分离乙醇水浮阀精馏塔设计.docx
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分离乙醇水浮阀精馏塔设计.docx
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分离乙醇水浮阀精馏塔设计
分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔设计
1设计题目:
分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔设计
2原始数据及条件
生产能力:
年处理乙醇-水混合液11.0万吨(开工率300天/年)
原料:
乙醇含量为20%(质量百分比,下同)的常温液体
分离要求:
塔顶乙醇含量不低于95%
塔底乙醇含量不高于0.2%
建厂地址:
海南
3.4.2塔板的工艺设计
1精馏塔全塔物料衡算
F:
原料液流量(kmol/s)Xf:
原料组成(摩尔分数,下同)
D:
塔顶产品流量(kmol/s)xD:
塔顶组成
W:
塔底残液流量(kmol/s)Xw:
塔底组成
20/46
-8.91%
20/4680/18
塔顶组成:
xD95/4688.14%
95/465/18
塔底组成:
0.2/46
xW0.078%
0.2/4699.8/18
进料量:
十十一11勺04勺03汉b2/46+(1—0.2)/18】
F=11.0万吨/年0.2071kmol/s
300江24汇3600
原料乙醇组成:
Xf
物料衡算式:
F=D,W
Fxf二DxdWxW
联立代入求解:
D=0.0208kmol/s,W=0.1863kmol/s
2常压下乙醇-水气液平衡组成(摩尔)与温度关系
温度/C
液相
气相
温度/C
液相
气相
温度/C
液相
气相
100
0
0
82.7
23.37
54.45
79.3
57.32
68.41
95.5
1.90
17.00
82.3
26.08
55.80
78.74
67.63
73.85
89.0
7.21
38.91
81.5
32.73
59.26
78.41
74.72
78.15
86.7
9.66
43.75
80.7
39.65
61.22
78.15
89.43
89.43
85.3
12.38
47.04
79.8
50.79
65.64
84.1
16.61
50.89
79.7
51.98
65.99
1温度
利用表中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW
①tF
89.0-86.7tF-89.0
7.21-9.66一8.91-7.21
tF=87.41C
②tD:
78.15-78.41_tD-78.15
89.43-74.72一88.14—89.43
tD=78.17C
③tw
100-95.5tw-100
0—1.900.078—0
tw=99.82C
④精馏段平均温度:
t1二
tF
tD
87.4178.17
2
=82.79C
⑤提馏段平均温度:
2密度
已知:
混合液密度:
「亚•亟(a为质量分数‘为平均相对分子质量)
LAB
混合气密度:
P
22.4Tp。
⑴精馏段:
匸-82.79C
84.1-82.782.79-82.7“‘心
液相组成x1:
"=22.94%
(16.61-23.37)(捲—23.37)
84.1-82.782.79-82.7
气相组成『=54.22%
(50.89—54.45)(力—54.45)
所以ML1=0.2294461-0.229418=24.42kg/kmol
MV1=460.54221-0.54221^33.18kg/kmol
⑵提馏段t2=93.61C
液相组成X2:
95.5-89.093.61-89.0、,
X2
1.90-7.21x2-7.21
=3.44%
气相组成y2
(95.5一89.°)=(93&一89.°)y2=2337%
(17.00-38.91)y2-38.91'
所以ML2=460.0344181-0.0344]=18.96kg/kmol
MV2=460.2337181-0.2337=24.54kg/kmol
温度/C
Pc/(kgm‘)
Pw/(kgm^3)
80
735
971.8
85
730
968.6
90
724
965.3
95
720
961.85
100
716
958.4
由不同温度下乙醇和水的密度
求得在_t1与12下的乙醇和水的密度(单位:
kgm')。
匸=82.79°C,
85-80
(968.6-971.8)
82.79-80
'乙-735
—732.21kg/m3
一970.01kg/m3
85-8082.79-80
968.6-971.8_(?
水-971.8)
同理:
=93.61C,二乙丄721.11kg/m3,j'=962.81kg/m3
0.2294汽46
10.229446181-0.22941-0.43213
;L^851.06kg/m
:
L1732.21970.01
在精馏段:
液相密度「V1:
33.18273.15
汽相密度
22.4
273.1582.79
二1.14kg/m3
在提馏段:
液相密度几2:
1/4
m
XWVW
注:
;二W
XwVw*X0V0
X0V0
XwVw'X0V0
'SW=XSWVS,
■:
S0
XS0V0
q
,:
:
:
w
BJg(),
0
Q=0.441
曲--wVv2/3it丿[q一
0.0344x46
丄=(0.°344如6+仞0-°.°344))昇-°.°8345)p93662kg/m3订2732.21962.81'
24.54273.15
汽相密度:
"273.122.493.61"8盹卅
3混合液体表面张力
元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算
公式:
"g4,「SW•「S0二1
式中,下角标
w、
0、s分别代表水,有机物及表面部分;XW、x0指主体部分的分子
数;Vw、V0指主体部分的分子体积;二W、二0为纯水、有机物的表面张力;对乙醇q=2
①精馏段f=82.79C
由不同温度下乙醇和水的表面张力
温度/C
乙醇表面张力/(10"Nm)
水表面张力/(10Nm)
70
18
64.3
80
17.15
62.6
90
16.2
60.7
100
15.2
58.8
乙醇表面张力:
水表面张力:
Vm-21.15cm'/mol
几851.06
V匹=竺=40.35cm3/mol
;-o1.14
90-80_16.2-17.15
90-82.7916.2-二乙醇
二乙醇=16.885
90-80_90-82.79
60.7-62.6一60.7-;二水
「水二62.070
2
(X-V-)
XoVo(X-V-XoVo)
I1-XoV-2
XoVoX-V--XoVo1
=1.46
血一0.2294)汉21.15孑
0.229440.35(0.770621.150.229440.35)
因为Xd=0.2294,所以xW=1—0.2294=0.7706
B=lg(
■:
2w
cp
o
)=|g1.46=0.146
Q“441q
CoVj/3
-axV2/3
wvw
-0.44182.79273.15
一0.930
I16.885"0.035:
62.07071.122』
I2一
A=BQ=0.164-0.930=—0.766
联立方程组
A=lg
,sw
代入求得
—0.270,
s^0.740
_1/4
=0.27062.0701/4
0.74016.8851/4,二m=25.99
精馏段t2=93.61C
P'
w
1819.22cm3/mol
936.62
V;=46二56.17cm3/mol
;-o0.819
b'»g(
■:
2w
T
)=lg13.78=1.14
=0.441
2
x
93.61273.15
15.83936.662/3
2
2/3
-60.014x19.22
-0.825
乙醇表面张力:
100-90
100-93.61
二乙醇
15.2-;「乙醇
=15.839
15.2-16.2
水表面张力:
100-90
100-93.61」
=60.014
58.8-60.7
/水
58.8-;「水
巧
1(1-0.0344)19.22『
-10.72
o
0.034456.17(0.965619.220.034456.17)
因为x'D=0.0344
所以x'W=1-0.0344=0.9656
A'=B'Q'=1.14—0.825—0.315
联立方程组
代入求得
©sw=0.737
2'
「2sw•「sc=1
®so=0.263,盅=44.03
(4)混合物的粘度
1=82.790,查表得:
」水二0.3439mPas,」醇二0.433mPas
t2=93.61°C,查表得:
卩水=0.298mPas,»醇=0.381mPas
精馏段粘度:
叫二」醇x 叫=0.4330.22940.3439(1-0.2294)=0.3634mPas 提馏段粘度: 二"醇x2」水1_x2 J2=0.3810.03440.298(1-0.0344)=0.3009mPas (5)相对挥发度 1精馏段挥发度: 由,XA=0.2294,yA=0.5422得x^0.7706,y^0.4578 所以-二yAXB二0.54220.77°6=3.98 yBxA0.4578x0.2294 2提馏段挥发度: 由xA=0.0344,yA'=0.2337得,xB'=0.9656,yB'=0.7663 Yax'b II YbXa O.23370.9656=8.56 0.76630.0344 (6)气液相体积流量计算 由于泡点进料,q=1,所以Xp=*=0.0891 由Yp ax 1(a-1)Xp yp=0.3025 (7)根据x-y图得: x^L』8814-0.3025=2.713 Yp-Xp0.3025-0.0891 取R=1.5Rmin=1.52.713=4.07,MV1=33.18kg/kmol 「L1=851.06kg/kmol PV1=1.14kg/kmol 则有质量流量: L1 =ML1L=24.420.086=2.1kg/s V1 =MV1V=33.180.1054=3.497kg/s 体积流量: Ls1 L1 =2.47"0'm3/s 匚851.06 Vs1 V1 3497=3.07m3/s 1.14 ②提馏段: 因本设计为饱和液体进料,所以 q=1 L'=LqF=0.0860.2071=0.2931kmol/s V'=Vq-1F=0.1054kmol/s 已知: ML2=18.96kg/kmol,MV2=24.54kg/kmol 2.5865 0.819 二3.158m3/s 凡2=936.62kg/kmol,0.819kg/kmol 则有质里流里: L2二ML2L‘=18.960.2931=5.5571kg/s V2二MV2V=24.540.1054=2.5865kg/s 体积流里: Ls2_L25.5571_5.9310」m3/s几2936.62 Vs2 V2 V2 3理论塔板的计算 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图解法。 根据1.01325105Pa下,乙醇一水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线,即x-y曲线图,q =1,即q为一直线,本平衡具有下凹部分,操作线尚未落到平衡线前,已与平衡线相切, 如图(图略): 乂卩二0.0891,yp二0.3025,所以Rmin=2.713,操作回流比 R=1.5陆=1.52.713=4.07 Rx 已知: 精馏段操作线方程: yndxnD0.803xn0.174 R+1R+1 提馏段操作线方程: yn^2.781x^0.00139 在图上作操作线,由点(0.8814,0.8814)起在平衡线与操作线间画阶梯,过精馏段操作线 与q线交点,直到阶梯与平衡线交点小于0.00078为止,由此得到理论板NT=26块(包括再沸器)加料板为第24块理论板。 E°=N理/N实=0.5,N实=26/0.5=52块,加料板在第 50块。 板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体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公式Et=0.49(: 」L)^245计算。 其中: 〉一一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mPa ⑴精馏段 已知: : =3.98,.咕=0・3643mPas 所以: Et=0.49(3.980.3643)亠24'=0.447 np精二 Nt Et 23 =515 0.447.,故NP精=52块 ⑵提馏段 已知: a=8.56,kL2=0.3009mPas 所以: Et=0.49(8.560.3009)^245=0.389 5=岂二爲®4,故"6块 全塔所需实际塔板数: Np=NP精-NP提=52*6=58块 全塔效率: et二山二尘1100%=4310% Np58 加料板位置在第53块塔板。 4塔径的初步设计 (1)精馏段 由U二(0.6~0.8)Umax, Umax ,式中C可由史密斯关联图查出: 横坐标数值: 亠电)1/2=247(851^6)1/2=002 VS1'J3.07v1.14 取板间距: Ht=0.45m,hL=0.07m,贝UHT—hL=0.38m 查图可知C20=0.076, C 「二0.076空臾 2020 J =0.08 Umax=0.08■■851.06-1.14^2.184m/s 1.14 U1=0.7Umax=0.72.184=1.529m/s 4疋3.07 3.141.529 =1.6m 横截面积: 22'3072 At=0.7851.62.00m,空塔气速: 51.54m/s 2.00 Di= (2)提馏段 横坐标数值: Ls2(凡2)1/2=5.9310‘(936.62)1/2=0.064 Vs2曲23.1580.819 取板间距: Ht=0.45m,hl=0.07m,贝UHt-h=0.38m 1 cccc: 936.62—0.819〜, Umax: “089、0.819皿讣 查图可知 C20 u2=0.7umax=0.73.01=2.11m/s =0.076,C =0.089 D2 T34澄泊如 圆整: D=1.6m,横截面积: At=0.7851.6^2.00m2,空塔气速: U2 鸣T/s 2.00 5溢流装置 (1)堰长lw 取lw=0.65D=0.651.6=1.04m 出口堰高: 本设计采用平直堰,堰上液高度 how按下式计算 how 2.84 1000 1精馏段 hOW 2.84 1000 -3 36003.0710 1.04 )=0.0137m hw=h|—'how=0.07—0.0137=0.0583m 2提馏段 how 2.84 1000 36007.5010’ 1.04 )=0.0249m hw=hi-how=0.07-0.0249=0.0451m (2)弓形降液管的宽度和横截面 查图得: Af=0.0721,径=0.124, AtD 则: Af=0.07210.1442m2,Wd=0.1241.6=0.1984m 验算降液管内停留时间: 精馏段: ”_AfHt_0.14420.45=26.27s Ls12.47汽10」 提馏段: .AfH」4420? 5=10.94s Ls25.93汉10」 停留时间95s。 故降液管可使用。 (3)降液管底隙高度 1精馏段 L"2.47X0' 取降液管底隙的流速u0=0.13m/s,则hos-0.02m lwU01.04汇0.13 2提馏段 取u0'=O.13m/s,h'o=35.93100.04m lwU01.040.13 因为h0不小于20mm故h°满足要求。 6塔板布置及浮阀数目与排列 (1)塔板分布 本设计塔径D=1.8m,采用分块式塔板,以便通过人孔装拆塔板。 (2)浮阀数目与排列 ①精馏段 取阀孔动能因子F0=12,则孔速u01 1211.24m/s 1.14 每层塔板上浮阀数目为: N=丄1竺229块(采用F型浮阀) Hd2u0.78^0.039^11.24 d0u0 4 取边缘区宽度Wc=0.06m,破沫区宽度Ws=0.10m 计算塔板上的鼓泡区面积,即: 2-x2-nR2arcsin^ 180R D1.8 其中RWc0.06=0.84m 22 D18 xWdWs0.2230.10=0.577m 22 所以A 0842-°.5772誌。 .淤®詈九曲 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,取同一个横排的孔心距t=75mm 则排间距: =一177—=103mm Nt2299075 考虑到塔的直径较大,必须采用分块式塔板,而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区 面积,因此排间距不宜采用81mm而应小些,故取t=65mm=0.065m按t=75mm,t=65mm 以等腰三角形叉排方式作图,排得阀数288个。 按N=288重新核算孔速及阀孔动能因数 3.90 U0111.34m/s 2 —0.039288 4 F0'-11.341.14=12.11 阀孔动能因数变化不大,仍在9~13范围内 u154 塔板开孔率丄=100%=13.58% u011.34 ②提馏段 F12 取阀孔动能因子F0=12,则u02013.26m/s +陀J0.819 每层塔板上浮阀数目为: N二—Vs2乞15! 199块 兀d2.0.785汇0.0392灯3.26 d0U02 4 (177 按t=75mm估算排间距,t'=.=113mm 1999075 取t=80mm排得阀数为244块 按N=244块重新核算孔速及阀孔动能因数 4.015…°/ U02213.78m/s 0.785X0.0392x244 F02=13.78、0.819=12.47 阀孔动能因数变化不大,仍在9~13范围内 塔板开孔率—=丄3色100%=11.47%u013.78 浮阀数排列方式如图所示(图略) 3.4.3塔板的流体力学计算 1气相通过浮阀塔板的压降 可根据hp二兀hh0c计算 (1)精馏段 ①干板阻力: U0c1 '73.1 =1.825' =1.825731 .1.14 =9.78m/s 因U01■u0c1,故: 1.1411.342 2851.069.8 =0.047m ②板上充气液层阻力取I。 =0.5,hLi=;ohL=0.50.07=0.035m 3液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小,可忽略不计,因此与气体流经塔板的压降相当的高度为 hp1=0.0470.035=0.082m Pp1=hp1'L1g=0.082851.069.8=683.91Pa (2)提馏段 ①干板阻力: U0c2=1.825 h82谯"5 因U02U0c2, 故: hc^5.34雄"34咒鳥丁囂7045m ②板上充气液层阻力取;0=0.5,hL2=「0hL=0.50.7=0.035m 3液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小,可忽略不计,因此与单板的压降相当的液柱高度为 hp2=0.0450.035=0.080m 卩p2=hp2,L2g=0.080944.919.8=703.77Pa 2淹塔 为了防止发生淹塔现象,要求控制降液管中清液高度Hd: : : 「HT*hW,Hd二hp•hL•hd (1)精馏段 ①单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hp1=0.082m ②液体通过液体降液管的压头损失 L224710^2 亦①53(式)巾153(2^)"0021m 3板上液层高度hL=0.07m,则Hd1=0.0820.00210.07=0.15m 取'=0.5,已选定Ht=0.45m,hW1=0.0583m 则•: Hthw1=0.50.450.0583=0.254m 可见Hdi: : : 「Ht-hw1所以符合防止淹塔的要求。 (2)提馏段 ①单板压降所相当的液柱高度hp2=0.080m ②液体通过液体降液管的压头损失 hd2=0.153(旦 lwh02 )2=0.153( 5.9310: 1.040.02) =0.0020m ③板上液层高度hL=0.07m,则Hd2=0.0800.0020.07=0.152m 取」=0.5,则: (HThw)2=0.5(0.450.0451)=0.249m 可见Hd2: : : 「HtHw
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