乙醇-水精餾浮閥塔設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)

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精益求精，善益求善。乙醇—水精餾浮閥塔設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)鹽城師范學(xué)院鹽城師范學(xué)院目錄TOC\o"1-3"\h\u摘要 ?第一章概述 ?1.1塔設(shè)備的類型 ?1.2板式塔與填料塔的比較及選型 ?1.2.1板式塔與填料塔的比較 ?1.2.2塔設(shè)備的選型 ?第二章設(shè)計(jì)任務(wù) ?2.1設(shè)計(jì)摘要 ?2.2設(shè)計(jì)任務(wù)和條件 ?第三章設(shè)計(jì)方案簡介——板式塔的設(shè)計(jì) ?3.1設(shè)計(jì)方案的確定 ?3.1.1裝置流程的確定 ?3.1.2操作壓力的選擇 ?3.1.3進(jìn)料狀況的選擇 ?3.1.4加熱方式的選擇 ?3.1.5回流比的選擇 ?3.2塔板的類型與選擇 ?3.2.1塔板的類型 ?3.2.2塔板的選擇 ?第四章浮閥塔精餾工藝設(shè)計(jì) ?4.1工藝計(jì)算 ?4.1.1全塔物料衡算 ?4.1.2Rmin的確定 ?4.1.3塔板數(shù)的確定 ?4.2精餾塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 ?4.2.1操作壓力 ?4.2.2操作溫度 ?4.2.3平均摩爾質(zhì)量 ?4.2.4平均密度 ?5.2.5液體平均表面張力的計(jì)算 ?4.3精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 ?4.3.1塔徑的計(jì)算 ?4.3.2精餾塔有效高度的計(jì)算 ?4.3.3塔高的計(jì)算 ?4.4塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 ?4.4.1溢流裝置的設(shè)計(jì) ?4.4.2塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 ?4.5塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 ?4.5.1氣相通過浮閥塔板的壓降 ?4.5.2淹塔 ?4.5.3霧沫夾帶 ?4.6塔板負(fù)荷性能圖（精餾段） ?4.6.1霧沫夾帶線 ?4.6.2液泛線 ?4.6.3液相負(fù)荷上限線 ?4.6.4漏液線 ?4.6.5液相負(fù)荷下限線 ?4.6′塔板負(fù)荷性能圖（提餾段） ?4.6.1′霧沫夾帶線 ?4.6.2′液泛線 ?4.6.3′液相負(fù)荷上限線 ?4.6.4′漏液線 ?4.6.5′液相負(fù)荷下限線 ?參考文獻(xiàn) ?課程設(shè)計(jì)心得 ?摘要化工生產(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，其中大部分是均相混合物。生產(chǎn)中為滿足要求需將混合物分離成較純的物質(zhì)。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用[1]。精餾過程在能量劑的驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱的過程。在本設(shè)計(jì)中我們使用浮閥塔，浮閥塔是一種板式塔，用于氣液傳質(zhì)過程中。浮閥的閥片可以浮動，隨著氣體負(fù)荷的變化而調(diào)節(jié)其開啟度，因此，浮閥塔的操作彈性大，特別是在低負(fù)荷時，仍能保持正常操作。浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大[2]。塔結(jié)構(gòu)簡單，制造費(fèi)用便宜，并能適應(yīng)常用的物料狀況，是化工、煉油行業(yè)中使用最廣泛的塔型之一。浮閥塔有活動泡罩、圓盤浮閥、重盤浮閥和條形浮閥四種形式。浮閥塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單造價(jià)低，合理的設(shè)計(jì)能滿足要求的操作彈性，浮閥塔是最廣泛應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一。第一章概述精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，精餾一種利用回流使液體混合物得到高純度分離的蒸餾方法。精餾之所以能使液體混合物得到較完全的分離，關(guān)鍵在于回流的應(yīng)用?；亓靼ㄋ敻邼舛纫讚]發(fā)組分液體和塔底高濃度難揮發(fā)組分蒸氣兩者返回塔中。汽液回流形成了逆流接觸的汽液兩相，從而在塔的兩端分別得到相當(dāng)純凈的單組分產(chǎn)品。塔頂回流入塔的液體量與塔頂產(chǎn)品量之比，稱為回流比，它是精餾操作的一個重要控制參數(shù)，它的變化影響精餾操作的分離效果和能耗。精餾過程的核心在于回流，而回流必須消耗大量能量。降低能耗是精餾過程發(fā)展的重大課題。除了選擇經(jīng)濟(jì)上合理的回流比外，主要的節(jié)能措施有：①熱泵精餾。將塔頂蒸氣絕熱壓縮（見熱力學(xué)過程）升溫后，重新作為再沸器的熱源(見熱泵蒸發(fā))；②多效精餾。精餾裝置由壓力依次降低的若干個精餾塔組成，前一精餾塔塔頂蒸氣用作后一精餾塔再沸器的加熱蒸氣（見多效蒸發(fā)）；③采用高效精餾塔，可用較小的回流比；采用高效換熱器，可降低傳熱溫度差，這樣就可以減少有效能損失。④采用電子計(jì)算機(jī)對過程進(jìn)行有效控制，減小操作裕度，確保過程在最低能耗下進(jìn)行。1.1塔設(shè)備的類型塔設(shè)備是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)過程中廣泛采用的傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（有時也采用并流向下）流動，氣液兩相密切接觸進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作狀況下，氣相為連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，屬微分接觸逆流操作過程。1.2板式塔與填料塔的比較及選型1.2.1板式塔與填料塔的比較工業(yè)上評價(jià)塔設(shè)備的性能指標(biāo)主要有以下幾個方面：生產(chǎn)能力；分離效率；塔壓降；操作彈性；結(jié)構(gòu)、制造及造價(jià)等?，F(xiàn)就板式塔與填料塔的性能比較如下：生產(chǎn)能力板式塔與填料塔的液體流動和傳質(zhì)機(jī)理不同。板式塔的傳質(zhì)是通過上升氣體穿過板上的液層來實(shí)現(xiàn)的，塔板的開孔率一般占塔截面積的7%~10%；而填料塔的傳質(zhì)是通過上升氣體和靠重力沿填料表面下降的液體接觸實(shí)現(xiàn)。填料塔內(nèi)件的開孔率通常在50%以上，而填料層的空隙率則超過90%，一般液泛點(diǎn)較高，故單位塔截面積上填料塔的生產(chǎn)能力一般均高于板式塔。分離效率一般情況下，填料塔具有較高的分離效率。工業(yè)上常用填料塔每米理論級為2~8級。而常用的板式塔，每米理論板最多不超過2級。研究表明，在壓力小于0.3MPa時，填料塔的分離效率明顯優(yōu)于板式塔，在高壓下，板式塔的分離效率略優(yōu)于填料塔。塔壓降填料塔由于空隙率高，故其壓降遠(yuǎn)遠(yuǎn)小于板式塔。一般情況下，板式塔每個理論級的壓降為0.4~1.1kPa，填料塔為0.01~0.27kPa。通常，板式塔的壓降高于填料塔5倍左右。壓降低不僅能降低操作費(fèi)用，節(jié)約能耗，對于精餾過程，還可使塔釜溫度降低，有利于熱敏性物系的分離。操作彈性一般來說，填料本身對氣液負(fù)荷變化的適應(yīng)性很大，故填料塔的操作彈性取決于塔內(nèi)件的設(shè)計(jì)，特別是液體分布器的設(shè)計(jì)，因而可根據(jù)實(shí)際需要確定填料塔的操作彈性。而板式塔的操作彈性則受到塔板液泛、液沫夾帶及降液管能力的限制，一般操作彈性較小。結(jié)構(gòu)、制造及造價(jià)等一般來說，填料塔的結(jié)構(gòu)較板式塔簡單，故制造、維修也較為方便，但填料塔的造價(jià)通常高于板式塔。應(yīng)予指出，填料塔的持液量小于板式塔。持液量大，可使塔的操作平穩(wěn)，不易引起產(chǎn)品的迅速變化，故板式塔較填料塔更易于操作。板式塔容易實(shí)現(xiàn)側(cè)線進(jìn)料和出料，而填料塔對側(cè)線進(jìn)料和出料等復(fù)雜情況不太適合。對于比表面積較大的高性能填料，填料層容易堵塞，故填料塔不宜直接處理有懸浮物或容易聚合的物料。1.2.2塔設(shè)備的選型工業(yè)上，塔設(shè)備主要用于蒸餾和吸收傳質(zhì)單元操作過程。傳統(tǒng)的設(shè)計(jì)中，蒸餾過程多選用板式塔，而吸收過程多選用填料塔。近年來，隨著塔設(shè)備設(shè)計(jì)水平的提高及新型塔構(gòu)件的出現(xiàn)，上述傳統(tǒng)已逐漸打破。在蒸餾過程中采用填料塔及在吸收過程中采用板式塔已有不少應(yīng)用范例，尤其是填料塔在精餾過程中的應(yīng)用已非常普遍。對于一個具體的分離過程，設(shè)計(jì)中選擇何種塔型，應(yīng)根據(jù)生產(chǎn)能力、分離效率、塔壓降、操作彈性等要求，并結(jié)合制造、維修、造價(jià)等因素綜合考慮。例如，（1）對于熱敏性物系的分離，要求塔壓降盡可能低，選用填料塔較為適宜；（2）對于有側(cè)線進(jìn)料和出料的工藝過程，選用板式塔較為適宜；（3）對于有懸浮物或容易聚合物系的分離，為防止堵塞，宜選用板式塔；（4）對于液體噴淋密度極小的工藝過程，若采用填料塔，填料層得不到充分潤濕使其分離效率明顯下降，故宜選用板式塔；（5）對于易發(fā)泡物系的分離，因填料層具有破碎泡沫的作用，宜選用填料塔。第二章設(shè)計(jì)任務(wù)2.1設(shè)計(jì)摘要今采用一F1型浮閥塔進(jìn)行乙醇-水二元物系的精餾分離，要求乙醇的生產(chǎn)能力為3000t/年，塔頂餾出液中乙醇濃度不低于95%，殘液中乙醇含量小于3%。原料液中含乙醇為48%，其余為水（以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。且精餾塔頂壓力為4KPa（表壓），單板壓降≤0.7KPa。本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇和水的混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器（再沸器）加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲罐。該物系屬不分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍。塔釜采用直接蒸汽加熱，釜底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2.2設(shè)計(jì)任務(wù)和條件（1)原料液含乙醇48％（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），其余為水。（2）產(chǎn)品乙醇含量不低于95％。（3）殘液中乙醇含量小于3％。（4）生產(chǎn)能力為年產(chǎn)3000t的乙醇產(chǎn)品。（5）操作條件精餾塔的塔頂壓力4kPa（表壓）進(jìn)料狀態(tài)泡點(diǎn)進(jìn)料回流比R=1.6Rmin加熱蒸汽壓力101.33kPa（表壓）單板壓降不大于0.70kPa（表壓）(6)設(shè)備型式為浮閥塔（F1型）。（7）廠址位于鹽城地區(qū)。（8）設(shè)備工作日為330天/年，24h連續(xù)運(yùn)行。（9）鹽城地區(qū)夏天水溫為16~18℃。（10）鹽城當(dāng)?shù)卮髿鈮簽?01.4kPa。第三章設(shè)計(jì)方案簡介——板式塔的設(shè)計(jì)3.1設(shè)計(jì)方案的確定3.1.1裝置流程的確定蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器，蒸餾釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活、適應(yīng)性強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)，適合于小規(guī)模、多品種或多組分物系的初步分離。蒸餾通過物料在塔內(nèi)的多次部分氣化與多次部分冷凝實(shí)現(xiàn)分離，熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時應(yīng)考慮余熱的利用。譬如，用原料作為塔頂產(chǎn)品（或釜液產(chǎn)品）冷卻器的冷卻介質(zhì)，既可將原料預(yù)熱，又可節(jié)約冷卻介質(zhì)。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置可采用全冷凝器、分凝器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上采用全冷凝器為主，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。塔頂分凝器對上升蒸氣有一定的增濃作用，若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用分凝器?？傊?，確定流程時要較全面、合理地兼顧設(shè)備、操作費(fèi)用、操作控制及安全諸因素。3.1.2操作壓力的選擇蒸餾過程按操作壓力不同，分為常壓蒸餾、減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般地，除熱敏性物系外，凡通過常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將鎦出物冷凝下來的物系，都應(yīng)采用常壓蒸餾；對熱敏性物系或者混合物泡點(diǎn)過高的物系，則宜采用減壓蒸餾；對常壓下鎦出物冷凝溫度過低的物系，需提高塔壓或者采用深井水、冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態(tài)的物系必須采用加壓蒸餾。例如苯乙烯常壓沸點(diǎn)為145.2℃，而將其加熱到102℃以上就會發(fā)生聚合，故苯乙烯應(yīng)采用減壓蒸餾；脫丙烷塔操作壓力提高到1765kPa時，冷凝溫度約為50℃，便可用江河水或者循環(huán)水進(jìn)行冷卻，則運(yùn)轉(zhuǎn)費(fèi)用減少；石油氣常壓呈氣態(tài)，必須采用加壓蒸餾。3.1.3進(jìn)料狀況的選擇蒸餾操作有五種進(jìn)料熱狀況，進(jìn)料熱狀況不同，影響塔內(nèi)各層塔板的氣、液相負(fù)荷。工業(yè)上多采用接近泡點(diǎn)的液體進(jìn)料和飽和液體（泡點(diǎn)）進(jìn)料，通常用釜?dú)堃侯A(yù)熱原料。若工藝要求減少塔釜的加熱量，以避免釜溫過高，料液產(chǎn)生聚合或結(jié)焦，則應(yīng)采用氣態(tài)進(jìn)料。3.1.4加熱方式的選擇蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱，例如釜?dú)堃褐械闹饕M分是水，且在低濃度下輕組分的相對揮發(fā)度較大時（如乙醇與水混合液）宜用直接蒸汽加熱，其優(yōu)點(diǎn)是可以利用壓力較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費(fèi)用，并省掉間接加熱設(shè)備。但由于直接蒸汽的加入，對釜內(nèi)溶液氣一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應(yīng)較低，故需要在提留段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求。3.1.5回流比的選擇回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原則是使設(shè)備費(fèi)和操作費(fèi)用之和最低。設(shè)計(jì)時，應(yīng)根據(jù)實(shí)際需要選定回流比，也可參考同類生產(chǎn)的經(jīng)驗(yàn)值選定。必要時可選用若干個R值，利用吉列蘭圖（簡捷法）求出對應(yīng)理論板數(shù)N，作出N-R曲線，從中找出適宜操作回流比R，也可作出R對精餾操作費(fèi)用的關(guān)系線，從中確定適宜回流比R。3.2塔板的類型與選擇3.2.1塔板的類型塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)以錯流式塔板為主，常用的錯流式塔板主要有以下幾種。1.泡罩塔板泡罩塔盤是工業(yè)上應(yīng)用最早的一種塔盤，它在塔盤板上開許多圓孔，每個孔上焊接一個短管，稱為升氣管，管上再罩一個帽子，稱為泡罩，泡罩周圍開有許多條形孔。工作時，液體從上層塔盤經(jīng)過降液管流入本層塔盤，然后橫向流過塔盤板，流入下一層塔盤。氣體從下層塔盤上升進(jìn)入升氣管，通過環(huán)形通道再經(jīng)過泡罩的條形孔流散的泡罩間的液層中。泡罩尺寸分為80mm、100mm、150mm三種，可根據(jù)塔徑的大小選擇。通常塔徑小于1000mm，選用80mm的泡罩；塔徑大于2000mm，選用150mm的泡罩。泡罩塔盤具有如下特點(diǎn);

1、氣液兩相接觸充分，傳質(zhì)面積大，因此塔盤效率高

2、操作彈性大，再負(fù)荷變動范圍較大時，仍能保持較高的效率。

3、具有較高的生產(chǎn)能力，適用于大型生產(chǎn)。

4、不易堵塞，介質(zhì)適應(yīng)范圍廣，操作穩(wěn)定可靠。2.篩孔塔板篩孔塔板簡稱篩板，結(jié)構(gòu)特點(diǎn)為塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板（孔徑為3~8mm）和大孔徑篩板（孔徑為10~25mm）兩類。工業(yè)應(yīng)用中心以小孔徑篩板為主，大孔徑多用于某些特殊場合（如分離粘度大、易結(jié)焦的物系）。工作時液體從上層塔盤經(jīng)降液管流下，橫行流過塔盤進(jìn)入本層塔盤降液管流入下一層塔盤，氣體則自上而下穿過篩孔，分散成氣泡，穿過篩板上的液層，在此過程中進(jìn)行相繼間的傳質(zhì)、傳熱。篩板塔盤具有如下優(yōu)點(diǎn)：1、結(jié)構(gòu)簡單、制造維護(hù)方便；2、生產(chǎn)能力大，比泡罩塔盤的高20%-50%3、壓降小，適應(yīng)于減壓操作4、比泡罩塔盤效率高，但是不及浮閥塔盤5、篩孔塔盤的缺點(diǎn)是小孔徑篩孔易堵塞，故不易處理臟、粘性大及帶固體顆粒的料液。應(yīng)予指出，盡管篩板傳質(zhì)效率高，但若設(shè)計(jì)和操作不當(dāng)，易產(chǎn)生漏液，使得操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降，故過去工業(yè)上應(yīng)用較為謹(jǐn)慎。近年來，由于設(shè)計(jì)和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，彌補(bǔ)了上述不足，故應(yīng)用日趨廣泛。在確保精確設(shè)計(jì)和采用先進(jìn)控制手段的前提下，設(shè)計(jì)中可大膽選用。3.浮閥塔板浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點(diǎn)。

操作時，氣體通過閥孔使浮閥上升，隨后穿過環(huán)形縫隙時，并從水平方向吹入液層，形成泡沫，浮閥隨著氣速的增減在相當(dāng)寬的氣速范圍內(nèi)自由升降。其結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是在塔板上開有若干個閥孔，每個閥孔裝有一個可以上下浮動的閥片。氣流從浮閥周邊水平地進(jìn)入塔板上液層，浮閥可根據(jù)氣流流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥的類型很多，國內(nèi)常用的有F1型、V-4型及T型等，其中以F1型浮閥應(yīng)用最為普遍。浮閥塔盤的優(yōu)點(diǎn)如下：1、

生產(chǎn)能力大，因浮閥在塔盤板上排列比泡罩更緊湊，故生產(chǎn)能力比泡罩塔盤高20%-40%。2、

操作彈性大，因浮閥可在一定范圍內(nèi)自由升降以適應(yīng)氣量的變化，所以能在較寬的范圍內(nèi)保持高的效率。

3、

效率高，由于氣液接觸充分，且蒸汽以水平方向吹入液層，故霧沫夾帶較少，因此分離效果好。

4、

壓降小，氣流通過浮閥時，只有一次收縮、擴(kuò)大及轉(zhuǎn)彎，故壓降比泡罩塔低。

5、

與泡罩塔盤相比，結(jié)構(gòu)簡單、制造安裝較方便，制造費(fèi)用也較低。3.2.2塔板的選擇應(yīng)予指出，以上介紹的僅是幾種較為典型的浮閥形式。由于浮閥具有生產(chǎn)能力大，操作彈性大及塔板效率高等優(yōu)點(diǎn)，且加工方便，故有關(guān)浮閥塔板的研究開發(fā)遠(yuǎn)較其他型式的塔板廣泛，是目前新型塔板研究開發(fā)的主要方向。近年來研究開發(fā)出的新型浮閥有船型浮閥、管型浮閥、梯形浮閥、雙層浮閥、V-V浮閥、混合浮閥等，其共同的特點(diǎn)是加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動更趨于合理，操作彈性和塔板效率得到進(jìn)一步的提高。但應(yīng)指出，在工業(yè)應(yīng)用中，目前還多采用F1型浮閥已有系列化標(biāo)準(zhǔn)，各種設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)完善，便于設(shè)計(jì)和對比。而采用新型浮閥，設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)不夠完善，給設(shè)計(jì)帶來一定的困難，但隨著新型浮閥性能數(shù)據(jù)的不斷發(fā)表及工業(yè)應(yīng)用的增加，其設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)會逐步完善，在有較完善的數(shù)據(jù)下，設(shè)計(jì)中可選用新型浮閥。浮閥塔精餾工藝設(shè)計(jì)4.1工藝計(jì)算4.1.1全塔物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)如下。乙醇的摩爾質(zhì)量MA=46kg/kmol,水的摩爾質(zhì)量MB=18kg/kmol,則總物料（3-1）易揮發(fā)組分（3-2）聯(lián)立式3-1、3-2解得式中F——原料液流量，kmol/h；D——塔頂產(chǎn)品（鎦出液）流量，kmol/h；W——塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┝髁?，kmol/h；——原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；——鎦出液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；——釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)。4.1.2Rmin的確定 乙醇-水體系為非理想體系，其平衡曲線有下凹部分，當(dāng)操作線與q線（進(jìn)料方程）的交點(diǎn)尚未落在平衡線上之前，操作線已與平衡線相切，如圖1中點(diǎn)g所示。為此恒濃區(qū)出現(xiàn)在點(diǎn)g附近。此時Rmin可由點(diǎn)向平衡線作切線的斜率求得。表1常壓下乙醇—水溶液的平衡數(shù)據(jù)液相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)x氣相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)y液相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)x氣相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)y0.00.010.020.040.060.000.350.400.00.110.1750.2730.3400.3920.4300.4820.5130.5250.5510.5750.5950.6140.450.500.550.600.650.700.750.800.850.8940.900.951.00.6350.6570.6780.6980.7250.7550.7850.8200.8550.8940.8980.9421.0圖1由圖1可見，該切線與y軸交于點(diǎn)（0,0.17），則其斜率為解之得Rmin=4.1840。所以，R=1.6Rmin=6.6944。4.1.3塔板數(shù)的確定一.精餾塔的氣、液相負(fù)荷由于物料采用泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1,則有二.回收率乙醇的回收率為：水的回收率為：三.操作線方程根據(jù)回流比求精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為四.圖解法求理論板層數(shù)采用直角階梯法求理論板層數(shù)，如圖（2）所示。在塔底或恒沸點(diǎn)附近作圖時將圖局部放大。圖2圖解法求理論塔板數(shù)求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)NT=16（不包括再沸器）進(jìn)料板位置NF=15精餾段的理論板層數(shù)N精=14提餾段的理論板層數(shù)N提=2（包括進(jìn)料板）五.實(shí)際板層數(shù)的初步求取設(shè)ET=46﹪,則精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)總實(shí)際板層數(shù)塔板總效率估算（1）操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力每層塔板壓降塔底操作壓力(2)操作溫度計(jì)算表2常壓下乙醇—水系統(tǒng)的t-x(y)數(shù)據(jù)沸點(diǎn)/℃乙醇摩爾分?jǐn)?shù)沸點(diǎn)/℃乙醇摩爾分?jǐn)?shù)液相x氣相y液相x氣相y100.00.0000.00081.50.3270.58395.50.0190.17080.70.3970.61289.00.0720.38979.80.5080.65686.70.0970.43879.70.5200.66085.30.1240.47079.30.5730.68484.10.1660.50978.70.6760.73982.70.2340.54578.40.7470.78282.30.2610.55878.20.8940.894圖（3）氣液相平衡圖由圖（3）得塔頂溫度塔底溫度平均溫度（3）粘度的計(jì)算在tm=87.50℃時，查表得,，則(4)相對揮發(fā)度的計(jì)算相平衡方程為，且過點(diǎn)q（)q=1，由圖（2）得，所以解得塔板總效率的估算奧康奈爾(o’commell)全塔效率圖得：塔效率：因?yàn)?，可解得，因?yàn)椋约僭O(shè)成立。七.實(shí)際塔板層數(shù)的確定取塔板總效率，則精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)總實(shí)際板層數(shù)4.2精餾塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.2.1操作壓力塔頂操作壓力每層塔板壓降進(jìn)料板壓降塔底操作壓降精餾段平均壓降提餾段平均壓降4.2.2操作溫度由圖（3）得塔頂溫度進(jìn)料板溫度塔底溫度精餾段平均溫度提餾段平均溫度4.2.3平均摩爾質(zhì)量一.塔頂混合物平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由，查平衡曲線（見圖1）的。二.進(jìn)料板混合物平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板（見圖2）得查平衡曲線（見圖1）得三.塔底混合物平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由,由圖解平衡線（見圖2）得精餾段混合物平均摩爾質(zhì)量提餾段混合物平均摩爾質(zhì)量4.2.4平均密度一.氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段提鎦段液相平均密度表二：不同溫度下乙醇的密度

溫度t/℃5060708090100110乙醇密度ρ/（kg/m3）765755746735730716703液相平均密度依據(jù)下式計(jì)算，即（1）塔頂液相平均密度由，查手冊得，。（2）進(jìn)料板液相平均密度由，查手冊得，。進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)（3）塔底液相平均密度由，查手冊得，。（4）液相平均密度精餾段提餾段5.2.5液體平均表面張力的計(jì)算臨界溫度：物

質(zhì)

臨界溫度（℃）

氦

－267．9

氯化氫

51．5

氫

240

氨

132

氮

147

氯

144

氧

－118．8

乙醚

194

甲烷

－83

乙醇

243.1二氧化碳

31

水

374乙醇和水的混合液的表面張力：25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力與乙醇濃度之間的關(guān)系為：σ=67.83364-2.9726×x+0.09604×x^2-0.00163×x^3+1.348×10^-5×x^4-4.314×10^-8×x^5

式中σ——25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力，N／m；

x——乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)，％。

其他溫度下的表面張力可利用下式求得

σ2/σ1=[(Tc-T2)/(Tc-T1)]^1.2

式中,σ1——溫度為T1時的表面張力；N／m；σ2——溫度為T2時的表面張力；N／m；TC——混合物的臨界溫度，TC＝∑xiTci，K；

xi——組分i的摩爾分?jǐn)?shù)；TCi——組分i的臨界溫度，K

一.塔頂液相平均表面張力的計(jì)算當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為95％時，且乙醇的臨界溫度為243℃，水的臨界溫度為374.2℃，25℃下，質(zhì)量分?jǐn)?shù)為95％的乙醇溶液的表面張力：則混合液體的臨界溫度為：將混合液體的臨界溫度代入解得二.進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為48％時，查表得，且乙醇的臨界溫度為243.1℃，水的臨界溫度為374.2℃，，則混合液體的臨界溫度為：將混合液體的臨界溫度代入解得三.塔底液相平均表面張力的計(jì)算當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為3％時，查表得，且乙醇的臨界溫度為243℃，水的臨界溫度為374.2℃，則混合液體的臨界溫度為：將混合液體的臨界溫度代入解得四.平均表面張力精餾段、提餾段表3物性數(shù)據(jù)表平均壓降精餾段116.25kPa提餾段128.85kPa平均溫度精餾段平均溫度80.25℃提餾段平均溫度89.55℃平均摩爾質(zhì)量精餾段31.188kg/kmol35.1780kg/kmol提餾段19.036kg/kmol21.5184kg/kmol平均密度精餾段1.3918kg/m3835.9266kg/m3提餾段1.0477kg/m3933.8177kg/m3液相平均表面張力精餾段20.1096×10-3Ν/m3提餾段31.1389×10-3Ν/m34.3精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算4.3.1塔徑的計(jì)算一.精餾段的氣、液相體積流率為 由[式中C由]計(jì)算，其中的由圖（4）查取，圖的橫坐標(biāo)為 圖（4）史密斯關(guān)聯(lián)圖取板間距，板上液層高度，則查圖（4）得，則取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為表4塔板間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/m0.3~0.50.5~0.80.8~1.61.6~2.42.4~4.0板間距HT/mm200~300250~350300~450350~600400~600依表4，經(jīng)驗(yàn)算后選取的板間距適合，因此D=0.7m符合要求。二.提餾段的氣、液相體積流率為由[式中C由]計(jì)算，其中的由圖（4）查取，圖的橫坐標(biāo)為查圖（4）得，則取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為由依表3，經(jīng)驗(yàn)算后選取的板間距適合。因此塔徑。塔的截面積為實(shí)際空塔氣速為精餾段提餾段4.3.2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進(jìn)料板上方開1個入孔，在精餾段設(shè)3個入孔，其高度均為0.8m。故精餾塔的有效高度為4.3.3塔高的計(jì)算塔的總高度是有效段高度、底部和頂部空間高度及裙座高度的總和。塔板間距直接影響塔高。此外，板間距還與塔的生產(chǎn)能力、操作彈性及塔板效率有關(guān)，在一定的生產(chǎn)任務(wù)下，采用較大的板間距能允許較高的空塔氣速，因而塔徑可小些，但塔高要增加。反之采用較小的板間距只能允許較小的空塔氣速塔徑就要增大但塔高可降低，因依據(jù)實(shí)際情況，結(jié)合經(jīng)濟(jì)權(quán)衡，反復(fù)調(diào)整，以做出最佳選擇。塔高H其中，為塔頂與第一塊板之間的距離且一般取1—1.5m，N為實(shí)際塔板數(shù)，S為人孔數(shù)且5～7塊板設(shè)一入孔，為板間距（m），為入孔處的板間距且一般取0.6m，為進(jìn)料板處的板間距且一般取二倍的板間距（m），為塔釜與最下一塊板的距離且一般取1—1.5m，為裙座高度且一般為1.5—2m。注：1．在塔高計(jì)算時確定的入孔數(shù)不包括塔頂和塔釜所設(shè)的入孔。

2．此處計(jì)算的塔高是塔總高，即從塔的底座至塔頂封頭處的高度。根據(jù)上式計(jì)算塔高H： 板式塔塔高示意圖再沸器示意圖4.4塔板主要工藝尺寸的計(jì)算4.4.1溢流裝置的設(shè)計(jì)板式塔的溢流裝置包括溢流堰、降液管和受液盤等幾部分，其結(jié)構(gòu)和尺寸對塔的性能有重要的影響。因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下。圖（5）塔板溢流形式（a）U型流（b）單溢流（c）雙溢流一.堰長：根據(jù)液體負(fù)荷及溢流形式而定，對單溢流，一般取為（0.6～0.8）D，對雙溢流，取為（0.5～0.6）D。其中D為塔徑。此處取=0.7D則二.溢流堰高度由。選用平直堰，堰上液層高度依下式計(jì)算，即近似取E=1，則精餾段提餾段取板上液層高度，故精餾段提餾段三.弓形降液管寬度Wd和截面積Af由查圖（6），得，圖（6）弓形降液管的寬度與面積故降液管的截面積應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時間，使溢流液體中夾帶的氣泡能來得及分離，為此液體在降液管內(nèi)的停留時間不應(yīng)小于3～5s，對于高壓下操作的塔及易起泡沫的系統(tǒng)，停留時間應(yīng)更長些。依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時間精餾段提餾段故降液管設(shè)計(jì)合理。四.降液管底隙高度圖（7）降液管示意圖取，則精餾段提餾段故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。4.4.2塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能因數(shù)，用式求孔速F35，即精餾段提餾段依式求每層塔板上的浮閥數(shù)（其中閥孔直徑），即 精餾段提餾段取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度。依式計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距為：，則可按下式估算排間距t′,即考慮到塔的直徑較小，必須采用分塊式塔板。而各分塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，而應(yīng)小于此值，故取t′=60mm。按t=75mm,t′=60mm以正三角形叉排方式作圖，如圖（8）所示：如圖（8）實(shí)際閥數(shù)為42。按N=42重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)。 塔板開孔率=4.5塔板流體力學(xué)驗(yàn)算4.5.1氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)式計(jì)算塔板壓降一.干板阻力由式計(jì)算，即精餾段提餾段因精餾段 ，則按式計(jì)算，即精餾段 提餾段二.板上充氣液層阻力本設(shè)備分離乙醇和水的混合液，即液相為水，可取充氣系數(shù)。依據(jù)式計(jì)算，即：三.克服表面張力所造成的阻力因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹榫s段 提餾段單板壓降精餾段提餾段4.5.2淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度。可用下式計(jì)算，即：一.與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨染s段提餾段二.液體通過降液管的壓頭損失因不設(shè)進(jìn)口堰，故按下式計(jì)算，即精餾段提餾段三.板上液層高度取，則精餾段 提餾段 取，，精餾段，則 提餾段，則 可見，符合防止淹塔的要求。4.5.3霧沫夾帶按下式計(jì)算泛點(diǎn)率，即（a）或(b)板上液體流徑長度板上液流面積水和乙醇可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=1.0圖（9）泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)與密度的關(guān)系又由圖（9）查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，將以上數(shù)值代入式（a）,得（1）精餾段又按式（b）計(jì)算泛點(diǎn)率，得（2）提餾段又按式（b）計(jì)算泛點(diǎn)率，得根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，若泛點(diǎn)率控制在下列范圍內(nèi)，可保證物沫夾帶量滿足。大塔直徑小于0.9m塔減壓塔因?yàn)橛?jì)算出的泛點(diǎn)率都在75％以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足要求。4.6塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）4.6.1霧沫夾帶線按式作出對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中，，，，及均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出，可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=75％計(jì)算，如下整理得（c）霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個值，依式（c）算出相應(yīng)的值列于表5中。表5霧沫夾帶線數(shù)據(jù)0.00060.00120.48310.47334.6.2液泛線由確定液泛線。忽略式中，得因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則，，，，，，及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化得 （d）在操作范圍內(nèi)任取若干個值，依式(d)算出相應(yīng)的值列于表6中。表6液泛線數(shù)據(jù)0.00060.00090.00180.00240.79920.78540.73550.69214.6.3液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于。計(jì)算如下：液體在降液管中停留時間求出上限液體流量值（常數(shù)），在-圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎直線。以θ=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則（e）4.6.4漏液線對于F1型重閥，依計(jì)算，則。又知，即式中，，均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則(f)4.6.5液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度，作為液相負(fù)荷下限條件，依下列的計(jì)算式計(jì)算出的下限值，依次作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直直線。取E=1，則(g)根據(jù)表5，表6及式(e)~(g)可分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的①~⑤共五條線，見圖（10）。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)A（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制。按照固定的液氣比，由圖（10）查出塔板的氣相負(fù)荷上限,氣相負(fù)荷下限，所以：操作彈性=4.6′塔板負(fù)荷性能圖（提餾段）4.6.1′霧沫夾帶線按式作出對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中，，，，及均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出，可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=75％計(jì)算，如下整理得（c′）或霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個值，依式（c′）算出相應(yīng)的值列于表5′中。表5′霧沫夾帶線數(shù)據(jù)0.00080.00120.58420.57624.6.2′液泛線由確定液泛線。忽略式中，得因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則，，，，，，及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化得 （d′）在操作范圍內(nèi)任取若干個值，依式(d′)算出相應(yīng)的值列于表6′中。表6′液泛線數(shù)據(jù)0.00060.00090.00180.00200.53770.47940.22720.15464.6.3′液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于。計(jì)算如下：液體在降液管中停留時間求出上限液體流量值（常數(shù)），在-圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎直線。以θ=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則（e′）4.6.4′漏液線對于F1型重閥，依計(jì)算，則。又知，即式中，，均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則(f′)4.6.5′液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度，作為液相負(fù)荷下限條件，依下列的計(jì)算式計(jì)算出的下限值，依次作出液相負(fù)荷下限線