年產(chǎn)量4萬(wàn)噸乙醇-正丙醇精餾塔設(shè)計(jì).doc

題 目 乙醇-正丙醇精餾塔的設(shè)計(jì) 目錄1設(shè)計(jì)任務(wù)32設(shè)計(jì)方案43精餾塔物料衡算63.1 物料衡算63.2 摩爾衡算74塔體主要工藝尺寸74.1 塔板數(shù)的確定74.1.1 塔板壓力設(shè)計(jì)74.1.2 塔板溫度計(jì)算84.1.3 物料相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算94.1.4 回流比計(jì)算94.1.5 塔板物料衡算104.1.6 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算114.1.7 實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算124.2 塔徑計(jì)算124.2.1 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算124.2.2 平均密度計(jì)算134.2.3 液相表面張力計(jì)算144.2.4 塔徑計(jì)算144.3 塔截面積154.4 精餾塔有效高度計(jì)算154.5 精餾塔熱量衡算164.5.1 塔頂冷凝器的熱量衡算164.5.2 全塔的熱量衡算185板主要工藝尺寸計(jì)算215.1 溢流裝置計(jì)算215.1.1 堰長(zhǎng)215.1.2 溢流堰高度215.1.3 弓形降液管寬度Wd和截面積Af215.1.4 降液管底隙高度h0225.2 塔板布置225.2.1 塔板的分塊225.2.2 邊緣寬度的確定225.2.3 開(kāi)孔區(qū)面積的計(jì)算225.3 閥孔的流體力學(xué)驗(yàn)算255.3.1 塔板壓降255.3.2 液泛265.3.3 液沫夾帶275.3.4 漏液286設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總表291設(shè)計(jì)任務(wù)物料組成：乙醇31%、正丙醇69%（摩爾分?jǐn)?shù)）；產(chǎn)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(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；工作日：每年工作日為310天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行；進(jìn)料方式：飽和液體進(jìn)料，q值為1；塔板類型: 浮閥塔板。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(guò)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，所以采用連續(xù)蒸餾的方式。蒸餾過(guò)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(shū)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/kmolD=4000010000.99（3002446.070.99）=120.59Kmol/h FXF=DXD+WXW （1） F=D+W（2）聯(lián)立求出：F=514.52Kmol/h W=393.93Kmol/h 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=55.7 kg/kmol=46.18kg/kmol=59.74kg/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 =108.525 kPa精餾段平均壓力：104.925kPa 4.1.2 塔板溫度計(jì)算溫度（露點(diǎn)）-氣相組成關(guān)系式：溫度（露點(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0.99，操作壓力為常壓，則通過(guò)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0.01，通過(guò)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=102.48521 kPa PB=47.77768 kPa tD=78.5436塔底：PA=203.39542k Pa PB=100.29399 kPa tD=96.8636進(jìn)料板：PA=171.92655kPa PB=83.67461kPa tD=92.17325 4.1.3 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： 2.1450 塔底： =2.02799 進(jìn)料板：=2.05470 平均相對(duì)揮發(fā)度： =2.075 4.1.4 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=0.35 (6) 相平衡方程： (7)（6），（7）聯(lián)立得：=0.35 =0.537代入式（5）可以求得：最小理論板數(shù)=11.625（包括再沸器） 最適回流比3.592 4.1.5 塔板物料衡算精餾段操作線方程：，代入數(shù)據(jù)得：y =0.8603x +0.1383提餾段操作線 ，（），代入數(shù)據(jù)得：y = 1.4150x -0.0107相平衡方程:用圖解法求求理論板層數(shù)用圖解法求求理論板層數(shù)N=21根據(jù)圖像得出x1=0.994 xF=0.316 yF=0.41 4.1.6 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 4.1.6.1 黏度（通過(guò)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：89.1935 物料在平均溫度下的粘度，通過(guò)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=44 (不包括塔釜再沸器) 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: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取板間距為查史密斯關(guān)聯(lián)圖有： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后D=2.2m4.3 塔截面積4.4 精餾塔有效高度計(jì)算取釜液在塔底停留時(shí)間為6 min，釜液距離底層塔板1 m。釜液流量為：儲(chǔ)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(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QV 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(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=0 4.5.1.3 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78.4779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：tF92.17325 tD78.54361 tW99.4145 4.5.2.3 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=0 4.5.2.4 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)算 5.1 溢流裝置計(jì)算因塔徑D=2.2m,可選單溢流的弓形降液管 5.1.1 堰長(zhǎng)查表得：=1.598m 5.1.2 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查表，得AT/Af =10故Af=0.37994m2Wd=0.344m 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h0s5.2 塔板布置 5.2.1 塔板的分塊因D800mm，故采用分塊式，2塊塔板。 5.2.2 邊緣寬度的確定取 5.2.3 開(kāi)孔區(qū)面積的計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積Aa按下式計(jì)算其中： 5.3.4 閥孔計(jì)算本流程所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板。采用FIQ-4A型浮閥，相關(guān)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正三角形排布，列寬作圖得到排列閥孔數(shù)n = 420閥孔總面積真實(shí)閥孔氣速浮閥全開(kāi)時(shí)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(dòng)能因子F0有如下關(guān)系： ,其中F0的經(jīng)驗(yàn)值為9到12。上面求得代入上式得：F0 =11.535，滿足經(jīng)驗(yàn)值所在范圍，因此，閥數(shù)取420符合工藝要求。 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(kāi)前：閥全開(kāi)后：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閥全開(kāi)前：閥全開(kāi)后： 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(guò)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(guò)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。由于塔板上未設(shè)置進(jìn)口堰，可按下式計(jì)算： 綜上，閥全開(kāi)前： 閥全開(kāi)后：取全開(kāi)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(guò)上層塔板的出口堰，即可見(jiàn)，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(lái)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64.42%。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(wú)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 89.36442 平均壓力 104.925 3 氣相流量 4.188 4 液相流量 0.007821 5 實(shí)際塔板數(shù) N 446 有效段高度H 22.05 7 塔徑D，m 2.2 8 板間距Ht，m 0.45 9 溢流形式 單溢流