乙醇30%、正丙醇70%_課程設計

1、乙醇30%、正丙醇70%_課程設計1 設計任務物料組成：為乙醇30%、正丙醇70%（摩爾分率）；產品組成:塔頂乙醇含量99%，塔底釜液丙醇含量98%；操作壓力：101.325kPa(塔頂絕對壓力)；回流液溫度：為塔頂蒸汽的露點；加熱體系：間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm2（絕壓）；冷凝體系：冷卻水進口溫度20，出口溫度45；熱量損失：設備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5；料液定性：料液可視為理想物系；年處理量：15000噸；工作日：每年工作日為65天，每天24小時連續(xù)運行；進料方式：飽和液體進料，q值為1；塔板類型:浮閥塔板。廠址選地：馬鞍山市當涂縣烏溪鎮(zhèn)2 設計方案蒸餾裝置包括精餾塔、原

2、料預熱器、蒸餾釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。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)蒸餾具有生產能力大，產品質量穩(wěn)定等優(yōu)點，雖然本課程設計中年處理量較小（15000噸/年），但仍采用連續(xù)蒸餾的方式。蒸餾過程根據(jù)操作壓力的不同，可分為常壓、減壓和加壓蒸餾。本設計中，由于物料乙醇、正丙醇都是易揮發(fā)有機物，所以常壓操作，塔頂蒸汽壓力為大氣壓，全塔的壓力降很小。由任務書給定，進料熱狀況為泡點進料，加熱方式采用間接水蒸氣加熱，設置再沸器。塔底設冷凝回流裝置。工藝流程設計：分配器A106產品貯罐V-103產品 再沸器E-102釜液貯罐V-102冷卻器E-104精

3、餾塔C-101原料預熱器E-101原料貯罐V-101產品DL冷卻器E-105全凝器E-103釜液WL 圖： 原料液的走向考慮到蒸氣壓力對設備要求等各方面的影響，選用的蒸氣壓力為5kgf/cm2冷凝水WC再沸器E-102低壓蒸氣LM冷卻水CWR冷卻器E-105冷卻器E-104全凝器E-103冷卻水CW 圖： 冷凝水的走向 換熱器內物料走殼程，冷卻水走管程3 精餾塔物料衡算3.1 物料衡算已知數(shù)據(jù)：乙醇的摩爾質量MA=46.07kg/kmol,正丙醇摩爾質量MB=60.1kg/kmolXf=0.30 XD=0.99 XW=0.02原料處理量F=（150001000）（6524MA）=208.71k

4、mol/h總物料流量衡算塔底物料流量衡算：=208.710.99-0.300.99-0.02=148.46 kmol/h60.24 kmol/h3.2 摩爾衡算原料液及塔頂、塔底產品的流量和平均摩爾質量=55.89 kg/kmol=46.21 kg/kmol=59.82 kg/kmol4 塔體主要工藝尺寸4.1 塔板數(shù)的確定4.1.1 塔板壓力設計常壓操作，即塔頂氣相絕對壓力p= kPa預設塔板壓力降： kPa估計理論塔板數(shù)：估計進料板位置：塔底壓力：kPa進料板壓力： kPa精餾段平均壓力： kPa4.1.2 塔板溫度計算溫度（露點）-氣相組成關系式： (1)溫度-飽和蒸汽壓關系式（安托因方

5、程）：乙醇： (2)正丙醇： (3)各層塔板壓力計算公式： (4)塔頂：已知乙醇的氣相組成y為產品組成0.99，操作壓力為常壓，則通過聯(lián)立（1）、（2）、(3)可求得操作溫度及組分飽和蒸汽壓；塔底：已知乙醇組成0.02，操作壓力經初步計算為。通過聯(lián)立（2）、（3）、(4)并進行迭代可得實際操作溫度及組分飽和蒸汽壓。（計算過程使用excel軟件進行迭代計算）結果如下：塔頂： kPa kPa塔底： kPa kPa 進料板(數(shù)據(jù)取自后文塔板物料衡算結果)： kPa kPa4.1.3 物料相對揮發(fā)度計算，根據(jù)上文求出的數(shù)據(jù)可得：塔頂：2.135 塔底：= 2.016 進料板：=2.047 平均相對揮發(fā)

6、度： =2.0654.1.4 回流比計算最小回流比 (5)q線方程：采用飽和液體進料時q=1,故q線方程為：xP=xF=0.30 (6)相平衡方程： (7)（6），（7）聯(lián)立得：=0.30 =0.469代入式（5）可以求得：Rmin=(xD-yP) (yP-xP) =(0.99-0.469) (0.469-0.30)=3.08最小理論板數(shù)=4.20最適回流比4.3784.1.5 塔板物料衡算精餾段操作線方程：，代入數(shù)據(jù)得：y=0.814x+0.0558提餾段操作線方程：，（），代入數(shù)據(jù)得：相平衡方程:物料衡算過程模式:Yn-1 xn-1 yn xn yn+1 xn+1在同一塔板上的計算運用相平

7、衡方程，上下塔板間的計算，運用操作線方程表：塔板物料數(shù)據(jù)層數(shù)y值x值備注10.990 0.980 塔頂20.981 0.962 30.967 0.934 40.943 0.889 50.906 0.823 60.850 0.734 70.776 0.626 80.687 0.515 90.419 0.259 100.205 0.111 進料板110.160 0.084 120.119 0.061 130.083 0.042 140.054 0.027 150.030 0.015 底層塔板160.012 0.006 塔釜4.1.6 實際塔板數(shù)的計算4.1.6.1 黏度（通過液體黏度共線圖差得）乙

8、醇、正丙醇黏度共線圖坐標值物質含量XY乙醇110.513.80.46.516.6正丙醇9.116.5查表可得：全塔平均溫度為：90.209 物料在平均溫度下的粘度，通過查表可得：乙醇：正丙醇：全塔平均黏度計算公式:代入數(shù)據(jù)可得平均粘度4.1.6.2總塔板效率普特拉博伊德公式：代入相關數(shù)據(jù)得：4.1.7 實際塔板數(shù)計算精餾段板數(shù)提餾段板數(shù)總板數(shù)(不包括塔釜再沸器)4.2 塔徑計算4.2.1 平均摩爾質量計算塔頂進料板 精餾段4.2.2 平均密度計算氣相平均密度有理想狀態(tài)方程計算，即 液相平均密度塔頂 查手冊有：進料板 查表有:精餾段液相平均密度4.2.3 液相表面張力計算塔頂 查手冊有：進料板

9、查表有: 精餾段平均表面張力4.2.4 塔徑計算精餾段氣液體積流率為取板間距查史密斯關聯(lián)圖有： 4.3 塔截面積4.4 精餾塔有效高度計算每隔68塊塔板設一人孔，為0.5 m，設有人孔處板間距調整為0.6 m。同時，塔底、進料板和塔頂各設一人孔 以下為塔底空間的計算過程：取釜液在塔底停留時間為6 min，釜液距離底層塔板1 m。釜液流量為：儲存釜液高度：塔底空間高度：4.5 精餾塔熱量衡算4.5.1 塔頂冷凝器的熱量衡算目的：對塔頂冷凝器進行熱量衡算以確定冷卻水的用量如圖4-2所示，對精餾塔塔頂冷凝器進行熱量衡算QV4.5.1.1 熱量衡算式式中 QV塔頂蒸氣帶入系統(tǒng)的熱量； QL回流液帶出系

10、統(tǒng)的熱量； QD餾出液帶出系統(tǒng)的熱量； QW冷凝水帶出系統(tǒng)的熱量。4.5.1.2 基準態(tài)的選擇上文中已經求出塔頂蒸汽溫度，該溫度也為回流液和餾出液的溫度。同時，操作壓力為101.325kPa。以塔頂操作狀態(tài)為熱量衡算基準態(tài)，則QL= QD=04.5.1.3 各股物料熱量計算查得乙醇和正丙醇正常沸點為351.45K和370.25K，在正常沸點下的汽化焓分別為38.56kJ/mol、41.44kJ/mol使用Watson公式計算乙醇與正丙醇在78.625的汽化焓式中 對比溫度 TC臨界溫度查得乙醇與正丙醇的臨界溫度分別為：516.25K，536.75K對于乙醇：,因此， 對于丙醇：,因此，由此可計

11、算進入塔頂冷凝器蒸氣的熱量為代入到熱量衡算式中，可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為4.5.1.4 冷卻水的用量設冷卻水的流量為，則Cp(t2t1)已知：t125 t245以進出口水溫的平均值為定性溫度：查得水在35時的比熱容為： Cpm4.175kJ/(kg.) 4.5.2 全塔的熱量衡算目的：確定再沸器的蒸汽用量如圖4-3所示，對精餾塔進行全塔的熱量衡算QFQWQDQLQWQV圖4-3 全塔熱量衡算圖4.5.2.1 熱量衡算式根據(jù)熱量衡算式，可得由設計條件知： 5%0.05 0.95式中 進料帶入系統(tǒng)的熱量 加熱蒸汽帶入系統(tǒng)的熱量 餾出液帶出系統(tǒng)的熱量 釜殘液帶出系統(tǒng)的熱量 冷卻水帶出系統(tǒng)的熱量

12、熱損失4.5.2.2 各股物流的溫度由上文計算結果：tF92.908 tD78.625 tW99.093 4.5.2.3 基準態(tài)的選擇以101.33kPa、78.625的乙醇和正丙醇為熱量衡算的基準態(tài)，且忽略壓力的影響，則QD=04.5.2.4 各股物流熱量的計算由于溫度變化不大，采用平均溫度即363.359K據(jù):查汽液物性估算手冊得：乙醇： 正丙醇： 故乙醇的比熱容為： 丙醇的比熱容為： 由此可求得進料與釜殘液的熱量分別為 將以上結果代入到熱量衡算式中解得： 熱損失為： 4.5.2.5 加熱蒸汽的用量設加熱蒸汽的用量為，則：。已知蒸氣的壓力為5kgf/cm2（絕壓），查得該壓力下蒸汽的汽化熱

13、為 r2113kJ/kg由此可求得再沸器的加熱蒸汽用量為5 板主要工藝尺寸計算5.1 溢流裝置計算因塔徑D=1.6m,可選單溢流的弓形降也管，采用凹形受液盤5.1.1 堰長取=0.6D=0.96m5.1.2 溢流堰高度堰上液層高度5.1.3 弓形降液管寬度Wd和截面積Af由lW/D=0.6查資料，得Af/AT=0.057 Wd/D=0.125故Af=0.057AT=0.0561.539=0.0877 m2 Wd=0.11D=0.1251.4=0.157 m 依下式驗算液體在降液管中停留時間，即s故降液管的設計合理5.1.4 降液管底隙高度h0s選用凹形受液盤，深度hW =0.05 m5.2 塔

14、板布置5.2.1 塔板的分塊因D800mm，故采用分塊式，4塊塔板。5.2.2 邊緣寬度的確定取5.2.3 開孔區(qū)面積的計算開孔區(qū)面積Aa按下式計算其中： 5.3.4 閥孔計算本流程所處理的物系無腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板。采用FIQ-4A型浮閥，相關數(shù)據(jù)如下：閥厚/m0.0015閥重/kg0.0246閥孔孔徑/m0.038閥孔排列采用叉排方式按正三角形排列取三角形孔心距t = 0.075 m，列寬作圖得到排列閥孔數(shù)n = 242閥孔總面積真實閥孔氣速浮閥全開時的閥孔氣速稱為閥孔臨界氣速。閥孔臨界氣速與閥孔臨界動能因子F0有如下關系： ,其中F0的經驗值為912。上面求得代入上式得：F0 =

15、9.611，滿足經驗值所在范圍，因此，閥數(shù)取242符合工藝要求。5.4 閥孔的流體力學驗算5.4.1 塔板壓降5.4.1.1干板阻力hC計算閥全開前：閥全開后：式中hc干板壓降，m 液柱；u0篩孔氣速，m/s；5.4.1.2 板上液層的有效阻力對于浮閥塔板，取0.545hw外堰高，m；how堰上液流高度，m；代入數(shù)據(jù)得：液體表面張力產生的阻力較小，在計算時可忽略。5.4.1.3 總壓降每層塔板壓降為閥全開前：閥全開后：5.4.2 液泛對于浮閥塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差造成的影響。液體通過降液管的壓強降指降液管中清夜層高度為板上清夜層高度，取值為為塔板總壓降

16、指與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊褐叨?，主要有降液管底隙處的局部阻力造成。由于塔板上未設置進口堰，可按下式計算：綜上，閥全開前： 閥全開后：取全開后的壓降為設計壓降，即乙醇與正丙醇屬于不易發(fā)泡物質，其泡沫層的相對密度取0.6為防止液泛，應保證降液管中泡沫液體的高度不能超過上層塔板的出口堰，即可見，目前的設計數(shù)據(jù)符號要求。5.4.3 液沫夾帶對浮閥塔板多采用泛點率來間接判斷液沫夾帶量。泛點率是設計負荷與泛點負荷之比。泛點率可由下列兩式求得，然后采用計算結果中較大值： 計算得出的泛點率必須滿足下述要求，否則應調整有關參數(shù)，重新計算。塔徑大于900 mm : F1 80 % 82 % ;塔徑小于90

17、0 mm : F1 65 % 75 %;減壓塔：F1 75 % 77 % 由圖讀出，泛點負荷系數(shù)CF = 0.12，由表查出,物性系數(shù)K = 1。取較大值27.251。塔徑大于900 mm，F(xiàn) 穩(wěn)定系數(shù)符合K 1.5 2.0，故在本系統(tǒng)中無明顯漏液現(xiàn)象。5.4.5 塔板負荷性能圖5.4.5.1 漏液線方程閥孔氣速要求不小于漏液點氣速，當兩者恰好相等時，剛好滿足設計要求，故漏液線方程可以粗略的處理為: 式中，為閥孔總面積。在設計范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表11-1。(m3/s) 0.0007 0.0017 0.0027 0.0047 0.0107(m3/s) 1.0

18、02 1.002 1.002 1.002 1.0025.4.5.2 液沫夾帶線由 整理得到液沫夾帶線方程: 取部分數(shù)據(jù)作出、關聯(lián)表：(m3/s) 0.0007 0.0027 0.0047 0.0067 0.0087 0.0107 0.0117 0.0127(m3/s) 4.62 4.323 4.101 3.909 3.735 3.574 3.497 3.4235.4.4.3 液相負荷下限線對于平直堰，堰上液層高度為0.006m作為最小液體負荷標準 取E 為1,可得液相負荷下限線：5.4.4.4 液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限則通過式： 可得液相負荷上限線為:5.4.4.5 液

19、泛線令由聯(lián)立，忽略與，與，與的關系式代入，整理得式中將有關數(shù)據(jù)代入求得：在設計范圍內，取部分，求出相應的,列表如下：(m3/s) 0.0007 0.0017 0.0037 0.0057 0.0077 0.0097 0.117 0.127(m3/s) 7.144 7.028 6.834 6.648 6.457 6.253 6.033 5.915 5.4.4.6 負荷性能圖根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖:A 液沫夾帶線；B 液泛線；C 漏液線D液相負荷上限線；E液相負荷下限線；F實際操作線由圖可知，VS max=2.36742 m3/s VS min=0.57524 m3/s6 管徑設計塔頂蒸氣出口管的直徑Dv操作壓力為常壓，蒸汽管中常用流速為，取由 所以選型如表12-1所示： 表12-1塔頂氣體出口管規(guī)格名稱 接管公稱直徑Dg(mm)接管 外徑厚度規(guī)格 回流管的直徑DR由于塔頂冷凝器安裝在塔頂平臺，回流液靠重力自留入塔內，取