乙醇-正丙醇精餾塔設(shè)計(jì)說明書

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目：年產(chǎn)量1.5萬噸乙醇-正丙醇精餾塔設(shè)計(jì) 專業(yè)班級(jí)： 指導(dǎo)教師： 學(xué)生姓名： 學(xué) 號(hào)： 起止日期 2011.06.13-2011.06.24 目錄1設(shè)計(jì)任務(wù)物料組成：為乙醇45%、正丙醇55%（質(zhì)量分?jǐn)?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(duì)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(jìn)口溫度25，出口溫度45；熱量損失：設(shè)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(shí)際生產(chǎn)

2、時(shí)間：7200h；進(jìn)料方式：飽和液體進(jìn)料，q值為1；塔板類型: 浮閥塔板。廠址選地：北京地區(qū)2設(shè)計(jì)方案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)，本課程設(shè)計(jì)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(shè)計(jì)中，由于物料乙醇、正丙醇都是易揮發(fā)有機(jī)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(wù)書給定，進(jìn)料熱狀況為泡點(diǎn)進(jìn)料，加熱方式采用間接蒸氣加熱，設(shè)置再沸器。塔底設(shè)冷凝

3、回流裝置。工藝流程設(shè)計(jì)：原料液的走向分配器產(chǎn)品貯罐再沸器釜液貯罐冷卻器精餾塔原料預(yù)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(duì)設(shè)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冷凝水的走向換熱器內(nèi)物料走殼程，冷卻水走管程冷卻水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=MAX

4、F+MB(1-XF)=52.86 kg/kmol，F(xiàn)=150001000/72000/MF=39.41 Kmol/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=52.86 kg/kmol=46.29 kg/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(shè)計(jì)常壓操作，即塔頂氣相絕對(duì)壓力p= kPa預(yù)設(shè)塔板壓力降： kPa估計(jì)理論塔板數(shù)：18 估計(jì)進(jìn)料板位置：12 塔底壓力：Pw=101.325+0.618 =112.125 kPa進(jìn)料板壓力：101.325+0.612

5、=108.525 kPa精餾段平均壓力：104.925kPa4.1.2 塔板溫度計(jì)算溫度（泡點(diǎn)）-液相組成關(guān)系式：又，則溫度（泡點(diǎn)）-氣相組成關(guān)系式： (1)溫度-飽和蒸汽壓關(guān)系式（安托因方程）：乙醇： (2)丙醇： (3)各層塔板壓力計(jì)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(jì)算機(jī)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(jì)算機(jī)繪圖可得實(shí)際操作溫度及組分飽和蒸汽壓。結(jié)果如下：塔頂：PA=103.1102 kPa PB=48.09452 kPa tD=78.

6、6971塔底：PA=222.41892k Pa PB=110.42089 kPa tD=99.4145進(jìn)料板：PA=162.15676 kPa PB=78.55308 kPa tD=90.20084.1.3 物料相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算，根據(jù)上文求出的數(shù)據(jù)可得：塔頂： 2.1439 塔底： =2.01428 進(jìn)料板：=2.0643平均相對(duì)揮發(fā)度： =2.0784.1.4 回流比計(jì)算最小回流比 (5)q線方程：采用飽和液體進(jìn)料時(shí)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（

7、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.， xF=0.， yF=0.671734.1.6 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)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(biāo)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(jì)算公式:代入數(shù)據(jù)可

8、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(guān)數(shù)據(jù)得：4.1.7 實(shí)際塔板數(shù)計(jì)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(jì)算4.2.1 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂進(jìn)料板 精餾段4.2.2 平均密度計(jì)算氣相平均密度有理想狀態(tài)方程計(jì)算，即 液相平均密度塔頂：查手冊(cè)有：進(jìn)料板： 查表有:進(jìn)料板液相質(zhì)量分率：aA=（0.46.07）/（0.46.07+0.60.1）=0.43精餾段液相平均密度 4.2.3 液相表面張力計(jì)算塔頂：查手冊(cè)有：進(jìn)料板： 查表有: 精餾段平均表面張力4.2.4 塔徑計(jì)算精餾段氣液體積流率為m3/s取板間距查史密斯關(guān)聯(lián)圖有： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后

9、D=0.8m4.3 塔截面積4.4 精餾塔有效高度計(jì)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(jìn)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+0.83=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(duì)塔頂冷凝器進(jìn)行熱量衡算以確定冷卻水的用量如圖4-2所示，對(duì)精餾塔塔頂冷凝器進(jìn)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回流液帶出系統(tǒng)的熱量； QD餾出液帶出系統(tǒng)的

10、熱量； QW冷凝水帶出系統(tǒng)的熱量。4.5.1.2 基準(zhǔn)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(shí)，操作壓力為101.325kPa。以塔頂操作狀態(tài)為熱量衡算基準(zhǔn)態(tài)，則QL= QD=04.5.1.3 各股物料熱量計(jì)算查得乙醇和正丙醇正常沸點(diǎn)為351.45K和370.25K，在正常沸點(diǎn)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(shí)的氣化焓分別為38.531 kJ/mol、43.130 kJ/mol由此可計(jì)算進(jìn)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(shè)冷卻水的流

11、量為，則Cp(t2t1)已知：t125 t245以進(jìn)出口水溫的平均值為定性溫度：查得水在35時(shí)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(duì)精餾塔進(jìn)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(shè)計(jì)條件知： 5%0.05 0.95式中 進(jìn)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?dú)堃簬С鱿到y(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(jì)算結(jié)果：tF90.2008 tD78.6971 tW99.4145 4.5

12、.2.3 基準(zhǔn)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(zhǔn)態(tài)，且忽略壓力的影響，則QD=04.5.2.4 各股物流熱量的計(jì)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(cè)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(jìn)料與釜?dú)堃旱臒崃糠謩e為 將以上結(jié)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(shè)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 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(jì)

13、算5.1 溢流裝置計(jì)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how=2.E(Lhlw)23近似取E=1，由lw=0.64m，Lh=0.3600=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(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即s故降液管的設(shè)計(jì)合理5.1.4 降液管底隙高度h0h0=Lh3

14、600lwu0=Lslwu0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(guān)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/m0.039閥片直徑/m 0.0485.2.2 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(jì)算鼓泡區(qū)面積Aa按下式計(jì)算其中： 5.2.4 浮閥的數(shù)目與排列取閥孔動(dòng)能因子F0=10，則孔速u0=F0v=101.6892=7.7m/s每層塔板上的浮閥數(shù)為N=Vs4d02u0=0.57044(0.039)27.7=63因塔徑

15、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=d00.907AaA0=0.0390.9070.33540.5704/7.7=66mm按等邊三角形叉排作圖如下：排得閥數(shù)61個(gè)，按N=61重新核算孔速激發(fā)空動(dòng)能因數(shù)：u0=0.5704/(/4（0.039）261)=7.83m/sF0=7.831.68920.5=10.18閥孔動(dòng)能因數(shù)F0變化不大仍在9-12范圍內(nèi)。塔板開孔率=u/u0=1.135/7.83100%=14.5%5.3 閥孔的流體力學(xué)驗(yàn)算5.3.1 塔板壓降5.3.1.1干板阻力hC計(jì)算閥全開前：（u0uoc） （1）閥全開后：（u0u0c） （2）uoc=1.

16、82573.1v=1.82573.11.6892=7.88m/s因u0uoc,故按（2）式計(jì)算干板阻力，即式中hc干板壓降，m 液柱；u0篩孔氣速，m/s；5.3.1.2 板上液層的有效阻力對(duì)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(jì)算時(shí)可忽略。5.3.1.3 總壓降每層塔板壓降為5.3.2 液泛對(duì)于浮閥塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)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(qiáng)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(dāng)?shù)囊褐叨?，主要有降液管底隙處的局部阻力造成?/p>

17、由于塔板上未設(shè)置進(jìn)口堰，可按下式計(jì)算： 綜上， 取全開后的壓降為設(shè)計(jì)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(duì)密度取0.6為防止液泛，應(yīng)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(shè)計(jì)數(shù)據(jù)符號(hào)要求。5.3.3 液沫夾帶對(duì)浮閥塔板多采用泛點(diǎn)率來間接判斷液沫夾帶量。泛點(diǎn)率是設(shè)計(jì)負(fù)荷與泛點(diǎn)負(fù)荷之比。泛點(diǎn)率可由下列兩式求得，然后采用計(jì)算結(jié)果中較大值： 計(jì)算得出的泛點(diǎn)率必須滿足下述要求，否則應(yīng)調(diào)整有關(guān)參數(shù)，重新計(jì)算。塔徑大于900 mm : F1 80 % 82 % ;塔徑小于900 mm : F1 65 % 75 %;減壓塔：F1 75 % 77 % 。由圖讀出，泛點(diǎn)負(fù)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。6設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總表序號(hào) 項(xiàng)目 數(shù)值1 平均溫度 89.05582 平均壓力 104.925 3 氣相流量 0.5704 4 液相流量 0. 5 實(shí)際塔板數(shù) N 456 有效段高度H 22.05 7 塔徑D，m 0.8 8 板間距Ht，m 0.45 9 溢流形式 單