =71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Pm取每层塔板压降为 0.7kPa计算。塔顶：pD =101.3 4 =105.3kPa加料板：pF =105.3 0.7 60 =147.3 kPa平均压强 pm =（105.3 147.3）/2 =126.3 kPa（二 ）平均温度tm查乙醇-水相平衡数据表5-23或温度组成图5-71得：塔顶为78.2C，加料板为83.9C。tm =（78.2 83.9）/2 =81 C（三）平均分子量Mm塔

13、顶：y<i =xD =0.86Q x<| =0.855 (用AB段相平衡关联式试差计算得到)MVD,m =0.860X46.07+(1 0.860)18.01 =42.14 kg/kmolMLD,m =0.855X46.07 +(1 0.855)X18.01 =42.00 kg/kmol加料板：y =0.508, Xf =0.174 (用AB段相平衡关联式计算得到)MVF,m =0.508 汉46.07 十(1 0.508) 08.01 =32.26 kg/kmolMLD,m =0.174X46.07 +(1 0.174)X18.01 =22.89 kg/kmol精馏段：M V,m

14、 =(42.14 +32.26)/ 2 =37.20 kg/kmolML,m =(42.00 22.89)/2 =32.45kg/kmol（四）平均密度订1 液相平均密度几口为方便计算，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，C2030405060708090100110密度，kg / m3乙醇795785777765755746735730716703水998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0表面张力，x 103n / m乙醇22.321.220.419.818.818.017.151

15、6.215.214.4水72.6771.2069.6367.6766.2064.3362.5760.7158.8456.88塔顶：查78.2 C下乙醇和水的密度分别为737 kg/ m3和973 kg/ m3。LD,m =747.9 kg/m3aA. aB 二 0.94 . 0.06'ld,a;d,b737973进料板：查839C下乙醇和水的密度分别为733 kg/ m3 和 969.3 kg /m3。;?LF,m =871.0 kg/m3_ aA. aB_ 0.350.65B_F,A°LF,B 733969.3精馏段：pL,m =(747.9 +871.0)/2 =809.

16、5 kg/m32 汽相平均密度："m;'V,mPmM V, mRTm126.3 37.208.314 (273 81)= 1.596 kg/m3(五)液体的平均表面张力 C m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 得二o =17.30 mN/m ； cw = 62.89 mN/m (78.2°C) 主体部分的摩尔体积Vo46.07 kg / kmol737 kg/m3二 0.06251 m3 / kmolVw18.01 kg / kmol3973 kg/m33=0.01851m3/kmol塔顶实际液相组成由操作线

17、方程求得0.832x 0.1445 =0.860 x =0.860即 xo =0.860 , xw =1 -0.860 =0.140主体部分的：w和；o0.860 0.06251XoVo /( XwVwXoVo )0.9540.140 0.01851 0.860 0.06251w=1 - o =1 -0.954 =0.046B =log(爲厂o) =log(0.0462 /0.954) - -2.654 (按表 1-13 之规定，q =2 )Q =0.441(q/T)(6Vo2/3/q-jV；/3)0.441 x 2X273.15 +78.217.30乂0.062512/3 “ cc c“c_

18、2/3-62.80.018512二-0.00763A =B Q - -2.654 -0.00763 - -2.662根据log( - Sw / so -2.662和 J ：。i联立解得sw =0.0456so =0.95441/4m-'so1/4o1/41/4= 0.0456 62.890.9544 17.30=2.075=18.53 mN / m进料板：匚。=16.78 mN/m ；、= 61.84 mN/m (83.9C) 主体部分的摩尔体积V。=46.07/733 =0.06285 m3/kmolVw =18.01/969.3 =0.01858m3/kmolXo =0.174 ,

19、 Xw =1 -0.174 =0.826主体部分的和-o= 0.4160.826 0.01858 0.174 0.06285w =1 - o =1 -0.416 =0.584B =log(®W/%) =log(0.5842/0.416) =-0.0863 (按表 1-13 之规定，q=2 )Q =0.441(q/T)(6V；/3/q sVf3)0.441 疋 2=X273.15 +83.9/2/3、16.78 ".06285一“ MMdOCO2/32一0.00744A = B Q = 0.0863-0.00744 =-0.0937根据 log(f/so) =0.0937和,

20、wso =1 联立解得sw =0.581so =0.419- msw w * so o=0.518 61.841/4 0.419 16.781/4 =2.477om =37.66 mN / m精馏段：rm =(crD,m +bF,m)/2 =(18.53+37.66)/2 =28.10mN/m(六)液体的平均黏度,m查得在78.2 C和83.9 C下乙醇和水的黏度分别为：»d,a =0.455mPa s，卩d,b =0.3655mPa s (78.2°C)#f,a =0.415 mPa s，卩f,b =0.3395 mPa s ( 83.9 C)按加权求取平均黏度 塔顶：&

21、#187;LD,m+(Pbxb)d =0.455x0.860+0.3655x0.140 = 0.442 mPa s 加料板：ALF,m =0.415x0.174+0.3395x0.826 =0.353 mPa s 精馏段：巴,m =(0.442 +0.353)/2 =0.398 mPa s四、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率 V =(R 1)D =(4.95 1) 29.66 =176.48kmol/h汽相体积流量Vs二込丄76.48 37.20 "mB/s3600 PV,m36000.596汽相体积流量 Vh =1.143m3/s =4114.8 m3/h液相回流摩尔流率 L=RD

22、=4.95 29.66 =146.82 kmol/h液相体积流量 Ls LM L,m =146.82 32.45 =Q00164 m.操作气速取 u =0.7 Umax =0.7 2.340 = 1.638 m/s 精馏段的塔径二 0.943 m考虑到浮阀布置和检修方便，圆整取DT =1200mm，此时的操作气速/ss 3600 PL,m3600 疋 809.5液相体积流量 Lh =0.00164 m3/s =5.90 m3/h冷凝器的热负荷：查 78.2 C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rm =0.94 970 0.06 2311

23、 =1050.46 kJ/kgQ =Vr =(176.48 42.14) 1050.46/3600 = 2170 kW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 Ht =500 mm及板上液层高度hL =60mm，则:Ht -hL =0.5 -0.06 =0.44 m0.00164 丫809.5 *I I I.1.1431.5962.按Smith法求取允许的空塔气速umax(即泛点气速uF)=0.0323查Smith通用关联图5-40得C20 =0.097=0.09720=0.104f P2负荷因子C =c20120丿泛点气速:U max= 0.104/、0.5i809

24、.5-1.596 01.596=2.340 m/s1.1430.785 1.6384Vs2 二 dT1.14320.785 1.22= 1.011 m/s。(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)Lw取 Lw =0.7DT =0.7 1.2=0.84m堰上溢流强度Lh /Lw =5.90/0.84 =7.02 m3/(m h) : 100130m3/(m h)，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。出口堰高hwhw hL -h0w对平直堰 how =0.00284 E(Lh/Lw)2/3

25、由 Lw /Dt =0.7及 Lh /LW5 =5.90/0.842.5 =9.12，查图 5-30 得 E =1.03，于是: how =0.00284 1.03 (5.90/0.84)2/3 =0.0107 m 0.006 m (满足要求)hw 二九 一 how 0.06 一 0.0107 二 0.049 m(3) 降液管的宽度 Wd和降液管的面积 A由Lw / Dt -0.7，查弓形降液管几何关系图得Wd/DT=0.14，Af/At =0.09，即：=0.168 m ， At = 0.785 Dt = 1.13 m? ， Af =0.102 m?。液体在降液管内的停留时间=AfHT/Ls

26、 =0.102 0.5/0.00164 =31.1 s 5s (满足要求)(4) 降液管的底隙高度ho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u。=0.08m/s，则有:Ls0.00164ho0.024 m ( ho不宜小于0.020.025m，本结果满足要求)Lwuo 0.84 0.082.塔板布置(1) 塔板分块，因 Dt = 1200mm，根据表5-6将塔板分作3块安装。(2) 边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws边缘区宽度 Wc: 一般为5075mm，Dt > 2m时，Wc可达100mm。安定区宽度Ws:规定Dt： 1.5m 时Ws=75 mm

27、;Dt1.5m 时 Ws= 75 mm ;本设计取 Wc =60 mm， Ws =75mm。(3) 开孔区面积Aax =Dt/2 -(Wd Ws) =0.60 -(0.168 0.075) =0.357 mR =Dt/2 -Wc =0.60 -0.060 = 0.540mAa =2 x.R2 x2R2sin'xa _180R=2 -0.35720.5402 sin ' 0.357IL 1800.540=0.710 m23浮阀个数n及排列取F1型浮阀，其阀孔直径 do =39 mm，初取阀孔动能因子F。二u。=11，故阀孔的孔速11u08.707 m /s.1.596浮阀个数n二

28、各110兀 d：u00.780.0398.707拟定塔板采用碳钢且按等腰三角形叉排，塔板厚度 =3mm，且Wc =60mm，Ws=75mm。a0 710作等腰三角形叉排时，h 0 0.086 m，按推荐尺寸，此处取h = 80 mm。0.075n0.075 汇110根据初步估算提供的孔心距t = 75mm、孔数n = 110个和叉排高度h = 80mm在塔板上布置浮阀，实得浮阀个数为105个，见图5-72。TIL 一H 4<爭半爭i - i=45-6 卡丄 -I-出75 口Ii'n;2<ull'1 "±-i予"tiT丄_ Ji.J!：一

29、 JJiHLiF41 r厂卡-丄！十，1:| 丄-够-出t / sly23孔59孔23孔阀扎总数105个图5-72浮阀在塔板上的排列根据在塔板上布置得到的浮阀个数重新计算塔板的各参数。4V1 143阀孔气速u0冷一2 =9.12m/sirnd；0.785005 疋0.0392动能因子F。=9.12 .1.596 =：11.5 （在经验值范围之内）（三）精馏段的塔高乙Z1 =（Np1 -1）Ht =（60 -1） 0.5 =29.5m六、精馏段塔板流动性能校核（一）塔板压降校核hf 九 he1 气体通过干板的压降 he临界孔速U°c'?VF-J/1.825J73 11.596=

30、8.12 m/s ： u0因Uo Uoc，故应在浮阀全开状态下计算干板压降。hc=5.341 5969 122=5. 34 -一 一0.0446m809.5 2 汉9.812 气体通过板上液层的压降hehe J：（hwhow） J：hL=0.5 0.060.030m3 克服表面张力的压降 h；（ 一般情况下可不考虑）hff：?L gdo4 10° 28.10 10 1000809.5 9.81 0.039= 0.00036 m （显然此项很小可忽略）4.气体通过筛板的压降（单板压降）hf和：Pfhf =hc he h- = 0.0446 0.030 0.00036 = 0.075 m

31、Pflghf =809.5 9.81 0.075 =596 Pa ：0.7kPa （满足设计要求）（二）雾沫夹带量校核板上液流长度ZZ =Dt _2Wd =1.2 _2 0.168 =0.864m根据:v =1.596 kg/m3及 Ht= 0.50m 查图 5-37，得 Cf =0.125。再根据表 5-13 取 K = 1.0。(p屮5100Vs V f +136Ls ZF =一Aa Cf K0.5100 1.1611.596136 0.00164 0.864V809.5_1.596 丿-=60.32%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

32、时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可按Fo= 5计算uom551.596=3.96 m/su 912稳定性系数 K o2.3 _1.52.0 (不会产生过量液漏)u°m3.96(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Hd空O(Ht hw)Hd 訥 hLhdhd =0.153Lw ho= 0.153冲d2 =0.001 m0.84 0.024Hd =0.075 0.060 0.001 =0.136m(Ht hw) =0.5(0.5 0.049) = 0.275mHd乞(Ht hw)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

33、尺寸合适，若要做出更合理的设计，还需重 选Ht及hL，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F =0.80，将相关数据代入式(5-28)得1.596809.5 -1.5961.36 0.864Ls0.710 0.125 1.0= 0.80整理得到Vs =1.597 -26.44Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依式算出对应的 Vs值列于表5-26。Ls, m3/s0.0007170.00090.00270.00420.00570.00720.00870.0102Vs, m3/s1.57801.57321.5

34、2561.48601.44631.40661.36701.3273表5-26式中的VsLs关系数据依据表中数据在图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：（Ht hw）二 hf hw howhd/032/33600 Ls Y3600 Ls 22/how =0.00284E =0.00284心i =0.7493 L：I Lw丿< 0.84 丿Ao222二 nd。=0.785 105 0.039 =0.1254 m 4hc22=5.34 丄U_=5.34 & NA。)Pl 2gPl2ghehfhdVs2=5.34 空2809.5 2x9.81 X0.125422= 0.0341 Vs2= B(hw +h°w) =0.5(0.049 +0.7493 L?3)=0.0245 0.3746 L