分離乙醇水浮閥精餾塔設(shè)計(jì)11萬噸

1、分離乙醇-水混合液的浮閥精餾塔設(shè)計(jì)1 設(shè)計(jì)題目：分離乙醇-水混合液的浮閥精餾塔設(shè)計(jì) 2 原始數(shù)據(jù)及條件 生產(chǎn)能力：年處理乙醇-水混合液11.0萬噸（開工率300天/年） 原料：乙醇含量為20%（質(zhì)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：海南3.4.2 塔板的工藝設(shè)計(jì) 1 精餾塔全塔物料衡算 ：原料液流量（） ：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同） ：塔頂產(chǎn)品流量（） ：塔頂組成：塔底殘液流量（） ：塔底組成 原料乙醇組成： 塔頂組成： 塔底組成： 進(jìn)料量： 物料衡算式： 聯(lián)立代入求解：， 2 常壓下乙醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系 溫度/

2、液相 氣相 溫度/液相 氣相 溫度/液相 氣相 1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.64   84.116.6150.8979.751.9865.99   1溫度 利用表中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得 ： ：

3、： 精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：2 密度已知：混合液密度：（a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)， 為平均相對(duì)分子質(zhì)量） 混合氣密度：精餾段：液相組成氣相組成所以 提餾段 氣相組成所以 由不同溫度下乙醇和水的密度溫度/80735971885730968690724965395720961851007169584求得在t1與t2下的乙醇和水的密度（單位：）。同理：在精餾段：液相密度：汽相密度:在提餾段：液相密度：汽相密度：3 混合液體表面張力二元有機(jī)物-水溶液表面張力可用下列公式計(jì)算 公式： 注：， ， lg(), , , 式中，下角標(biāo)w、o、s分別代表水，有機(jī)物及表面部分；、指主體部分的分子數(shù)；、指主體部分的分子

4、體積；、為純水、有機(jī)物的表面張力；對(duì)乙醇q=2精餾段由不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度/乙醇表面張力/（）水表面張力/（）701864.38017.1562.69016.260.710015.258.8 乙醇表面張力：， 水表面張力： ， 因?yàn)? 所以 聯(lián)立方程組 ， 代入求得 ， ， 精餾段 乙醇表面張力：， 水表面張力： ， 因?yàn)?所以聯(lián)立方程組 ， 代入求得 ， , （4） 混合物的粘度 ，查表得：，查表得： ，精餾段粘度： 提餾段粘度：（5） 相對(duì)揮發(fā)度 精餾段揮發(fā)度：由，所以 提餾段揮發(fā)度：由所以（6） 氣液相體積流量計(jì)算 由于泡點(diǎn)進(jìn)料，,所以由，（7） 根據(jù)x-y圖得： 取，則有質(zhì)

5、量流量： 體積流量： 提餾段：因本設(shè)計(jì)為飽和液體進(jìn)料，所以 已知： ，則有質(zhì)量流量： 體積流量： 3 理論塔板的計(jì)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(jì)算方法：可采用逐板計(jì)算法，圖解法，在本次實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)中采用圖解法。 根據(jù)下，乙醇水的氣液平衡組成關(guān)系可繪出平衡曲線，即x-y曲線圖，q = 1，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）：,所以 ，操作回流比已知：精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：在圖上作操作線，由點(diǎn)（0.8814, 0.8814）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(diǎn)，直到階梯與

6、平衡線交點(diǎn)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。 =N理/N實(shí)=0.5，N實(shí)=26/0.5=52塊，加料板在第50塊。板效率與塔板結(jié)構(gòu)、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過程進(jìn)行的程度。板效率可用奧康奈爾公式計(jì)算。其中：塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度； L塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度精餾段已知：，所以： ,故塊提餾段 已知：，所以： ,故塊全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：塊全塔效率： 加料板位置在第53塊塔板。4 塔徑的初步設(shè)計(jì) (1) 精餾段 由，式中C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出： 橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：，則查圖可

7、知，橫截面積：，空塔氣速：(2) 提餾段 橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：，則查圖可知，圓整：，橫截面積：，空塔氣速：5 溢流裝置 (1) 堰長(zhǎng)取出口堰高：本設(shè)計(jì)采用平直堰，堰上液高度按下式計(jì)算 近似取精餾段 提餾段 （2） 弓形降液管的寬度和橫截面 查圖得：,則: ,驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間： 精餾段：提餾段：停留時(shí)間。故降液管可使用。 (3) 降液管底隙高度 精餾段 取降液管底隙的流速，則提餾段 取，因?yàn)椴恍∮?0mm，故滿足要求。 6 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 （1）塔板分布 本設(shè)計(jì)塔徑，采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板。 （2）浮閥數(shù)目與排列 精餾段 取閥孔動(dòng)能因子，則孔速 每層塔板上浮閥數(shù)目為

8、： 取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即：其中 所以浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距t=75mm則排間距：考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用81mm，而應(yīng)小些，故取=65mm=0.065m，按t=75mm，=65mm，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)288個(gè)。 按重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù) 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在范圍內(nèi) 塔板開孔率提餾段 取閥孔動(dòng)能因子，則每層塔板上浮閥數(shù)目為：按=75mm，估算排間距， 取=80mm，排得閥數(shù)為塊 按塊重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù) 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，

9、仍在范圍內(nèi) 塔板開孔率浮閥數(shù)排列方式如圖所示（圖略） 3.4.3 塔板的流體力學(xué)計(jì)算 1 氣相通過浮閥塔板的壓降 可根據(jù)計(jì)算 (1)精餾段 干板阻力：因，故：板上充氣液層阻力 取液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹?(2) 提餾段 干板阻力：因，故：板上充氣液層阻力 取液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與單板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?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（1）精餾段 單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨纫后w通過液體降液管的壓頭損失 板上液層高度 ,則取，已選定則可見所以符合防止淹塔的要求。

10、（2）提餾段 單板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨纫后w通過液體降液管的壓頭損失 板上液層高度 ,則取，則可見所以符合防止淹塔的要求。 3 物沫夾帶 （1）精餾段 板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度：板上液流面積：查物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖對(duì)于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過80%，由以上計(jì)算可知，物沫夾帶能夠滿足的要求。 （2）提餾段 取物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖由計(jì)算可知，符合要求。 4 塔板負(fù)荷性能圖 （1）物沫夾帶線 據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率80%計(jì)算： 精餾段 整理得：由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值算出提餾段 整理得：表3-14 精餾段 Ls (m3/s)0.00

11、20.01Vs (m3/s)4.794.39提餾段 Ls (m3/s)0.0020.01Vs (m3/s)5.835.33（2） 液泛線 由此確定液泛線，忽略式中而精餾段 整理得：提餾段 整理得：在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，算出相應(yīng)得值： 表3-15 精餾段 0.0010.0030.0040.0077.156.866.936.23提餾段 0.0010.0030.0040.0078.077.837.727.42（3）液相負(fù)荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于，液體降液管內(nèi)停留時(shí)間以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則 （4）漏液線 對(duì)于F1型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精餾

12、段 提餾段 （5）液相負(fù)荷下限 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 取，則由以上作出塔板負(fù)荷性能圖（圖略） 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置； 塔板的氣相負(fù)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(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限。 精餾段操作彈性，提鎦段操作彈性表3-16 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果 項(xiàng)目 符號(hào) 單位 計(jì)算數(shù)據(jù) 備注 精餾段 提餾段 塔徑 1.61.6 板間距 0.450.45 塔板類型   單溢流

13、弓形降液管 分塊式塔板 空塔氣速 1.541.58 堰長(zhǎng) 1.041.04 堰高 0.05730.0470 板上液層高度  0.070.07 降液管底隙高 0.020.05 浮閥數(shù)  288244等腰三角形叉排 閥孔氣速 11.2411.34同一橫排孔心距 浮閥動(dòng)能因子  12.1112.47相鄰橫排中心距離 臨界閥孔氣速 9.7811.72 孔心距 0.0750.075 排間距 0.0650.08 單板壓降 683.91703.77 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 30.1611.

14、30 降液管內(nèi)清液層高度 0.150.1525 泛點(diǎn)率  66.3060.44 氣相負(fù)荷上限 4.901.67物沫夾帶控制 氣相負(fù)荷下限 4.801.71漏液控制 操作彈性   2.932.81 3.4.4 塔附件設(shè)計(jì) 1 接管 (1) 進(jìn)料管 進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。管徑計(jì)算如下： 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取(2) 回流管 采用直管回流管，取查表取(3) 塔釜出料管 取，直管出料，查表取(4) 塔頂蒸氣出料管 直管出氣，取出口氣速查表取(5) 塔釜進(jìn)氣管 采用直管，取氣速查表取

15、(6) 法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。 進(jìn)料管接管法蘭：Pg6Dg70HG5010-58回流管接管法蘭：Pg6Dg50HG5010-58塔釜出料管法蘭：Pg6Dg80HG5010-58塔頂蒸氣管法蘭：Pg6Dg500HG5010-58塔釜蒸氣進(jìn)氣法蘭：Pg6Dg500HG5010-582 筒體與封頭 （1）筒體 壁厚選6mm，所用材質(zhì)為A3（2）封頭 封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑=1800mm，查得曲面高度=450mm，直邊高度=40mm，內(nèi)表面積=3.72，容積=0.866選用封頭Dg1800&

16、#215;6,JB1154-733 除沫器 當(dāng)空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)。 設(shè)計(jì)氣速選?。?除沫器直徑：選取不銹鋼除沫器：類型：標(biāo)準(zhǔn)型，規(guī)格：40-100，材料：不銹鋼絲（1Gr18Ni9）, 絲網(wǎng)尺寸：圓絲4 裙座 塔底采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑>

17、;800mm，故裙座壁厚取16mm。 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整：=1600mm，=2100mm；基礎(chǔ)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m305 吊柱 對(duì)于較高的室內(nèi)無框架的整體塔，在塔頂設(shè)置吊柱，對(duì)于補(bǔ)充和更換填料、安裝和拆卸內(nèi)件，即經(jīng)濟(jì)又方便的一項(xiàng)設(shè)施，一般取15m以上的塔物設(shè)吊柱，本設(shè)計(jì)中塔高度大，因此設(shè)吊柱。因設(shè)計(jì)塔徑D=1800mm，可選用吊柱500kg。S=1000mm，L=3400mm，H=1000mm。材料為A3。 6 人孔 人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備

18、過多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難于達(dá)到要求，一般每隔塊塔板才設(shè)一個(gè)人孔，本塔中共58塊板，需設(shè)置個(gè)人孔，每個(gè)孔直徑為450mm在設(shè)置人孔處，板間距為600mm，裙座上應(yīng)開個(gè)人孔，直徑為450mm，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)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(shè)計(jì)也是如此。 3.4.5 塔總體高度的設(shè)計(jì) 1 塔的頂部空間高度 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600mm，塔頂部空間高度為1200mm。2 塔的底部空間高度 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取5min。 3 塔體高度 3.4.6 附屬設(shè)備設(shè)計(jì) 1 冷凝器的選擇 有機(jī)物蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為本設(shè)計(jì)取出料液溫度：（飽和氣）（飽和液） 冷卻水溫度：逆流操作：在塔頂溫度時(shí)， ,傳熱面積：設(shè)備型號(hào)：G500I16402 再沸器的選擇 選用120飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取料液溫度：99.815100，熱流體溫度：120120逆流操作：換熱面積：設(shè)備型號(hào)：G·CH800670表3-17 不同設(shè)計(jì)條件下設(shè)計(jì)結(jié)果比較  （萬噸） 塔徑/m塔高/m不同 50