一組╲t乙酸乙酯和乙酸丁酯精餾設(shè)計

1、7200噸/年乙酸乙酯-乙酸丁酯精餾塔裝置設(shè)計 設(shè)計人：一組（組長：李成敏李斌）系 別：化學(xué)工程與材料科學(xué)學(xué)院專 業(yè)：化學(xué)工程與工藝班 級：2008級本科二班指導(dǎo)教師: 鞠彩霞完成時間: 2011-06-09目 錄1 工藝設(shè)計背景32 工藝設(shè)計方案42.1 工藝說明42.2 工藝流程圖43 工藝計算53.1物料衡算53.2 熱量衡算64 工藝設(shè)備設(shè)計74.1 篩板精餾塔設(shè)計74.1.1餾出液和釜殘液的流量和組成74.1.2理論塔板數(shù)及理論最佳進料位置84.1.3實際塔板數(shù)的計算104.1.4塔徑的確定104.1.5塔盤的設(shè)計134.1.6塔板流動性校核及負(fù)荷性能圖134.1.6 塔高的設(shè)計計算

2、184.2 列管式換熱器設(shè)計184.2.1 換熱器熱量的衡算184.2.2殼程內(nèi)徑設(shè)計194.2.3 換熱器總傳熱系數(shù)的校核204.2.4 實際傳熱面積214.2.5 換熱器簡圖214.3 離心泵選型214.3.1 計算平均粘度214.3.2 計算管徑224.3.3 計算管路壓頭損失224.3.4揚程的計算224.3.5最大允許安裝高度235設(shè)計總結(jié)236參考文獻24致謝25附錄：物性圖表261 工藝設(shè)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正丁醇在催化劑存在

3、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較成熟，但副反應(yīng)較多。本設(shè)計針對硫酸催化法生產(chǎn)乙酸丁酯時產(chǎn)生的一股物流（含乙酸乙酯30%、乙酸丁酯70%），設(shè)計常壓精餾塔對此二元物系進行分離。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(chǎn)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。已知物性圖表見附錄。操作條件見下表：表1 設(shè)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60回流

4、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(shè)計主要包括：篩板精餾塔工藝設(shè)計、精餾塔輔助設(shè)備設(shè)計（含列管式換熱器、離心泵）。2 工藝設(shè)計方案2.1 工藝說明從乙酸乙酯乙酸丁酯的核心生產(chǎn)裝置精餾裝置著手，進行分析。工藝如圖所示。原料經(jīng)離心泵送入換熱器，經(jīng)釜液余熱預(yù)熱后進入精餾塔，精餾塔釜設(shè)置再沸器，最后乙酸乙酯從塔頂蒸出，經(jīng)塔頂換熱器冷凝后，冷凝液部分泡點回流，另一部分進入換熱器，進一步冷卻為乙酸乙酯產(chǎn)品采出。塔釜得到的釜液，首先進入預(yù)熱換熱器，將原料液預(yù)熱到指定溫度（60），然后進入二級換熱器冷卻為乙酸丁酯產(chǎn)品。冷凝水水蒸氣液體蒸汽塔頂產(chǎn)品

5、冷卻水蒸汽塔底產(chǎn)品進料進料板再沸器2.2 工藝流程圖 離心泵3 工藝計算3.1物料衡算原料組成： 30%a 70%b (質(zhì)量分?jǐn)?shù))ma=88.11 mb=116.16 年處理量f=7200噸年進料組成 = =1x=0.639 平均冷物料盡量全塔物料衡算： f=d+w d+w=f 由得：d=3.414kmol/h w=6.017kmol/h x=0.947 =0.02853.2 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(fù)荷和塔底的冷凝負(fù)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(nèi)

6、熱量qf = = 1.23105kj/h塔頂產(chǎn)品帶出熱量qd = = 3.13104 kj/h塔釜產(chǎn)品帶出熱量qw = = 6.56104 kj/h冷凝器熱負(fù)荷qc = = 1.65105 kj/h蒸餾釜熱負(fù)荷qb = = 1.38105 kj/h熱損失ql=1.38104 kj/h本工藝?yán)酶杭訜嵩弦海浞掷脽崮?，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。達到較好的節(jié)能效果，證明工藝過程比較合理。4 工藝設(shè)備設(shè)計4.1 篩板精餾塔設(shè)計4.1.1餾出液和釜殘液的流量和組成原料組成： 30%a 70%bma =88.11 mb =116.16 年處理量

7、f=7200噸年進料組成 = =1=0.639 平均冷物料盡量全塔物料衡算： f=d+w d+w=f 由得：d=3.414kmol/h w=6.017kmol/h =0.947 =0.02854.1.2理論塔板數(shù)及理論最佳進料位置跟據(jù)平衡數(shù)據(jù)表2畫出t-x-y圖形： 圖1 乙酸乙酯和乙酸丁酯二元混合物的t-x(y)關(guān)系圖由圖t-xy知進料液泡點溫度=99.20進料溫度為t0=1q方程的確定查表1知=32.23kj/mol =36.79kj/mol;原料液汽化熱=cpa+1=35.14kj/mol在tm=79.6時 由圖1知乙酸乙酯、乙酸丁酯比熱容：cp=198可j/kmolk c=247kj/

8、kmolk原料液的平均比熱容=所以故q線方程：2精餾段的操作線方程r=6.8 3提留段的操作線方程： 精餾段液相摩爾流量l=rd=6.83.144=23.222kmolh 故方程為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 = = 35.105 kmol/h4作圖法確定理論板數(shù)圖2 理論板數(shù)的確定由圖知：精餾段理論板為2，提留段理論板數(shù)為3，進料板為第三塊板。4.1.3實際塔板數(shù)的計算(1)定性溫度計

9、算：由t-xy圖查得：=78.50 =122.92定性溫度(2)平衡粘度計算由圖5查得：a=0.21cp b=0.31cp 平均3平均相對揮發(fā)度塔底：塔頂：平均相對揮發(fā)度：由dconnell公式得全塔效率：實際板塔數(shù)： 精餾段： 提留段：故實際最佳進料位置為第六塊塔板，實際塔板數(shù)n=13塊含再沸器4.1.4塔徑的確定(1)精餾段流量由txy圖可知：塔頂流出液的平均摩爾質(zhì)量：=106.03 kg/kmol進料板上的組成：，進料板的平均摩爾質(zhì)量=105.52 kg/kmol精餾段液相的平均摩爾質(zhì)量為（+）/2=105.78 kg/kmol塔頂氣相的平均摩爾質(zhì)量為kg/kmol進料板氣相的平均摩爾質(zhì)

10、量為=95.6 kg/kmol精餾段氣相的平均摩爾質(zhì)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： （2）提餾段流量 定性溫度計算進料板溫度t3=98.08 塔底溫度=122.11 定性溫度tm=( t3 +)=110.1 平均摩爾質(zhì)量計算mv=y3ma+(1y3) mb=95.6kg/kmolml=x3ma+(1x3) mb=93.91kg/kmol塔釜： =0.0283 =0.119 mv=ma+(1) mb=112.82kg/kmolml=ma+(1) mb=115.37kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量mv平均=104.21

11、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）=122.11 =774 kgm-3進料板液相密度x3 =0.379 進料板質(zhì)量分?jǐn)?shù)w3= x3ma/( x3ma+(1- x3) mb) =0.32=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/

12、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（3）塔徑的計算取板間距ht=400mm查篩板塔泛點關(guān)聯(lián)圖10428得cf20=0.078液相表面張力=15mn/m查得結(jié)果應(yīng)按c/ c20=（/20）0.2進行校正c= c20（/20）0.2=0.078（15/20）0.2=0.0736uf= c(l-v )/v1/2=1.132 m/s對本物系取泛點百分率為80%設(shè)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則，塔

13、徑 =0.626m根據(jù)塔設(shè)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(shè)計氣速： 堰長： 實際泛點百分率4.1.5塔盤的設(shè)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(shè)計取孔徑 孔間距開孔率4.1.6塔板流動性校核及負(fù)荷性能圖（1）流體力學(xué)的校核 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(yīng)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

14、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(dāng)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(nèi)的當(dāng)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(nèi)泡沫層高度0.45m液體在降液管內(nèi)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）（2）負(fù)荷性能圖 液相下限線，則則液相最小流量： 液相上限線取停留時間3s則液相最大流量：在負(fù)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(shè)計負(fù)荷，其漏液點孔速相應(yīng)的氣體流量第二點取，干板壓降 則，漏液點孔速： =漏

15、液點板上持液量：則求得 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(shè)計點相同令，求出相應(yīng)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(yīng)的氣體流量和液體流量為第二點取液氣質(zhì)量流率比氣液兩相參數(shù)： 霧沫夾帶分率： 從圖10-47【1】查得液泛百分率為92%，根據(jù)由圖10-42查得，液泛速度，由此可求得相應(yīng)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(jīng)設(shè)計的篩板塔：降液管內(nèi)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

16、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(fù)荷性能圖 操作彈性為4.1.6 塔高的設(shè)計計算精餾段實際塔高：5m提餾段實際塔高：塔頂設(shè)除沫器，富余高度取1m,塔底起到液封作用，取富余高度為1m,所以總的塔高為7.15m 4.2 列管式換熱器設(shè)計 本臺換熱器主要將釜液低品位能量進行再利用，對原料液進行初步預(yù)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，體現(xiàn)了節(jié)能環(huán)保的思想。4.2.1 換熱器熱量的衡算 將原料液用環(huán)境溫度20 預(yù)料到進料溫度60 需熱量： 冷料液流量 料液平均比熱容 料液溫度變化量則 換熱器總換熱量 依據(jù)表4-6 初步估算傳熱系數(shù)值取逆流時,由衡算關(guān)系式，

17、冷熱流體的溫度, 2 查圖4-19a得 初步確定換熱器采用單殼程 由于釜液流量較小，換熱器不易重標(biāo)準(zhǔn)系列中選擇，因此通過估算采用銅管 ，依據(jù)列管式換熱器流速范圍，初步確定管內(nèi)流速由物料衡算得 則 單程管子數(shù) 依據(jù)傳熱面積估算管子長度 選用4管程，則單程管長4.2.2殼程內(nèi)徑設(shè)計總管數(shù)164根，采用管中心距t=12mm,正三角形排列，采用面積相管原則： 確定殼程直徑d=0.1m，故折流擋板間距h=0.06m4.2.3 換熱器總傳熱系數(shù)的校核1管程對流傳熱系數(shù)管內(nèi)釜液流速 則對流傳熱系數(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(dāng)量直徑： 由表查得 3經(jīng)校核得總傳熱系數(shù)料液與釜

18、液均為清潔流體，故忽略污垢熱阻，由于換熱管為控制銅管，其導(dǎo)熱率較大，因而管壁熱阻也不可計。 則 與估計值相差不大4.2.4 實際傳熱面積 與估計值基本相似選擇換熱器傳熱面積： 則 即傳熱面積有21%的裕量4.2.5 換熱器簡圖 其各項參數(shù);管長1.65m，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1，管程數(shù)目4，接管尺寸60mm，排列方式正三角形錯列。4.3 離心泵選型4.3.1 計算平均粘度t=20時 查圖3，得 查圖5，得 原料液平均密度： 平均密度：4.3.2 計算管徑 流體質(zhì)量流量 則體積流量 取管內(nèi)流速 估算 管直徑 4.3.3 計算管路壓頭損失 若選用規(guī)格

19、參數(shù)水煤氣管 內(nèi)徑 管內(nèi)流速 所選水煤氣管的絕對粗糙度 則 相對粗糙度 查入圖，得摩擦系數(shù) 截止閥（全開） ，90彎頭一個 關(guān)口突然變大， 取管長為8m 則管路壓頭損失 4.3.4揚程的計算 由前面計算知原料罐與進料處的距離為 即，由于原料罐內(nèi)和進料口處壓力都可以近似為常壓，所以，以原料管內(nèi)液面為基準(zhǔn)列伯努利方程的揚程： 4.3.5最大允許安裝高度 根據(jù)已知流量,揚程h=5.956 .可從離心泵規(guī)格表中選用型號is65-50-160型號的離心泵.其允許的汽蝕量2.0-2.5 取最大流量下的值。這里取。已知：乙酸乙酯的安托因常數(shù)a=6.1395 b=1211.9 c=216.010 乙酸丁酯的安

20、托因常數(shù)a=6.1533 b=1368.5 c=204.0 t=20時 飽和蒸汽壓當(dāng)?shù)丨h(huán)境壓力，取吸入管長，吸入管的壓頭損失 泵的最大允許安裝高度 5設(shè)計總結(jié)本設(shè)計任務(wù)是進行乙酸乙酯和乙酸丁酯二元混合物的分離。本次設(shè)計采用塔設(shè)備連續(xù)精餾的工藝進行分離。在工藝流程設(shè)計時遵循技術(shù)先進、生產(chǎn)安全、經(jīng)濟合理的原則。為了合理利用熱能，在工藝流程設(shè)計時，我們利用塔底高溫的釜液通過熱交換器將常溫的原料液加熱至60后，然后泵進入精餾塔內(nèi)。塔頂出塔蒸汽采用全凝器冷凝和換熱器冷卻，操作回流比按照設(shè)計原始條件取r=6.8。塔釜采用間接蒸汽加熱。本設(shè)計充分體現(xiàn)節(jié)能理念，節(jié)約了冷卻水與加熱蒸汽，經(jīng)濟效益可觀。6參考文獻1 陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊名齋，化工原理.上下冊.第三版.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，20092王志魁，化工原理，第三版. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，20093賈紹義，柴誠敬，化工傳質(zhì)與分離過程，北京：化學(xué)工業(yè)出版社，20034黃璐 王保國 化工設(shè)計 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2001.25張洪流 化工原理-傳質(zhì)與分離技術(shù)分冊 北京：國防工業(yè)出版社，2009.96鄒華生 鐘理等 傳熱傳質(zhì)-過程設(shè)備設(shè)計 廣州：華南理工大學(xué)出版社，2007.67路秀林 王者相 塔設(shè)備 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2004.18匡國柱 史啟才 北京：化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計2001.10致謝 本課