乙醇_正丙醇精餾塔設(shè)計(jì)說明書

1、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)：起止日期目錄1. 設(shè)計(jì)任務(wù) 22. 設(shè)計(jì)方案 33.1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) 7塔板溫度計(jì)算 8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 10實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 11實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算 124.2塔徑計(jì)算 12平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 124.2.2 平均密度計(jì)算 13423液相表面張力計(jì)算 14424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

2、熱量衡算 16塔頂冷凝器的熱量衡算 16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) lw 21溢流堰高度hw 21弓形降液管寬度Vd和截面積A 22降液管底隙高度ho 225.2塔板布置 225.2.1 塔板的選用 22邊緣寬度和破沫區(qū)寬度的確定 23鼓泡區(qū)面積的計(jì)算 23浮閥的數(shù)目與排列 235.3閥孔的流體力學(xué)驗(yàn)算 255.3.1 塔板壓降 255.3.2 液泛 26液沫夾帶 27漏液 296. 設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總表 301 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

3、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 25C，出口溫度45C；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)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（15

4、000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)冷凝回流裝置。工藝流程設(shè)計(jì)：原料液的走向考慮到蒸氣壓力對(duì)設(shè)備要求等各方面的影響，選用的蒸氣壓力為5kgf/cm2冷凝水的走向換熱器內(nèi)物料走殼程，冷卻水走管程3.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 ，98mA982M AM

5、B0. 9846Xf45M?4555M A MB0. 5163塔頂易揮發(fā)組分回收率二DX/FXf=99%FXf二DX+WX (1)F=D+( 2)料液的平均摩爾質(zhì)量M=MX+M(1-Xf)=52.86 kg/kmol ,F=15000X 1000/72000/Mf=39.41 Kmol/h，則:d=3L110. 51630. 98460. 9920. 46 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M FxFM a1xFM B =52.86 kg/kmolMvDMxD M a 1 xDM b=46.29 kg/kmolMwx

6、wM a1xwM B=59.95kg/kmol4 塔體主要工藝尺寸4.1塔板數(shù)的確定塔板壓力設(shè)計(jì)常壓操作，即塔頂氣相絕對(duì)壓力 p=110.925 kPa預(yù)設(shè)塔板壓力降：0.6 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+0.6 X 18 =112.125 kPa 進(jìn)料板壓力：P進(jìn) 101.325+0.6 X 12 =108.525 kPa精餾段平均壓力：Pm 104.925kPaXa，塔板溫度計(jì)算則溫度（泡點(diǎn)）-氣相組成關(guān)系式:溫度（泡點(diǎn)）-PaPaXaPbPb 1 XaX APPb0液相組成關(guān)系式:PAPBpA0p0(1)P Pb0 0PaPb溫度-飽和蒸汽

7、壓關(guān)系式（安托因方程）乙醇:lg Pa7.336751648220t230.918丙醇:lg Pb6. 999911512. 940t 205. 807各層塔板壓力計(jì)算公式:P PaxaPb1XA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：FA=103.1102 kPa P b=48.09452 kPa t d=78.697C塔底：FA=222.41892k Pa P

8、 b=110.42089 kPa t d=99.4145 C進(jìn)料板：Pa=162.15676 kPa P b=78.55308 kPa t d=90.2008 C物料相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算Pa，根據(jù)上文求出的數(shù)據(jù)可得:Pb塔頂：d 2.1439塔底：W =2.01428進(jìn)料板：f =2.0643平均相對(duì)揮發(fā)度：,d w =2.078回流比計(jì)算最小回流比Rmin（5）yq Xqq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：yqXqiixq2. 078xq1 1. 078xq(6), (7)聯(lián)立得:Xq =0.5163,yq =0.68925,代入式（5）

9、可以求得：RminXd yqyq Xq0.98460.68925 了”？0. 689250. 5163最小理論板數(shù)NminXw= 11.8687 （包括再沸器）lg最適回流比 為 0.3748 Nm°'09171.3536Nm0.0203 Rmin 2.497塔板物料衡算精餾段操作線方程：R1yxXd，代入數(shù)據(jù)得:R 1 R 1y =0.714x +0.286提餾段操作線L qFW XwyLqFW X LqFW，( L RD)，代入數(shù)據(jù)得:y = 1.265x -0.0028相平衡方程：y用圖解法求求理論板層數(shù)2. 078x11.078x板層數(shù)yX注釋I10.98460.96

10、852120.9775240.954430.9674420.93463840.9533320.90766850.9340750.87209860.9086780.8272470.8766490.7737680.8384650.71411390.7958770.652334100.7517660.593065110.7094480.540238120.671730.496153Xn<XF=0.5163,進(jìn)料板130.6248340.444903140.5600020.379838150.4776950.305618160.3838070.230618170.2889310.16355918

11、0.2041020.109851190.1361620.070506200.086390.043524210.0522580.025849220.0298990.014615底層板230.0156880.007612XmXw=0.01074,再沸器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 Xi=0.968521，Xf=0.496153，yF=0.67173實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算4.161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止丙醇9.116.5全塔平均溫度為：tm=89.0558 °C物料在平均溫度下的粘度，通過查表可得：

12、乙醇： A 0.381 mPa/s正丙醇：b 0. 578mPa/ s全塔平均黏度計(jì)算公式：lg Xf lg A 1 Xf lg b代入數(shù)據(jù)可得平均粘度0. 47mPa/ s總塔板效率普特拉一博伊德公式：E 0.49代入相關(guān)數(shù)據(jù)得：E 0.493實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算精餾段板數(shù)N精11E23提餾段板數(shù)N提12E25總板數(shù)N=48 （包括塔釜再沸器）4.2塔徑計(jì)算平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂MVdmXdMA1 Xd Mb46. 286kg / kmolMldmX i Ma進(jìn)料板1 x1 Mb46. 512kg / kmolyF0.67173M/fmy f Ma1 yFMlfmX f Ma1Xf Mb精餾段M/m

13、0. 5 I4/dmM/fmM_m0. 5 IVLdmM_fmxF0. 496153Mb50. 676 kg / kmol53. 139kg / kmol48. 481kg / kmol49. 8255kg / kmol4.2.2 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VmPm%RTm1.6892kg / m3液相平均密度塔頂：tD78. 6971 C查手冊(cè)有:3A 740kg/mldm 740kg/m3進(jìn)料板：tF 90.2008 C查表有:進(jìn)料板液相質(zhì)量分率：aA= (0.496153 X 46.07 ) / (0.496153 X 46.07+0.503847 X 60.1 )=

14、0.43ABLFM3728kg / m742. 8kg / m31736. 36kg /Xa /A1X b /B精餾段液相平均密度LM(LDMLFM )/2738. 18 kg/m34.2.3液相表面張力計(jì)算塔頂：tD 78. 6971 C查手冊(cè)有：LDMA 17. 3mN/ m進(jìn)料板:tF90.2008 C查表有：A'16. 7mN/ mB18. 3mN/ mLFMX F A1X FB17.743mN/ m精餾段平均表面張力LM(17.74317. 3)/ 217.52mN/ m4.2.4塔徑計(jì)算精餾段氣液體積流率為VMm3V e5 U f1 1 1 ? OS3600 vmlM mm

15、/sf3600 lmLsL1/2/ v)0. 03511取板間距Ht 0.45m板上液層高度h_0.06 m3 mHthL0.45 0.06 0.39m查史密斯關(guān)聯(lián)圖有：C200.083C20(L)0. 220)0. 083(17.52)0.220 )0. 0808Umax C L V1.687m/ sV V取安全系數(shù)為0.7則空塔氣速為:uD0. 71.6870. 784m1. 181m/ s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后D=0.8m4.3塔截面積A0. 82420. 5027 m實(shí)際空塔速度為：VsU忑0. 57041 . 135 m / s0. 50274.4精餾塔有效高度計(jì)算精餾段有效高度為Z 精二

16、(N精-1 ) H二(23-1 ) X 0.45=9.9m,提餾段有效高度為Z 提二(N提-1 ) H二(25-1 ) X 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+0.8 X 3=23.1m4.5精餾塔熱量衡算 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)行熱量衡算熱量衡算式QVQl QdIQw式中 Q 塔頂蒸氣帶入系統(tǒng)的熱量;Q 回流液帶出系統(tǒng)的熱量;CD餾出液帶出系統(tǒng)的熱量;Qv 冷凝水帶出系統(tǒng)的熱量4.5.1.2 基準(zhǔn)態(tài)的選擇

17、上文中已經(jīng)求出塔頂蒸汽溫度tw 78. 6971 C，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。.專業(yè).整理.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 T 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IQv VXd V H m乙醇 V(1 Xd) vH m丙醇120231.358kJ h 1代入

18、到熱量衡算式中，可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為1Q'w 20231.358kJ h4.5.1.4 冷卻水的用量設(shè)冷卻水的流量為qm水，則IQ = qm水 G(t2 ti)已矢口 : t1 = 25C t2= 45Ct t 25 45以進(jìn)出口水溫的平均值為定性溫度：tm -12 35C2 2查得水在35C時(shí)的比熱容為：CP尸4.175kJ/(kg. C)Qw20231.358 l qm 水C pm (t2t1 )4.175 (45 25)沁嘶")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)行全塔的熱量衡算圖4-3全塔熱量衡算圖熱量衡算式根據(jù)熱量衡算式，可得由

19、設(shè)計(jì)條件知：Ql = 5%QV = 0.05 QVQf + 0.95 Qv = QD + Qw + Qw式中 Qf 進(jìn)料帶入系統(tǒng)的熱量Qv 加熱蒸汽帶入系統(tǒng)的熱量QD 餾出液帶出系統(tǒng)的熱量Qw 釜?dú)堃簬С鱿到y(tǒng)的熱量Qw 冷卻水帶出系統(tǒng)的熱量Ql 熱損失4.522 各股物流的溫度由上文計(jì)算結(jié)果：tF= 90.2008 C t d= 78.6971 C t心 99.4145 C4.5.2.3 基準(zhǔn)態(tài)的選擇以101.33kPa、78.4779 C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Q=04.5.2.4 各股物流熱量的計(jì)算78.697199.414590.2008389. 4375C

20、 .即 362.514K由于溫度變化不大，采用平均溫度據(jù):Cpma。a1Ta2T2asT3aqT4R查汽液物性估算手冊(cè)得：a°4.396Jmol 1K 1a10.628103Jmol 1K 2乙醇：a25.546105Jmol 1K 3a37.024108Jmol1 K 4a42.6851011Jmol 1K 5tma。4.712J mol 1 K 1a16.565 10 3 J mol 1 K 2止丙醇：a26.310 10 5 J mol 1 K 3a3 8.341 10 8 J mol 1 K 4a43.216 10 11J mol 1 K 5故乙醇的比熱容為:Cpm=75.0

21、7 J1 1molK丙醇的比熱容為Cpm=99.49 J1 1molK由此可求得進(jìn)料與釜?dú)堃旱臒崃糠謩e為QFFxFCpm乙 醇(tF78.6971F(1 xF)Cpn丙醇(tF 78.6971)353227 6422kJ h 1)CW WxCpn乙醇(tw 78. 6971) W(1 Xw)Cpn丙醇g 78.6971) 450768. 7606( kJ h 1)將以上結(jié)果代入到熱量衡算式中353227.6422 0.95QV 0 450768.7606 20231.358解得：QV 123971.0278kJ h 1熱量損失為：Ql 0.05Qv 6198.551kJ h4.525加熱蒸汽的

22、用量設(shè)加熱蒸汽的用量為，貝S： QVr5kgf/cm2 （絕壓）,查得該壓力下蒸汽的汽化熱為AmQVr123971.0278211358.67kg h已知蒸氣的壓力為r = 2113kJ/kg5 板主要工藝尺寸計(jì)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(zhǎng) iw取堰長(zhǎng) l w=0.800D,則 l w=0.64m5.1.2溢流堰高度hWhw=hi-h ow采用平直堰，堰上液層高度2.84 Lh 1h f =131000 X近似取 E=1，由 lw=0.64m, Lh=0.000958 x得：how=0.0085m,貝U hw=0.0515m3600=3.45m

23、/h,查圖由此可求得再沸器的加熱蒸汽用量為弓形降液管寬度W和截面積A由于 lw/D=0.8，查圖得：A/AT=0.142,Wd/D=0.2,則 A=0.0717mf, W=0.160m依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即3600AHt3600 0. 07仃 0.4533. 68s5s3600J0. 0009583600故降液管的設(shè)計(jì)合理降液管底隙高度ho取降液管底隙處液體流速U0' =0.07m/s,則h0=0.0214m,取 h°=0.025m5.2塔板布置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

24、直徑d°/m 0.039閥片直徑/m 0.048522 邊緣寬度和破沫區(qū)寬度的確定取W0. 07m, WC0.04m鼓泡區(qū)面積的計(jì)算鼓泡區(qū)面積Aa按下式計(jì)算2Aa2 x r2 X2r . i xsin -180 r其中：x DWdvyD2DWdWS0.8X22DWC0.8r0.0422WC0. 160.070.17 m)0. 36 m) 2Aa 2X“ 2 FK 1(X)2 0. 17. 0.3620. 1720. 362180.1 0.仃 sin0. 360. 2354( m2)5.2.4 浮閥的數(shù)目與排列取閥孔動(dòng)能因子F°=10,則孔速10Uo = T -= 7Jm/s

25、低 V1.6892每層塔板上的浮閥數(shù)為140.5704N =元=亓=63彳盃訕 J (0,039/X 770.907Aa=0.0390.907 X 033540.5704/7.7=6 6 nun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):因塔徑不大可以米用整塊式塔板，浮閥排列方式米用等邊三角形叉 排。取孔心距Uo=O.57O4/( n /4 x( 0.039 ) 2X 61)=7.83m/s0 5Fo=7.83 X 1.6892 =10.18閥孔動(dòng)能因數(shù)Fo變化不大仍在9-12范圍內(nèi)。塔板開孔率二u/uo=1.135/7.83 X 100%=14.5%5.3

26、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he計(jì)算閥全開前：九嚴(yán)19. 9 o(U0 < Uoc)L5. 34( U0 > U0c)2g L(1)(2)u閥全開后：hcioas 73.1f6892= 7-88mZs因U0VUOC,故按（2）式計(jì)算干板阻力，即hc19.9蘭 19.9 200.046m液柱L738.18式中he干板壓降，m液柱；比一一篩孔氣速,m/s;板上液層的有效阻力h1h1hw how對(duì)于浮閥塔板，取0.545hw外堰高，mhow堰上液流高度，m代入數(shù)據(jù)得：hi0.0327m液體表面張力產(chǎn)生的阻力h較小，在計(jì)算時(shí)可忽略。5.3.1.3 總壓降每層塔

27、板壓降為hth1hc0.0787m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Hd hd ht hLH d指降液管中清夜層高度hL為板上清夜層高度，取值為hL hw how 0.06mht為塔板總壓降hd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。由于塔板上未設(shè)置進(jìn)口堰，可按下式計(jì)算：hd0. 2( -L)20. 2 (0.000958)20.000212l who0.640.046綜上，Hd 0. 0002120. 07870. 060. 13891 m取全開后的壓降為設(shè)計(jì)壓降，即Hd0. 13

28、891m 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HdHt hwHt hw0.6(0. 45 0.0515)0.301Hd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1.36LSZ中較大值：F2KCf代100%0.78 KCfAt100%Z 板上液體流程長(zhǎng)度，m,對(duì)單流型塔板:Z D 2Wd；D 塔徑，m;Wd 將液管的寬度，m;代 板上液流面積，m，對(duì)單流型塔板：Ab At 2Af ；A 塔板截面積，m2;Af 降液管截面積，m2;Cf 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，由圖讀出；K 物性系數(shù)，見表。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 : F 1< 80 % 82 % ; 75 %;塔徑小于900 mm : F 1&