乙酸乙酯,乙酸丁酯精餾設計說明書

1、目 錄 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc279813782 1 工藝設計背景 PAGEREF _Toc279813782 h 2 HYPERLINK l _Toc279813783 2 工藝設計方案 PAGEREF _Toc279813783 h 3 HYPERLINK l _Toc279813784 2.1 工藝說明 PAGEREF _Toc279813784 h 3 HYPERLINK l _Toc279813785 2.2 工藝流程圖 PAGEREF _Toc279813785 h 4 HYPERLINK l _Toc279813786 3 工藝計算 PA

2、GEREF _Toc279813786 h 6 HYPERLINK l _Toc279813787 3.1物料衡算 PAGEREF _Toc279813787 h 6 HYPERLINK l _Toc279813788 3.2 熱量衡算 PAGEREF _Toc279813788 h 7 HYPERLINK l _Toc279813789 4 工藝設備設計 PAGEREF _Toc279813789 h 8 HYPERLINK l _Toc279813790 4.1 篩板精餾塔設計 PAGEREF _Toc279813790 h 8 HYPERLINK l _Toc279813791 餾出液和

3、釜殘液的流量和組成 PAGEREF _Toc279813791 h 8 HYPERLINK l _Toc279813792 4.1.2 理論塔板數(shù)及理論最正確進料位置 PAGEREF _Toc279813792 h 8 HYPERLINK l _Toc279813793 4.1.3 實際塔板數(shù)的設計計算 PAGEREF _Toc279813793 h 10 HYPERLINK l _Toc279813794 4.1.4 精餾段設計 PAGEREF _Toc279813794 h 11 HYPERLINK l _Toc279813795 4.1.5 提餾段設計 PAGEREF _Toc27981

4、3795 h 17 HYPERLINK l _Toc279813796 4.1.6 塔高的設計計算 PAGEREF _Toc279813796 h 24 HYPERLINK l _Toc279813797 4.1.7 靈敏板確實定 PAGEREF _Toc279813797 h 24 HYPERLINK l _Toc279813798 4.2 列管式換熱器設計 PAGEREF _Toc279813798 h 25 HYPERLINK l _Toc279813799 4.2.1 換熱器熱量衡算 PAGEREF _Toc279813799 h 25 HYPERLINK l _Toc27981380

5、0 4.2.2 殼程內徑設計 PAGEREF _Toc279813800 h 26 HYPERLINK l _Toc279813801 4.2.3 換熱器總傳熱系數(shù)的校核 PAGEREF _Toc279813801 h 26 HYPERLINK l _Toc279813802 4.2.4 實際傳熱面積 PAGEREF _Toc279813802 h 27 HYPERLINK l _Toc279813803 4.2.5 換熱器簡圖 PAGEREF _Toc279813803 h 28 HYPERLINK l _Toc279813804 4.3 離心泵選型 PAGEREF _Toc27981380

6、4 h 28 HYPERLINK l _Toc279813805 4.3.1 平均黏度計算 PAGEREF _Toc279813805 h 28 HYPERLINK l _Toc279813806 4.3.2 管徑計算 PAGEREF _Toc279813806 h 29 HYPERLINK l _Toc279813807 4.3.3 管路壓頭損失計算 PAGEREF _Toc279813807 h 29 HYPERLINK l _Toc279813808 4.3.4 揚程計算 PAGEREF _Toc279813808 h 30 HYPERLINK l _Toc279813809 4.3.5

7、 最大允許安裝高度計算 PAGEREF _Toc279813809 h 30 HYPERLINK l _Toc279813810 4.4 填料塔設備設計 PAGEREF _Toc279813810 h 31 HYPERLINK l _Toc279813811 4.4.1 精餾段設計 PAGEREF _Toc279813811 h 31 HYPERLINK l _Toc279813812 4.4.2 精餾段塔徑流體力學驗算 PAGEREF _Toc279813812 h 31 HYPERLINK l _Toc279813813 4.4.3 提餾段設計 PAGEREF _Toc279813813

8、h 32 HYPERLINK l _Toc279813814 4.4.4 提餾段塔徑流體力學驗算 PAGEREF _Toc279813814 h 33 HYPERLINK l _Toc279813815 4.4.5 填料層高度的計算 PAGEREF _Toc279813815 h 33 HYPERLINK l _Toc279813816 4.5 主要設備明細 PAGEREF _Toc279813816 h 34 HYPERLINK l _Toc279813817 5 創(chuàng)新點 PAGEREF _Toc279813817 h 34 HYPERLINK l _Toc279813818 設計總結 PA

9、GEREF _Toc279813818 h 35 HYPERLINK l _Toc279813819 參考文獻 PAGEREF _Toc279813819 h 36 HYPERLINK l _Toc279813820 篩板精餾實驗操作步驟 PAGEREF _Toc279813820 h 37 HYPERLINK l _Toc279813821 附錄：物性圖表 PAGEREF _Toc279813821 h 381 工藝設計背景乙酸乙酯和乙酸丁酯是工業(yè)上重要的溶劑。乙酸丁酯是優(yōu)良的有機溶劑，廣泛用于硝化纖維清漆中，在人造革、織物及塑料加工過程中用作溶劑，也用于香料工業(yè)。工業(yè)中的乙酸丁酯是由醋酸和

10、正丁醇在催化劑存在下酯化而得，根據(jù)催化劑不同，可分為硫酸催化法、HZSM-5催化劑催化法、雜多酸催化法、固體氯化物催化法等。其中硫酸催化法工藝比擬成熟，但副反響較多。本設計針對硫酸催化法生產乙酸丁酯時產生的一股物流含乙酸乙酯30%、乙酸丁酯70%，設計常壓精餾塔對此二元物系進行別離。要求塔頂餾出液中乙酸乙酯的回收率為95%，釜殘液中乙酸丁酯的回收率為97%。該工藝物流的處理量為7200噸/年。產品均需要冷卻到40。塔釜采用外置再沸器，冷公用工程為循環(huán)水2030，熱公用工程為飽和水蒸汽，環(huán)境溫度為20。物性圖表見附錄。操作條件見下表：表1 設計操作條件操作壓力常壓進料熱狀況冷液進料，進料溫度為6

11、0回流比6.8塔釜加熱蒸汽壓力0.4MPa表壓塔板類型篩板工作日每年300天，每天24小時連續(xù)運行本設計主要包括：篩板精餾塔工藝設計、精餾塔輔助設備設計含列管式換熱器、離心泵填料塔工藝設計。2 工藝設計方案2.1 工藝說明從乙酸乙酯乙酸丁酯的核心生產裝置精餾裝置著手，進行分析。工藝如下圖。原料經離心泵送入換熱器，經釜液余熱預熱后進入精餾塔，精餾塔釜設置再沸器，最后乙酸乙酯從塔頂蒸出，經塔頂換熱器冷凝后，冷凝液局部泡點回流，另一局部進入換熱器，進一步冷卻為乙酸乙酯產品采出。塔釜得到的釜液，首先進入預熱換熱器，將原料液預熱到指定溫度60，然后進入二級換熱器冷卻為乙酸丁酯產品。2.2 工藝流程圖St

12、ream NameS1S4S6S7S9S11S12Description原料液預熱后料液餾出液釜液餾出液產品換熱后釜液釜液產品PhaseLiquidLiquidLiquidLiquidLiquidLiquidLiquidTotal Stream PropertiesRateKG-MOL/HR9.4319.4313.4565.9743.4565.9745.974KG/HR1000.0001000.000306.000694.000306.000694.000694.000TemperatureC20.00060.00078.633123.76740.00076.02940.000Pressure

13、ATM1.0001.2001.0001.1001.0001.1001.100Molecular Weight106.034106.03488.529116.16188.529116.161116.161Acentric Factor0.40160.40160.36600.42220.36600.42220.4222Watson K (UOPK)9.9169.9169.46910.1139.46910.11310.113Standard Liquid DensityKG/LIT0.8910.8910.9050.8850.9050.8850.885Liquid Phase PropertiesRa

14、teKG-MOL/HR9.4319.4313.4565.9743.4565.9745.974KG/HR1000.0001000.000306.000694.000306.000694.000694.000M3/HR1.1281.1840.3690.9070.3490.8410.806Std. Liquid RateM3/HR1.1221.1220.3380.7840.3380.7840.784Molecular Weight106.034106.03488.529116.16188.529116.161116.1613 工藝計算3.1物料衡算原料組成： 乙酸乙酯：30% 乙酸丁酯：70%流量：

15、 F=7200噸/年塔頂流出液： 回收率：%塔釜流出液： 回收率：%乙酸乙酯以下用A代表：摩爾質量MA=88.11kg/kmol摩爾百分數(shù)xA=( 0.3/88.11)/(0.3/88.11+0.7/116.16)=0.361乙酸丁酯以下用B代表：摩爾質量MB=116.16kg/kmol摩爾百分數(shù)xB=1xA =0.639原料液平均摩爾質量：M平均=88.110.361+116.160.639=106.03kg/kmolF=7200103/30024=1000kg/h全塔物料衡算：F=D+W = 1 * GB3 D/F=( xFxW) /( xD -xW) = 2 * GB3 A=DxD/Fx

16、F=0.95 = 3 * GB3 B=W1-xW)/F(xF)=0.97 = 4 * GB3 由 = 1 * GB3 = 2 * GB3 = 3 * GB3 = 4 * GB3 計算得餾出液摩爾流量D=3.415kmol/h 餾出液摩爾分數(shù) xD =0.947釜液液摩爾流量W=6.016kmol/h 釜液液摩爾流量 xW=0.02833.2 熱量衡算精餾是大量耗能的單元操作，能量消耗是操作費用的主要損失。通過熱量衡算，確定再沸器的熱負荷和塔底的冷凝負荷，進而可算出加熱蒸汽消耗量和冷公用工程循環(huán)水用量。總熱量衡算 QF+QB=QC+QD+QW+QL進料代入塔內熱量QF = = 1.23105kJ

17、/h塔頂產品帶出熱量QD = = 3.13104 kJ/h塔釜產品帶出熱量QW = = 6.56104 kJ/h冷凝器熱負荷QC = = 1.65105 kJ/h蒸餾釜熱負荷QB = = 1.38105 kJ/h熱損失QL=1.38104 kJ/h本工藝利用釜液加熱原料液，充分利用熱能，具體表現(xiàn)為：節(jié)約冷公用工程循環(huán)水12.05噸/日，節(jié)約加熱水蒸氣4.82噸/日。到達較好的節(jié)能效果，證明工藝過程比擬合理。4 工藝設備設計4.1 篩板精餾塔設計餾出液和釜殘液的流量和組成冷物料進料量：F=7200103/30024=1000kg/h全塔物料衡算：F=D+W = 1 * GB3 D/F=( xFx

18、W) /( xD -xW) = 2 * GB3 A=DxD/FxF=0.95 = 3 * GB3 B=W1-xW)/F(xF)=0.97 = 4 * GB3 由 = 1 * GB3 = 2 * GB3 = 3 * GB3 = 4 * GB3 計算得D=3.415kmol/h xD =0.947W=6.016kmol/h xW=0.02834.1.2 理論塔板數(shù)及理論最正確進料位置圖1 乙酸乙酯和乙酸丁酯二元混合物的t-x(y)關系圖由圖t-x(y)查得，進料液泡點溫度tb=99.68塔頂溫度：78.96 塔底溫度：122.11進料溫度 tF = 60平均溫度 tm=( tb+tF) /2=79

19、.84進料熱狀態(tài)參數(shù)：進料平均摩爾熱容：CpL = xF CpA+(1xF)CpB = 229.31 kJ/(kmolK)進料平均摩爾汽化潛熱：r = xFrA+(1xF)rB = 35.14 kJ/mol故求得熱狀態(tài)參數(shù)： q=1.26進料熱狀態(tài)參數(shù)q線方程：精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：精餾段氣相摩爾流量：V = (R+1)D = 26.637 kmol/ h 精餾段液相摩爾流量：L = RD = 23.222 kmol /h提餾段氣相摩爾流量：V = V(1q)F = 29.083 kmol/h 提餾段液相摩爾流量：L = L+qF = 35.105 kmol/h利用作圖法確定理論

20、板數(shù)：圖2 理論板數(shù)確實定由圖可知，精餾段理論板數(shù)為2，提餾段理論板數(shù)為3，第三塊板為最正確進料理論板。4.1.3 實際塔板數(shù)的設計計算 = 1 * GB2 定性溫度計算由t x(y)圖查得塔頂溫度 tD=78.96 塔底溫度tW=122.11 定性溫度 tm=( tD +tW)=100.54 = 2 * GB2 平均黏度L計算由圖5查得 A = 0.21cp B=0.31cpL = xFA + (1xF) B = 0.27cp = 3 * GB2 平均相對揮發(fā)度計算塔底相對揮發(fā)度 W = yw/(1yw)(1xw)/ xw=4.03塔頂相對揮發(fā)度 D = xD/(1xD)(1x1)/ x1=

21、4.03平均相對揮發(fā)度 = ( xD+ xw)1/2由Oconnell公式得全塔效率：ET=0.49k(L)-0.245=0.42精餾段實際塔板數(shù)：NT=2/ ET =4.76塊5塊提餾段實際塔板數(shù)：NT=3/ ET =7.14塊8塊實際最正確進料板位置為第六塊塔板實際塔板數(shù)N = 13塊包括再沸器，塔頂設全凝器。4.1.4 精餾段設計篩板塔精餾段負荷性能圖：操作點為 操作彈性 滿足工業(yè)生產中對操作彈性的要求，操作點位置根本合理。詳細設計過程如下：1塔徑確實定由txy圖可知：塔頂流出液的平均摩爾質量：=106.03 kg/kmol進料板上的組成：，進料板的平均摩爾質量=105.52 kg/km

22、ol精餾段液相的平均摩爾質量為+/2=105.78 kg/kmol塔頂氣相的平均摩爾質量為kg/kmol進料板氣相的平均摩爾質量為=95.6 kg/kmol精餾段氣相的平均摩爾質量 kg/kmol精餾段氣相的平均密度kg/m3所以，精餾段的液相的平均密度為kg/ m3氣液兩相體積流量： 那么，兩相流動體積參數(shù)：取塔板間距HT = 400 mm = 0.4m。由篩板塔泛點關聯(lián)圖1可得：，當定性溫度t=()/2，液相外表張力：mN/m故，氣體負荷因子：=液泛氣速： 取本物系的泛點率為0.8取堰長由圖10-40，知溢流管面積與塔板總面積之比：即，塔板總面積：因而，精餾段塔徑：m根據(jù)塔設備系列化規(guī)格，

23、圓整到D=0.6m=600mm那么，塔板實際面積： m2降液管實際面積： m2氣體實際流速： m/s因此，實際泛點率為2塔盤設計降液管的面積降液管的寬度：由圖3-353可得，=0.15D=0.09取選取安定區(qū) 邊緣區(qū)有效傳質面積：=0.156m篩孔的設計：選孔徑為，孔間距孔隙率 溢流堰長度 m 堰上清液層高度 m選擇平頂溢流堰 采用垂直弓形降液管，普通平底受液盤取其間距m。3塔板流動性能的校核 塔板壓降干板壓降：孔速： 選用普通碳鋼管： 由圖10-454可得： 干板壓降： 液層阻力： 由圖5查的：充氣系數(shù)：液層阻力： 總的壓降： 液沫夾帶的校核取相對泡沫密度液面落差： =0.0476= m降液

24、管阻力損失： m降液管內清液高度： m降液管中液體停留時間： 漏液點的校核由eduljee6提出的公式：可得漏液點孔速： 故，穩(wěn)定系數(shù) 液沫夾帶的校核氣液兩相參數(shù)： 泛點率為0.706由液沫夾帶關聯(lián)圖查得液沫夾帶率 液沫夾帶量：0.1kg液體/kg干氣4負荷性能圖 液相下限線堰上清液層高度：m故，液相體積流量： m 液相上限線取液體在降液管中的停留時間為3s由： 漏液線將漏液線近似看做直線,取設計點處：氣相體積流量： m3/s取干板壓降： m以上兩式求得： m3/s由篩板漏液點關聯(lián)圖查得：漏液點當量清液高度: 求得 m3/s 過量液沫夾帶取ev=0.1kg液體/kg干氣取設計點處： 由液沫夾帶

25、關聯(lián)圖查得此時的液泛率為0.92設計氣速 氣液兩相參數(shù)： 由液沫夾帶關聯(lián)圖查得泛點率為0.96 溢流液泛線當降液管清液高度時，發(fā)生溢流液泛在一定液體流量下，由圖10-467可知，當氣速較高時，充氣系數(shù)趨近于0.57與氣體流量無關，液面落差可忽略不計，從而求出液泛時的干板壓降和及相應的氣體流量。利用兩點連線法求得篩板塔精餾段負荷性能圖：操作點為 操作彈性4.1.5 提餾段設計提餾段負荷性能圖 操作彈性為 滿足工業(yè)生產中對操作彈性的要求，操作點位置根本合理。詳細設計過程如下：1塔徑的設計 定性溫度計算進料板溫度t3=98.08 塔底溫度tW=122.11 定性溫度tm=( t3 +tW)=110.

26、1 平均摩爾質量計算MV=y3MA+(1y3) MB=95.6kg/kmolML=x3MA+(1x3) MB=93.91kg/kmol塔釜：xW=0.0283 yW=0.119 MV=yWMA+(1yW) MB=112.82kg/kmolML=xWMA+(1xW) MB=115.37kg/kmol提餾段平均摩爾質量MV平均=104.21 kg/kmol ML平均=104.64 kg/kmol 平均密度計算利用氣體狀態(tài)方程求得氣體平均密度v平均=PMV平均/RT=(101.3104.21) /8.314(110.1+273)=3.31kgm-3液相平均密度塔釜液相平均密度按乙酸丁酯計tW=122

27、.11 L=774 kgm-3進料板液相密度x3 =0.379 進料板質量分數(shù)w3= x3MA/( x3MA+(1- x3) MB =0.32L=1/(0.32/A+0.68/B)=798.64 kgm-3提餾段液相平均密度L平均 =786.32 kgm-3V=V(1q)F=29.083 kmol /h L=L+qF=35.105kmol/h即Vs=0.254m3/s Ls=0.00130m3/sFLV= Ls/ Vs(L/V)1/2=0.0013/0.254(786.32/3.31) 1/2=0.0789取板間距HT=400mm查篩板塔泛點關聯(lián)圖10428得Cf20=0.078液相外表張力=

28、15mN/m查得結果應按C/ C20=/200.2進行校正C= C20/200.2=0.07815/200.2=0.0736uf= C(L-V )/V1/2=1.132 m/s對本物系取泛點百分率為80%設計氣速： =0.81.132=0.906 m/s取堰長=0.7D由圖9查得溢流管面積和塔板總面積之比故那么，塔徑 =0.626m根據(jù)塔設備系列化規(guī)格，將塔徑圓整到D=0.7m=700mm塔橫截面積： 降液管面積： 設計氣速： 堰長： 實際泛點百分率2塔盤的設計選擇平頂溢流堰，取堰高采用垂直弓形降液管，普通平底受液盤取其間距取安定區(qū) 邊緣區(qū)從圖10-4010求出求得m m代入公式=篩孔的設計取

29、孔徑 孔間距開孔率3塔板流動性校核 塔板壓降的校核取板厚 由圖10-4511查得求得干板壓降為：式中修正系數(shù)E可由圖10-4812查得按面積計算的氣體速度相應氣體動能因子由圖10-46【1】查得液層充氣系數(shù)液層阻力于是板壓降液柱 液沫夾帶量的校核按和泛點百分率0.64從圖10-47查得求得液沫夾帶量：0.1 溢流液泛條件的校核溢流管中的當量清液高度可由式堰高 堰上液層高度板上液面落差很小，一般可忽略。降液管阻力損失：故降液管內的當量清液高度乙酸乙酯-乙酸丁酯混合物不易起泡，故取降液管內泡沫層高度0.45m液體在降液管內停留時間校核停留時間 3s 漏液點的校核聯(lián)立以上三式求得塔板的穩(wěn)定系數(shù)2.0

30、(4) 負荷性能圖 液相下限線，那么那么液相最小流量： 液相上限線取停留時間3s那么液相最大流量：在負荷性能圖處作垂線即為液相上限線。 將漏液點看做直線，可由兩點大致確定其位置第一點取液體流量為設計負荷，其漏液點孔速相應的氣體流量第二點取，干板壓降 那么，漏液點孔速： =漏液點板上持液量：那么求得 由以上兩點即可求得漏液線 液沫夾帶線同樣將此線近似看作直線，由兩點確定其位置第一點取液氣比與設計點相同令，求出相應的霧沫夾帶分率根據(jù)從圖10-47【1】查得泛點百分率為92%，液泛速度故在，相應的氣體流量和液體流量為第二點取液氣質量流率比氣液兩相參數(shù)： 霧沫夾帶分率： 從圖10-47【1】查得液泛百

31、分率為92%，根據(jù)由圖10-42查得，液泛速度，由此可求得相應的氣相流量液相流量由以上兩點可得過量液沫夾帶線。 溢流液泛線對已經設計的篩板塔：降液管內清液層高度：時將發(fā)生溢流液泛第一點取堰上液高： 降液管阻力損失： 塔上液層有效阻力：液泛時干板壓降：泛點孔速： 氣體流量： 第二點取 液泛時干板壓降 連接以上兩點即可求得溢流液泛線檢驗負荷性能圖 操作彈性為4.1.6 塔高的設計計算精餾段實際塔高：5m提餾段實際塔高：塔頂設除沫器，充裕高度取1m,塔底起到液封作用，取充裕高度為1m,所以總的塔高為7.15m 靈敏板確實定由圖可知，將第三塊塔板定為靈敏板。4.2 列管式換熱器設計本臺換熱器主要將釜液

32、低品位能量進行再利用，對原料液進行初步預熱，既降低了冷凝水的消耗量，又使得廢棄熱量得以充分利用，表達了節(jié)能環(huán)保的思想。4.2.1 換熱器熱量衡算將原料液由環(huán)境溫度預熱到進料溫度需熱量：冷料液流量；料液平均比熱容；料液溫度變化量；那么，換熱器總換熱量依據(jù)表4-7【2】，初步估算總傳熱系數(shù)值，取由衡算關系式，冷熱流體的溫度逆流平均溫度差查圖4-25【2】溫差校正系數(shù)=0.86初步確定換熱器采用單殼程，估算傳熱面積：由于釜液流量較小，換熱器不易從標準系列中選擇，因此采用試差法依次對不同管徑進行校核，最終采用銅管，依據(jù)列管式換熱器流速范圍，初步確定管內流速估算單程管子數(shù)根依據(jù)傳熱面積估算管子長度選用4

33、管程，那么單管程管長4.2.2 殼程內徑設計總管數(shù)164根，采用管中心距，正三角形錯列，采用面積相等原那么：確定殼程直徑，故折流擋板間距。4.2.3 換熱器總傳熱系數(shù)的校核1管程對流傳熱系數(shù)管內釜液流速：m/s 那么對流傳熱系數(shù)2殼程對流傳熱系數(shù)殼程流通面積： 冷料液流速： 正三角形排列的當量直徑：由圖4-53【2】列管式換熱器殼程計算用曲線查得：那么對流傳熱系數(shù)3總傳熱系數(shù)料液與釜液均為清潔流體，故忽略污垢熱阻，由于換熱管為拉制銅管，其熱導率較大，因而管壁熱阻也可不計。那么與估計值相差不大。4.2.4 實際傳熱面積傳熱面積：與估值根本相似。選擇換熱器傳熱面積：那么，即傳熱面積有19%的裕量。

34、4.2.5 換熱器簡圖其各項參數(shù)：管長 1.7m;殼程直徑 0.1m；管子規(guī)格 6mm0.5mm;管子數(shù)目 64根；殼程數(shù)目；管程數(shù)目；接管尺寸mm；排列方式正三角形錯列。4.3 離心泵選型4.3.1 平均黏度計算t=20時查附圖3得查附圖5得 那么原料液平均密度。平均黏度。4.3.2 管徑計算由前面計算知流體質量流量為那么體積流量取管內流速進行估算：管的直徑4.3.3 管路壓頭損失計算可選用規(guī)格參數(shù)水煤氣管，其內徑：那么管內流速所選水煤氣管的絕對粗糙度取。那么相對粗糙度。查關聯(lián)圖得摩擦系數(shù)，截止閥全開，一個彎頭，管出口突然變大。取總管長為8m。那么管路的壓頭損失4.3.4 揚程計算由前面計算

35、知原料罐與進料處的距離為4.6m，即。由于原料罐內和進料口處壓力都可近似認為是常壓，所以。以原料管內液面為基準面列伯努利方程，得揚程：H=4.3.5 最大允許安裝高度計算根據(jù)流量qv=1.127m3/h，揚程H=5.956 m，可從離心泵規(guī)格表中選用型號為IS65-50-160型號的離心泵。其允許汽蝕量2.02.5m，因隨流量增大而增大，計算泵的最大允許安裝高度時，應選取最大流量下的值。這里取m。乙酸乙酯的安托因常數(shù) 乙酸丁酯的安托因常數(shù) T=20時飽和蒸汽壓Pv=當?shù)丨h(huán)境壓力p0=101.3 kPa，取吸入管長l=0.6 m。吸入管壓頭損失泵的最大允許安裝高度m4.4 填料塔設備設計鮑爾環(huán)是

36、近年來國內外一致公認的性能優(yōu)良的填料，應用廣泛。這是由于鮑爾環(huán)的構造提高了環(huán)內空間和環(huán)內外表的有效利用程度，流動阻力小，不致產生嚴重的偏流和溝流現(xiàn)象。因此，本設計選用DN50的金屬鮑爾環(huán)，采用亂堆填料。DN50鮑爾環(huán)的物性數(shù)據(jù)19：干填料因子比外表積t。最終設計出以鮑爾環(huán)為填料，且填料層高度為6.0m的填料塔。4.4.1 精餾段設計，G=3.57 kg/m3，流量L=2456.42kg/h=8.4010-4m3/s，G=2446.88 m3/h=0.219 m3/s。所以對應泛點氣速及氣體壓力降關聯(lián)圖20得代入數(shù)據(jù)得 亂堆填料 所以空塔氣速u =0.50.8uf，取u =0.5ufu = 0.

37、51.797 = 0.8985 m/s塔徑圓整得 。4.4.2 精餾段塔徑流體力學驗算1噴淋密度校核噴淋密度指單位塔截面上液體的噴淋量，以U表示 單位m3/(m2s)。最小噴淋密度：選50mm鮑爾環(huán)，所以(lw)min = 2.2 10-5 m3/(m2s) 21。所以為保證填料充分潤濕，塔內液相體積流量須滿足 滿足條件。2填料與塔徑的匹配校核目的：檢驗塔內氣液兩相分布的均勻性，防止因填料尺寸過大而造成溝流或壁流現(xiàn)象。DN50鮑爾環(huán)：，滿足條件。3填料層壓力降核算對應泛點氣速及氣體壓力降關聯(lián)圖得。對一個設計合理填料塔，氣體通過每米填層的壓力降應控制在22所以流體力學驗算總體合格，填料層壓降偏大

38、。4.4.3 提餾段設計，流量 所以對應泛點氣速及氣體壓力降關聯(lián)圖得代入數(shù)據(jù)得 亂堆填料所以空塔氣速u =0.50.8uf，取u =0.5ufu = 0.51.535= 0.7675 m/s塔徑圓整得。4.4.4 提餾段塔徑流體力學驗算1 噴淋密度校核最小噴淋密度：為保證填料充分潤濕，塔內液相體積流量須滿足，滿足條件。2填料與塔徑的匹配校核精餾段已校驗，滿足條件。3填料層壓力降校核對應泛點氣速及氣體壓力降關聯(lián)圖得對一個設計合理填料塔，氣體通過每米填層的壓力降應控制150Pa/m200Pa/m。所以流體力學驗算總體合格，填料層壓降偏大。4.4.5 填料層高度的計算對于精餾填料塔，習慣用等板高度法

39、計算填料層高度根本公式： 關鍵是求等板高度，等板高度可直接從手冊上查得，也可由經驗公式23計算得出。可知，等板高度HETP = 0.90m。精餾段填料層高度：Z10 = 0.902=1.80 m。留出一定的平安系數(shù)Z1 = 1.31.80=2.34 m，取為2.5 m。提餾段填料層高度：Z20=0.93=2.7m。留出一定的平安系數(shù)Z2=1.32.70=3.51m，取為3.5m。所以總填料層高度為6.0 m。4.5 主要設備明細序號設備名稱規(guī)格數(shù)量1篩板精餾塔塔高7.15m 實際板數(shù)13塊12換熱器換熱面積 2 m223離心泵IS50-32-16034儲罐2m335再沸器2m215 創(chuàng)新點 = 1 * GB2 本工藝過程采用釜液預熱原料液來回收利用余熱，省去大量冷卻水，充分表達節(jié)能的理念，并能夠提高經濟效益。 = 2 * GB2 在篩板精餾塔中，由于兩段中，氣液流量，傳質效果的不同，使得兩段在到達較高的操作彈性時，塔板橫截面積不同，因而將精餾段的塔徑設計為600mm，提餾段的塔徑設計為700mm。由負荷性能圖顯示出精餾段操作彈性與提餾段相接近，說明本設計過程合理。 = 3 * GB2 利用Pro軟件對生產工藝過程進行模擬，到達比擬理想的產品純度