乙醇正丙醇精餾塔設計說明書

PAGEPAGE1化學與環(huán)境工程學院《化工原理》課程設計設計題目：年產(chǎn)量1.5萬噸乙醇-正丙醇精餾塔設計專業(yè)班級：指導教師：學生姓名：學號：起止日期目錄1．設計任務 32．設計方案 43.1物料衡算 73.2摩爾衡算 74．塔體主要工藝尺寸 84.1塔板數(shù)的確定 84.1.1塔板壓力設計 84.1.2塔板溫度計算 84.1.3物料相對揮發(fā)度計算 104.1.4回流比計算 104.1.5塔板物料衡算 114.1.6實際塔板數(shù)的計算 124.1.7實際塔板數(shù)計算 134.2塔徑計算 134.2.1平均摩爾質(zhì)量計算 134.2.2平均密度計算 144.2.3液相表面張力計算 154.2.4塔徑計算 154.3塔截面積 164.4精餾塔有效高度計算 164.5精餾塔熱量衡算 174.5.1塔頂冷凝器的熱量衡算 174.5.2全塔的熱量衡算 195．板主要工藝尺寸計算 225.1溢流裝置計算 225.1.1堰長 225.1.2溢流堰高度 225.1.3弓形降液管寬度Wd和截面積Af 235.1.4降液管底隙高度h0 235.2塔板布置 235.2.1塔板的選用 235.2.2邊緣寬度和破沫區(qū)寬度的確定 245.2.3鼓泡區(qū)面積的計算 245.2.4浮閥的數(shù)目與排列 245.3閥孔的流體力學驗算 265.3.1塔板壓降 265.3.2液泛 275.3.3液沫夾帶 285.3.4漏液 306．設計篩板的主要結果匯總表 311．設計任務物料組成：為乙醇45%、正丙醇55%（質(zhì)量分數(shù)）；產(chǎn)品組成:塔頂乙醇含量98%，塔頂易揮發(fā)組分回收率99%；操作壓力：101.325kPa(塔頂絕對壓力)；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25℃，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；年產(chǎn)量（乙醇）：1.5萬噸；每年實際生產(chǎn)時間：7200h；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：北京地區(qū)2．設計方案蒸餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、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，本課程設計中年產(chǎn)量大（15000噸/年），所以采用連續(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，加熱方式采用間接蒸氣加熱，設置再沸器。塔底設冷凝回流裝置。工藝流程設計：原料液的走向分配器分配器產(chǎn)品貯罐再沸器釜液貯罐冷卻器精餾塔原料預熱器原料貯罐產(chǎn)品DL冷卻器全凝器釜液WL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冷凝水冷凝水WC再沸器E-102低壓蒸氣LM冷凝水的走向換熱器內(nèi)物料走殼程，冷卻水走管程冷卻水冷卻水CWR冷卻器E-105冷卻器E-104全凝器E-103冷卻水CW3．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(zhì)量MA=46.07kg/kmol,正丙醇摩爾質(zhì)量MB=60.1kg/kmol，塔頂易揮發(fā)組分回收率=DXD/FXF=99%FXF=DXD+WXW（1）F=D+W（2）料液的平均摩爾質(zhì)量MF=MAXF+MB(1-XF)=52.86kg/kmol，F(xiàn)=15000×1000/72000/MF=39.41Kmol/h，則：D=Kmol/hW=18.95Kmol/h，XW=1.074%，3.2摩爾衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量=52.86kg/kmol=46.29kg/kmol=59.95kg/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)：18估計進料板位置：12塔底壓力：Pw=101.325+0.6×18=112.125kPa進料板壓力：101.325+0.6×12=108.525kPa精餾段平均壓力：104.925kPa4.1.2塔板溫度計算溫度（泡點）-液相組成關系式：又，則溫度（泡點）-氣相組成關系式：(1)溫度-飽和蒸汽壓關系式（安托因方程）：乙醇：(2)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(chǎn)品組成0.9846，操作壓力為常壓，則通過聯(lián)立（1）、（2）、(3)由計算機繪圖可求得操作溫度及組分飽和蒸汽壓；塔底：已知乙醇組成0.01074，通過聯(lián)立（2）、（3）、(4)并由計算機繪圖可得實際操作溫度及組分飽和蒸汽壓。結果如下：塔頂：PA=103.1102kPaPB=48.09452kPatD=78.6971℃塔底：PA=222.41892kPaPB=110.42089kPatD=99.4145℃進料板：PA=162.15676kPaPB=78.55308kPatD=90.2008℃4.1.3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：2.1439塔底：=2.01428進料板：=2.0643平均相對揮發(fā)度：=2.0784.1.4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：xq=xF=0.5163，(6)相平衡方程：（6），（7）聯(lián)立得：=0.5163,=0.68925，代入式（5）可以求得：最小理論板數(shù)=11.8687（包括再沸器）最適回流比2.4974.1.5塔板物料衡算精餾段操作線方程：，代入數(shù)據(jù)得：y=0.714x+0.286提餾段操作線，（），代入數(shù)據(jù)得：y=1.265x-0.0028相平衡方程:用圖解法求求理論板層數(shù)用逐板法求求理論板層數(shù)N=23（包括再沸器）根據(jù)圖表得出x1=0.968521，xF=0.496153，yF=0.671734.1.6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）乙醇、正丙醇黏度共線圖坐標值物質(zhì)XY乙醇10.513.8正丙醇9.116.5全塔平均溫度為：tm=89.0558℃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)N=48(包括塔釜再沸器)4.2塔徑計算4.2.1平均摩爾質(zhì)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:進料板液相質(zhì)量分率：aA=（0.496153×46.07）/（0.496153×46.07+0.503847×60.1）=0.43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：℃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m3/s取板間距查史密斯關聯(lián)圖有：按標準塔徑圓整后D=0.8m4.3塔截面積4.4精餾塔有效高度計算精餾段有效高度為Z精=（N精-1）HT=（23-1）×0.45=9.9m，提餾段有效高度為Z提=（N提-1）HT=（25-1）×0.45=10.8m，在塔頂、塔底和進料板上方各開一人孔，其高度為0.8m，所以精餾塔的有效高度為Z=Z精+Z提+0.8=9.9+10.8+0.8×3=23.1m4.5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QQV’’4.5.1.1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(jīng)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=0 4.5.1.3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，算出乙醇和正丙醇在78.6971時的氣化焓分別為38.531kJ/mol、43.130kJ/mol由此可計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(t2－t1)已知：t1＝25℃t2＝45℃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：Cpm＝4.175kJ/(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QQFQW’QDQLQWQV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—熱損失4.5.2.2各股物流的溫度由上文計算結果：tF＝90.2008℃tD＝78.6971℃tW4.5.2.3基準態(tài)的選擇以101.33kPa、78.4779℃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362.514K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：Cpm=75.07丙醇的比熱容為：Cpm=99.49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：熱量損失為：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為r＝2113kJ/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=0.8m,可選單溢流的弓形降液管5.1.1堰長取堰長lw=0.800D，則lw=0.64m5.1.2溢流堰高度hw=hl-how采用平直堰，堰上液層高度

h近似取E=1，由lw=0.64m，Lh=0.000958×3600=3.45m3/h,查圖得：how=0.0085m，則hw=0.0515m5.1.3弓形降液管寬度Wd和截面積Af由于lw/D=0.8，查圖得：Af/AT=0.142,Wd/D=0.2,則Af=0.0717m2，Wd=0.160m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h0h取降液管底隙處液體流速u0’=0.07m/s,則h0=0.0214m,取h0=0.025m5.2塔板布置5.2.1塔板的選用本流程所處理的物系可選用F1型重浮閥，相關數(shù)據(jù)如下：閥片厚度/m 0.002閥片質(zhì)量/kg 0.033閥孔直徑d0/m 0.039閥片直徑/m0.0485.2.2邊緣寬度和破沫區(qū)寬度的確定取5.2.3鼓泡區(qū)面積的計算鼓泡區(qū)面積Aa按下式計算其中： 5.2.4浮閥的數(shù)目與排列取閥孔動能因子F0=10，則孔速

u每層塔板上的浮閥數(shù)為

N=因塔徑不大可以采用整塊式塔板，浮閥排列方式采用等邊三角形叉排。取孔心距

t=按等邊三角形叉排作圖如下：排得閥數(shù)61個，按N=61重新核算孔速激發(fā)空動能因數(shù)：u0=0.5704/(π/4×（0.039）2×61)=7.83m/sF0=7.83×1.68920.5=10.18閥孔動能因數(shù)F0變化不大仍在9-12范圍內(nèi)。塔板開孔率=u/u0=1.135/7.83×100%=14.5%5.3閥孔的流體力學驗算5.3.1塔板壓降5.3.1.1干板阻力hC計算閥全開前：（u0≤uoc）（1）閥全開后：（u0≥u0c）（2）u因u0<uoc,故按（2）式計算干板阻力，即式中hc——干板壓降，m液柱；u0——篩孔氣速，m/s；EQ5.3.1.2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(chǎn)生的阻力較小，在計算時可忽略。5.3.1.3總壓降每層塔板壓降為5.3.2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，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(zhì)，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。5.3.3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(diào)整有關參數(shù)，重新計算。塔徑大于900mm:F1<80%~82%;塔徑小于900mm:F1<65%~75%;減壓塔：F1<75%~77%。由圖讀出，泛點負荷系數(shù)CF=0.112，由表查出,物性系數(shù)K=1Z=1.512m。取較大值61.92%。塔徑小于900mm，F(xiàn)<0.65~0.75，符合工藝要求。5.3.4漏液漏液點氣速計算式：，為漏液點動能因子，取值范圍為