乙醇-水系统设计举例 挺详细(仅供参考)

目 录

1 概述 (3)

1.1设计依据与原理.................................................................................3 1.2技术来源..........................................................................................3 1.3设计任务.............................................................................................3 2 塔的工艺计算 (4)

2.1最小回流比及操作回流比的确定...............................................................4 2.2塔顶产品产量、釜残液量的计算..................................................................6 2.3理论塔板层数的确定 (6)

2.4实际塔板数P N

及全塔效率的估算...............................................................6 3 塔主要尺寸的设计计算 (8)

3.1精馏段与提馏段的体积流量.....................................................................8 3.2塔径 (10)

3.3塔板尺寸的确定....................................................................................11 3.4塔板结构 (12)

3.4.1堰高..........................................................................................12 3.4.2降液管底隙高度h 0........................................................................11 3.4.3进口堰高和受液盘.....................................................................13 3.4.4浮阀数目及排列........................................................................13 4 流体力学验算及操作性能负荷图 (15)

4.1气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)p h

(15)

4.1.1干板阻力c h

.................................................................................15 4.1.2由表面张力引起的阻力1h ...............................................................15 4.1.3板上充气液层阻力h .....................................................................15 4.2漏液验算.............................................................................................15 4.3液泛验算.............................................................................................16 4.4雾沫夹带验算.......................................................................................16 4.5操作性能负荷图 (17)

4.5.1雾沫夹带上限线 (17)

4.5.2液泛线……………………………………………………………………………17 4.5.3液体负荷上限线…………………………………………………………………17 4.5.4漏液线……………………………………………………………………………18 4.5.5液相负荷下限线…………………………………………………………………18 4.5.6

操作性能负荷图 (18)

5 辅助设备的计算及选型..............................................................................19 5.1进料管................................................................................................19 5.2釜残液出料管 (19)

5.3回流液管 (19)

5.4塔顶上升蒸汽管 (20)

5.5水蒸汽进口管 (20)

浮阀塔工艺设计计算结果 (21)

参考文献 (22)

致谢 (23)

符号说明 (24)

浮阀塔工艺条件图 (27)

浮阀塔工艺流程图 (28)

教师评语 (29)

1 概述

乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。

长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇~水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇`水体系的精馏设备是非常重要的。

塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

1.1 设计依据与原理

本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。乙醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，可以降低塔的操作费用，故操作压力选为常压其中塔顶压力为5

.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

1.0132510Pa

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.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，设备费用和操作费用都可以降低。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。因此我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。

1.2 技术来源

目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。

1.3 设计任务

1、生产能力：年处理量5400吨乙醇～水混合液。

2、年工作日：325天（24小时）

3、原料及产品规格：原料液温度：45℃，料液含乙醇35%；产品乙醇含量92%；残液中乙醇含量0. 5%

4、设备型式：浮阀塔

5、塔顶压力：常压

6、进料热状况：泡点进料

7、回流比：R=1.5R min

2 塔的工艺计算

2.1最小回流比及操作回流比的确定 1.换算

由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。F ：原料液流量（kmol/s ） x F ：原料组成（摩尔分数，下同）

D ：塔顶产品流量（kmol/s ） x D ：塔顶组成 W ：塔底残液流量（kmol/s ） x W ：塔底组成

原料乙醇组成：x f =

18/6546/3546

/35+=17.4%

塔顶组成：xd = 18

/846/9246

/92+=81.82%

塔底组成：%

916.018

/5.9946/5.046

/5.0=+=

w x

乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系

2.各段温度计算

利用表中数据由拉格朗日插值可求得t F 、t D 、t W

t F ：61

.164.171.8461.1637.231.847.82--=

--F t t F = 83.94℃ t D ：

74

.7482.8141.7872.7443.8941.1815.78--=

--D t t D = 78.28℃ t W ：0

196.01009

.105.95100--=

--w t t W = 99.54℃

精馏段平均温度：11.812

28.7894.8232

1=+=+=D F t t t ℃

提馏段平均温度： 74.912

54.9994.832

2=+=+=W F t t t ℃

3.各组分的计算 精馏段：1t =81.11℃ 液相组成x 1：

65

.3917

.8011.865.3973.327,805.81--=

--x , x 1 = 36.10%

气相组成y 1：22

.6117.8011.8122

.6126.597.805.81--=--y , y 1 = 60.22%

所以 L1M =46×0.3610+18×（1-0.3610）=28.108Kg/Kmol

V1M =46×0.6022+18×（1-0.6022）=34.8616Kg/Kmol

提馏段:2t =91.74℃ 液相组成x 2：

21.70

.8974.919.121.75.950.892--=--x , x 2 = 4.97%

气相组成y 2：

91

.380

.8974.9191.3800.170.895.952--=--y , y 2 = 29.67%

所以 L2M =46×0.0497+18×（1-0.0497）=19.3916Kg/Kmol

V2M =46×0.2967+18×（1-0.2967）=26.3076Kg/Kmol

4.相对挥发度

精馏段挥发度：由x A =0.3610，y A =0.6022得，x B =0.6390, y B =0.3978 所以 =α 2.680.3610

0.39780.36906022.0=??=B

A B A y x x y

提馏段挥发度：由x 'A =0.0497，y 'A =0.2967得x 'B =0.9503，y 'B =0.7033 同理可得：α'=8.07；

则塔顶塔底的挥发度相差很大时，不可取开平方，因此取精馏段的作为挥发度，即=α 2.68 5.回流比的计算 y F =

3608..0174

.0)168.2(1174.068.2)1(1=?-+?=-+F f x x αα

根据x -y 图得： Rmin=4486.2174

.03608.03608

.08182.0=--=

--f

f f d x y y x 取R=1.5R m in

R=1.5×2.4486=3.673

2.2 塔顶产品产量、釜残液量的计算

以年工作日为325天，每天开车24小时计，进料量为：

F=s kmol /08408.03600

24325]18/)35.01(46/35.0[10540003

=??-+??

由全塔的物料衡算方程可写出： F=D+W 和F x F = D x D + W x W

得到:D=0.01772kmol/s ，W=0.06636kmol/s 2.3理论塔板层数的确定

理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用逐板计算法。根据1.01325×105Pa 下，乙醇—水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线，即x -y 曲线图，泡点进料，即q = 1，由于X F = 0.174， Y F = 0.3608，Rmin=2.4486，操作回流比R=1.5 Rmin=1.5673.34486.2=? 已知：精馏段操作线方程： 175.0786.01

11+=+++=+n D n n x R x

R Rx y 提馏段操作线方程：00157.08.11

1

11-=+--++=

+m w m m x x R f x R R f y 47.401772

.008408

.0===

D F f 由逐板计算法可以知道，在第五块塔时，f x x ?5 则进料塔板在从上向下算第五块板。 有爱迪友斯关联式y=0.75(1-x 0.567) y=

1+-N N N m ,x=1

+-R R R m

,αln /])1()1(ln[d w w d

m x x x x N --= 根据以上公式，可以得到理论塔板数为13.

2.4实际塔板数P

N 及全塔效率的估算

板效率可用奥康奈尔公式计算。

α—— 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度

μL —— 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa·s 1.混合物的粘度

t 1=81.11℃，查表得： s mpa u s mpa u ?=?=0.441,0.353醇水 t 2=91.20℃，查表得：s mPa s mPa ?='?='390.0,312.0醇水

μμ 精馏段粘度：=s mPa ?=-?+?385.0)361.01(353.0360.0441.0

提馏段粘度：

s mPa ?=-?+?316.0)0497.01(312.00497.0390.0

2.精馏段实际塔板数

已知：s mPa L ?==385.0,68.21μα， 所以：482.0)385.068.2(49.0245.0=?=-T E

3.10482

.05

===

T T p E N N 精，故11块 3.提馏段实际塔板数及全塔效率

已知：s mPa L ?=='316.0,07.82μα，

所以:,390.0)316.007.8(49.0245.0=?='-T

E ,9.17389.018E N T

T

=-=''=提p N ，故N p 提=18块 全塔所需实际塔板数：块精精291811=+=+=P P P N N N

全塔效率:41.4%100%29

1

13=?-==''P T T

N N E

3 塔主要尺寸的设计计算

3.1精馏段与提馏段的体积流量

1.密度计算

已知：混合液密度：

混合气密度：

不同温度下乙醇和水的密度

求得在与下的乙醇和水的密度

1

t=81.11℃，

735

80

11

.

81

735

730

80

85

-

-

=

-

-

乙

ρ

, ρ乙=733.86 kg/m3

971.8

-

80

-

80.37

8.

971

6.

968

80

85

水

ρ

=

-

-

，ρ水=971.09kg/ m3

同理：

2

t=91.74℃，ρ'乙=722.61kg/ m3，ρ'水=964.10kg/ m3

在精馏段：液相密度：

[]

89

.

733

18

)

3610

.0

1(

46

3610

.0

/

46

3610

0.

1

L1

?

-

+

?

?

=

ρ

+

971.09

0.5908

-1

，ρ L1=815.39kg/m3

气相密度：ρv1()

20.111.8115.2374.2215

.2738616.34=+??=

kg/ m 3

同理，在提馏段：液相密度

=878.09kg/m 3

气相密度：ρv2=0.8792kg/ m 3

2.气液相体积流量计算

精馏段：

s kmol RD L /0651.001772.0673.3=?== s kmol D R V /0828.001772.0673.4)1(=?=+=

已知：mol kg M L /108.281=，mol kg M V /8016.341=

3131/20.1,/39.815m kg m kg V L ==ρρ

则有质量流量：s kg L M L L /827.1.00651.0108.2811=?==

s kg V M V V /882.2.00828.08016.3411=?==

体积流量： s m L L L S /1024.239.815827.1331

1

1-?==

=

ρ，s m V V V S /402.22

.1882

.23111===ρ

提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以s kmol qF L L /1492.008408.0.01065.0=?+=+='

s kmol F q V V /0828.0)1(=-+='

已知： mol kg M mol kg M V L /3076.26,/3916.1922==

3232/8792.0,/09.878m kg m kg V L ==ρρ

则有质量流量：

s kg V M V s kg L M L V L /178.20828.03076..26,/893.21492.03916..192222=?='==?='=体积流量： s m V V s m L L V S L S /477.28792

.0178

.2,/1029.309.878893.23222332

2

2===?==

=

-ρρ

3.2 塔径的计算

由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道：

汽塔的平均蒸汽流量：

s m V V V s s s /4385.22

402

.2477.22321=+=+=

汽塔的平均液相流量：

s m L L L S S s /002765.02

00329

.000224.02321=+=+=

汽塔的汽相平均密度： 32

1/0396.12

8792

.02.12

m kg V V V =+=

+=

ρρρ 汽塔的液相平均密度： 32

1/74.8462

09

.87839.8152

m kg L L L =+=

+=

ρρρ

塔径可以由下面的公式给出：

D =

由于适宜的空塔气速max (0.6~0.8)u u =，因此，需先计算出最大允许气速max u 。

max u =取塔板间距0.4T H m =，板上液层高度1600.06h mm m ==，那么分离空间：

10.40.060.34

T H h m -=-=

功能参数： 03236.00396

.174.8464385.2002765.0)(

==V L S S V L ρρ 从史密斯关联图查得：200.073C =，由于0.220(

)20

C C σ

=，需先求平均表面张力：

全塔平均温度

3

.873

54

.9928.7894.83=++，在此温度下，乙醇的平均摩尔分数为

331.03

00196

.08182.0174.0=++，

平均塔温下乙醇~水溶液的表面张力可以由下面的式子计算：

1.22211()mc mc T T T T σσ-=-， 1.2

2609(27386.5)[]2619.95/609(27325)

dyn cm σ-+=?=-+ 所以：0.219.90.073()0.07320

C ==

s m C

u V V L /08.20396

.10396

.174.846073.0max =-?=-=ρρρ 0.7 2.11 1.476/u m s =?=s m u /456.108.27.0=?=

m D 46.1456

.14385

.24=??=

π

根据塔径系列尺寸圆整为D=1460mm 此时，精馏段的上升蒸汽速度为：s m D V u SJ J /435.146

.1402

.2442

2=??==

ππ 提馏段的上升蒸汽速度为：s m D V u T

S T /480.142

==

π

3.3 塔高的计算

塔的高度可以由下式计算：

(2)P T

T F W Z H N S H S H H H =+--+++ 已知实际塔板数为N=29块，板间距0.4T H m =由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔6块板设一个人孔，则人孔的数目S 为:

416

29

=-=

S 个 取人孔两板之间的间距m H T 8.0=，则塔顶空间 1.2D H m =，塔底空间 2.5W H m =，进料板

空间高度0.5F H m =，那么，全塔高度：

m Z 8.255.25.08.048.0)4229(2.1=++?+?--+=

3.4 塔板尺寸的确定

由于塔径大于800mm ，所以采用单溢流型分块式塔板。 取无效边缘区宽度40C W mm =，破沫区宽度70S W mm =， 查得705W l mm =

弓形溢流管宽度146d W mm = 弓形降液管面积20.0706f A m =

0422

.0673.1/0706.0==T

f A A R=D/2-W C =0.73-0.04=0.69m

x=D/2-W d -Ws=0.73-0.146-0.07=0.514 验算：

液体在精馏段降液管内的停留时间 s s L H A SJ

f f J 55.2300224

.08

.00706.0>=?=

=

τ

液体在精馏段降液管内的停留时间

s s l H A J ST

f f 517.1700329

.08

.00706.0>=?=

=

τ

3.4.1 堰高

采用平直堰，堰高1w ow h h h =-

取160,10ow h mm h mm ==，则601050w h mm =-= 3.4.2 降液管底隙高度h 0

若取精馏段取015h mm =，提馏段取为25mm ，那么液体通过降液管底隙时的流速为

精馏段：

s m h L L u W S /2133.0015

.07.000224

.001'0

=?== 提馏段：

s m h l L u w S /224.0025

.07.000392

.002'0

=?== '0u 的一般经验数值为0.07~0.25/m s

3.4.3 进口堰高和受液盘

本设计不设置进口堰高和受液盘 3.4.4 浮阀数目及排列

采用F 1型重阀，重量为33g ，孔径为39mm 。 1 浮阀数目

浮阀数目024u D V N S π=

气体通过阀孔时的速度0

u =取动能因数11F =，那么s m u /79.100396

.1110==

，因此

18979

.10039.04

4385.22

=???=

πN 2 排列

由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距，mm t 82'

=计那

么相邻两排间的阀孔中心距'

t 计为：

'

a

t

A t N =计

21

21

2

2[sin ]1800.284

2[0.2840.46sin ]1800.46

=0.487a x A R R

m π

π

--=+

?

=??

mm t 5.82082

.018928

.1'=?=

取mm t 83'=时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取'65t mm =画出阀孔的排布图如图所示，其中mm t mm t 72,82'==图中，通道板上可排阀孔91个，弓形板可排阀孔50个，所以总阀孔数目为18925098=?+=N 个 3.4.5 校核

气体通过阀孔时的实际速度： s m N

d V u S

/80.10039

.018914.34385

.2442

200=???=

=

π 实际动能因数： 01.110396.18.100=?=F (在9~12之间) 开孔率：

%5.13673

.14189039.014.34100%22

0=???==?T A N d π塔截面积阀孔面积

开孔率在10%~14%之间，满足要求。

4 流体力学验算及操作性能负荷图

4.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)p h

气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)1p c h h h h σ=++

4.1.1 干板阻力c h

浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为oc u ：

s m u c /28.100396

.11

.73825

.10==

因为00u u c <

所以m g u h L v c 039.081

.974.84628.100396.134.5234.52

20=????==ρρ

4.1.2 板上充气液层阻力1h

取板上液层充气程度因数0.5ε=，那么：

10.50.060.03L h h m ε==?=

4.1.3 由表面张力引起的阻力h σ

由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以：

m h F 069.003.0039.0=+=

4.2 漏液验算

动能因数05F =，相应的气相最小负荷min S V 为：

2min 00min 4

S V d Nu π

=

其中s m F

u V /9.40396

.15min 0==

=ρ

所以s m s m V S /103.1/10.19.4189039.04

332min <=???=

π

可见不会产生过量漏液。 4.3 液泛验算

溢流管内的清液层高度d p d L H h h h h σ=+++ 其中， m h m h L F 06.0,069.0== 所以， m Hd 138.02069.0=?=

为防止液泛，通常()d T w H H h φ≤+，取校正系数0.5φ=，则有：

()

0.5(0.40.0

T w H h m φ+=?+= 可见，()d T w H H h φ<+，即不会产生液泛。 4.4 雾沫夹带验算

泛点率

F b

查得物性系数 1.0K =，泛点负荷系数0.097F C =

m W D Z d L 708.0146.0212=?-=-=

25318.10706.02673.12m A A A f t b =?-=-= 所以，

泛点率=

%80%45.635318

.1097.01002765

.0708.036.10396

.174.8460396

.14385.2<=????+-?

可见，雾沫夹带在允许的范围之内

4.5 操作性能负荷图 4.

5.1 雾沫夹带上限线

取泛点率为80%代入泛点率计算式，有：

5318

.1097.0708.036.10396

.174.8460396

.136.18.0??+-=

+-=

S

S

b

F L

S V

L V S

L V A KC Z L V ρρρ

整理可得雾沫夹带上限方程为：

S S L V 5.274.3-=

4.5.2 液泛线

液泛线方程为222/3

S S S aV b cL dL =--

其中，5

52

1.0335

1.9110 1.91100.030986386

V L a N ρρ=?=??

=?

0065.0189

74.8460396.11091.11091.12

55

2

=??

?=?==N

a L V ρρ

0(1)0.50.4(0.510.5)0.050.15T b H ε=Φ+Φ--=?+--?=

2222

00.1530.153

192.40.7050.015

w c l h =

==? 02/3

2

1

1

(1)(0.667)

(10.5) 1.020.667 3.5530.705w

d E l ε=+=+???

= 代入上式化简后可得： 3

22

2

3.5386.2923S S S L L V --=

4.

5.3 液体负荷上限线

取5s θ=，那么

max 30.07060.4

0.00565/5

5

f T S A H L m s ?=

=

=

4.5.4 漏液线

取动能因数05F =，以限定气体的最小负荷：

23min 00.523/4

S V d N

m s π

=

=

4.5.5 液相负荷下限线

取0.006ow h m =代入ow h 的计算式：

2/3min 2.84

1.02[]0.0061000S w

L l ??= 整理可得：33min 2.1/0.000584/S L m h m s == 4.5.6 操作性能负荷图

由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。

根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P (0.00146，1.103)在正常的操作范围内。连接OP 作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可读得：

33max min () 1.65/,()0.57/S S V m s V m s ==

所以，塔的操作弹性为1.65/0.57 2.89=

5 辅助设备的计算及选型 5.1 进料管

进料体积流量

s m FM V f

f

Sf /00206.03

.9113

.2208408.03=?=

=

ρ

取适宜的输送速度 2.0/f u m s =，故

m u

V d f

s f 0362.014

.3200206

.044=??=

=

π

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：453mm φ? 实际管内流速： s m u f /73.1039

.014.300206

.042

=??= 5.2 釜残液出料管

釜残液的体积流量：

s m WM V W

W

SW /0013.04

.9581

.1806636.03=?=

=

ρ

取适宜的输送速度 1.5/W u m s =，则 m d 033.014

.35.10013

.04=??=

计

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：453mm φ? 实际管内流速： s m u W /1.1039.014.30013

.042

=??=

5.3 回流液管

回流液体积流量 s m LM V L

L

SL /0022.039

.815108

.280651.03=?=

=

ρ

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度0.5/L u m s =，那么

m d 714.014

.35.00022

.04=??=

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： mm 5.458?Φ 实际管内流速： s m u w /8.1039.014.30022

.042

=??=

5.4 塔顶上升蒸汽管

塔顶上升蒸汽的体积流量： 33(11)65.8539.81

3750/ 1.042/1.398

SV V m h m s +??=

==

取适宜速度 2.0/V u m s =，那么

0.258d m =

=计 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：2735mm φ? 实际管内流速：2

4 1.042

19.2/0.263SV u m s π?==?

5.5 水蒸汽进口管

通入塔的水蒸气体积流量： 33131.718

3971/ 1.103/0.597

SO V m h m s ?=

==

取适宜速度0 2.5/u m s =，那么

0.237d m =

=计 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：2455mm φ? 实际管内流速：02

4 1.103

25.43/0.235u m s π?==?