分離乙醇--異丁醇課程設(shè)計(jì)

1、一、 設(shè)計(jì)題目：分離乙醇異丁醇混合液的浮閥精餾塔二、 原始數(shù)據(jù)及條件：生產(chǎn)能力：年處理量5萬噸；年開工7200小時(shí)原料：乙醇含量24%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），泡點(diǎn)進(jìn)料分離要求：塔頂乙醇含量不低于95%，塔底乙醇含量不高于5%塔板的工藝設(shè)計(jì)一、 精餾塔全塔物料衡算F：進(jìn)料量（kmol/s） :原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）D：塔頂產(chǎn)品流量(kmol/s) :塔頂組成W：塔底殘液流量(kmol/s) :塔底組成原料液乙醇的組成：塔頂組成：塔底組成：進(jìn)料量：F=5萬噸/年=物料衡算式：F=D+W F= D+ W聯(lián)立帶入求解：D=0.0087kmol/s W=0.022kmol/s二、 常壓下乙醇異丁醇汽液平

2、衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系溫度T80.082.585.087.590.092.595.097.5100.0102.5105.0107.50.91280.79190.67250.57390.46780.38520.31030.23800.16910.11030.05390.00260.97190.92530.86740.80980.73300.65780.57760.48410.37620.26040.14140.00741. 溫度利用表中數(shù)據(jù)由內(nèi)插法求得：、（1）= （2）= （3）= （4）精餾段平均溫度：=（5）提餾段平均溫度：=2. 密度已知：混合液密度： （=24%，=76%，為乙醇的

3、密度，為異丁醇的密度） 混合氣密度： （為平均相對分子質(zhì)量）塔頂溫度：=78.4氣相組成： 進(jìn)料溫度：=94.1 氣相組成： 塔底溫度：=103.9氣象組成： （1）精餾段液相組成：氣相組成：所以 （2）提餾段液相組成：氣相組成：所以 根據(jù)在不同溫度下乙醇和異丁醇的密度求得在、下乙醇和異丁醇的密度（單位：kg/m3）=94.l 查表得：=717.0 =736.0 則進(jìn)料液混合液的密度： =78.4 查表得：=733.0 =751.0 則混合液的密度： =103.9 查表得：=707.0 =726.0 則混合液的密度： 所以 3. 混合物的粘度精餾段的平均溫度：，查表得：MPas，MPas提餾段

4、的平均溫度：，查表得：MPas，MPas（1） 精餾段粘度： =0.39×65.27%+0.72×(1-65.27%)=0.50 MPas（2） 提餾段粘度： =0.32×20.76%+0.59×(1-20.76%)=0.53 MPas4. 相對揮發(fā)度由=0.337，=0.6064，得： =3.03同理：=0.9683，=0.9701 =1.06 =0.0781，=0.1966 =2.89則精餾段平均相對揮發(fā)度：提餾段平均相對揮發(fā)度：三、 熱量衡算1. 加熱介質(zhì)的選擇本設(shè)計(jì)選用120 oC的飽和水蒸氣作加熱介質(zhì)，水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不但成

5、本會相應(yīng)降低，塔結(jié)構(gòu)也不復(fù)雜2. 冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣，應(yīng)因地制宜地加以選用。本設(shè)計(jì)選用25 oC的冷卻水，選升溫10 oC，即冷卻水的出口溫度為35 oC。3. 熱量衡算（1） 冷凝器的熱負(fù)荷QC=(R+1)D(IVD-ILD) 式中 IVD：塔頂上升蒸氣的焓，ILD:塔頂餾出液的焓又 IVD-ILD = 式中 ：乙醇的蒸發(fā)潛熱，：異丁醇的蒸發(fā)潛熱蒸發(fā)潛熱的計(jì)算：蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系 ，式中 ：對比溫度。沸點(diǎn)/ oC蒸發(fā)潛熱HV(kJ/kg)TC/K乙醇異丁醇78.4108.1846527516.25538.15沸點(diǎn)下蒸發(fā)潛熱列表tD=78.4 oC時(shí)：乙醇 蒸發(fā)潛熱 kJ/k

6、g同理，異丁醇： 蒸發(fā)潛熱 kJ/kgIVD-ILD =0.9683×820+(1-0.9683)×562=811 kJ/kgQC=(R+1)D(IVD-ILD)=(4+1)×·D×811=811×5×0.0087×3600×46.8876=5.9×106 kJ/kg（2） 冷卻水消耗量 式中 ：冷卻水消耗量，kg/h：冷卻水在平均溫度下的比熱容，kJ/(kg·oC)t1,t2:冷卻介質(zhì)在冷凝器進(jìn)出口的溫度，oC oC，此溫度下水的比熱容=4.25 kJ/(kg·oC)所以k

7、g/h（3） 再沸器液負(fù)荷及全塔熱量衡算列表計(jì)算乙醇、異丁醇在不同溫度下混合物的比熱容Cp（單位：kJ/(kg·oC)）塔頂塔釜進(jìn)料精餾段提餾段乙醇異丁醇1.6043.2551.7093.4861.6173.3781.6333.3111.6783.426精餾段：乙醇：kJ/kg異丁醇：kJ/kg提餾段：乙醇：kJ/kg異丁醇：kJ/kg塔頂餾出液的比熱容：kJ/kg塔釜餾出液的比熱容：kJ/kg為簡化計(jì)算，現(xiàn)以進(jìn)料焓，即94.1 oC時(shí)的焓值為基準(zhǔn)。kg·h-1 kg·h-1kg·h-1 kg·h-1 對全塔進(jìn)行熱量衡算：QF+QS=QD+QW

8、+QC 所以，再沸器實(shí)際熱負(fù)荷 kg·h-1加熱蒸氣消耗量：查得：=2201.7kJ/kg，kJ/h（4） 熱量衡算結(jié)果表符號QC(kJ/h)WC(kg/h)QF(kJ/h)QD(kJ/h)QW(kJ/h)QS(kJ/h)Wh(kg/h)數(shù)值5.9×10613.9×1040-3.96×1041.89×1056.72×1063053四、 理論塔板的計(jì)算泡點(diǎn)進(jìn)料q=1，則q線方程為直線，即= （=33.7%），則根據(jù)最小回流比公式：精餾段：提餾段：最小回流比取較大的一個(gè)，則操作回流比R=1.5min=1.5×2.67=4.00精

9、餾段操作線方程為 提餾段操作線方程為 用梯形圖解法得出實(shí)際理論板數(shù)，板效率可用奧康奈爾公式：計(jì)算，其中：塔底與塔頂平均溫度下的相對揮發(fā)度，：塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度（1） 精餾段：=2.04，=0.50 MPas 則塊（2） 提餾段：=2.96，=0.53 MPas 則塊全塔所需實(shí)際塔板數(shù)為19塊全塔效率：，而加料板位置在第10塔板。五、 塔徑的初步設(shè)計(jì)1. 氣液相體積流量的計(jì)算由前面計(jì)算可知：=2.67，取R=1.5=1.5×2.67=4.0（1）精餾段：L=R×D=4.0×0.0087=0.035kmol/s V=(R+1)D=0.0435kmol/s

10、已知：=55.72kg/mol =51.93kg/mol =732.5kg/m3 =1.755kg/m3則質(zhì)量流量：體積流量： （2）提餾段：L=L+q×F=0.035+0.03=0.065kmol/s V=0.0435kmol/s 已知：=68.19kg/mol =62.76kg/mol =728.0kg/m3 =2.05kg/m3則質(zhì)量流量：體積流量： 2. 精餾段由u=(安全系數(shù))×，安全系數(shù)=0.60.8，此處取安全系數(shù)為0.7，式中C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：，（為板上液層高度，對于常壓塔一般取0.05m0.08m；對于減壓塔常取為0.025m0.

11、03m，此處為常壓塔）則，查得=0.048 圓整=2m，橫截面積，則空塔氣速3. 提餾段橫坐標(biāo)數(shù)值：同樣，取，則，查得=0.033 圓整=2m，橫截面積，則空塔氣速六、 溢流裝置1. 堰長:由塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系列化標(biāo)準(zhǔn)（單溢流型）查得：塔徑D=2m時(shí)，=1308mm(對于單溢流=(0.60.8)D)出口堰高：本實(shí)驗(yàn)采用平直堰，堰上液高度：，為塔內(nèi)液體流量，E近似取1。（1） 精餾段： 堰高：（2） 提餾段： 堰高：2. 弓形降液管的寬度和橫截面弓形降液管的寬度用表示，截面積用表示，設(shè)計(jì)中可根據(jù)堰長與塔徑之比由圖查得=1.38/2=0.654m，查圖得：，則 精餾段：提餾段：停留時(shí)間>5s，故

12、降液管可用。3. 降液管底隙高度（降液管下端與塔板間的距離）（1） 精餾段：取降液管底隙流速，則 ，取為0.02m（2）提餾段：，取為0.04m七、 塔板分布、浮閥數(shù)目與排列1. 塔板分布：此設(shè)計(jì)塔徑D=2.0m，采用分缺式塔板，以便通過人孔拆裝塔板2. 浮閥數(shù)目排列（1） 精餾段取閥孔能動因子=12，則孔速：每層塔板上浮閥數(shù)目：個(gè)取邊緣區(qū)的寬度=0.06m，破沫區(qū)的寬度=0.10m。計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即其中，所以浮閥排列方式采用等腰三角形叉排列，取同一橫排的孔心距t=75mm，則排間距：，塔板開孔率：（2） 提餾段取閥孔能動因子=12，則孔速每層塔板上浮閥數(shù)目：個(gè)同樣，取同一個(gè)橫排的孔

13、心距t=75mm，則排間距：，塔板開孔率：塔板流體力學(xué)計(jì)算一、 氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)=+，計(jì)算其中：與氣體通過浮閥塔板的干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱 ：與氣體通過板上液層的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱 ：與克服液體表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱1. 精餾段（1） 干板阻力：（2） 板上充氣液層阻力：取(充氣系數(shù))=0.5，（3） 液體表面張力所造成的阻力，此阻力很小，可以忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?0.054+0.035=0.089m 2. 提餾段（1） 干板阻力：（2） 板上充氣液層阻力：取=0.5，（3） 液體表面張力所造成的阻力，此阻力很小，可以忽略

14、不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?0.054+0.035=0.089m 二、 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液高度()，即=+：降液管中清液層高度，m液柱：板上清液層高度與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱：塔板壓降 ：板間距 ：出口堰高：安全系數(shù)（對易揮發(fā)泡系, 為0.30.5；對不易揮發(fā)泡系，為0.60.7）1. 精餾段（1） 單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?0.089m（2） 液體通過降液管的壓頭損失（3） 板上液層高度=0.07m，則=0.089+0.025+0.07=0.1615m取=0.5，已選定=0.45m，=0.060m，則()=0.

15、5×(0.060+0.45)=0.255，可見()，所以符合防止淹塔的要求。2. 提餾段（1） 單板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?0.089m（2） 液體通過降液管的壓頭損失（3）板上液層高度=0.07m，則=0.089+0.026+0.07=0.1616m取=0.5，已選定=0.45m，=0.051m，則()=0.5×(0.051+0.45)=0.2505，可見()，所以符合防止淹塔的要求。三、 物沫夾帶1. 精餾段泛點(diǎn)率：板上液體流經(jīng)長度：=D-2=2-2×0.248=1.504m板上液體流經(jīng)面積：= -2=3.14-2×0.2198=2.700m2取物性

16、系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)=0.103，則泛點(diǎn)率為2. 提餾段取物性系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)=0.101，則泛點(diǎn)率為<80%，符合要求四、 塔板負(fù)荷性能圖1. 物沫夾帶線泛點(diǎn)率，據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率80%計(jì)算。（1） 精餾段：，整理得=4.113-38.585在操作范圍內(nèi)，任取若干個(gè)值，計(jì)算如表所示：精餾段提餾段LS/(m3/s)VS /(m3/s)LS / (m3/s)VS/ (m3/s)0.0024.460.0024.040.014.120.013.732. 液泛線()=+=+，由此確定液泛線，忽略式中，()=+(H)+而 （為浮閥孔直徑，標(biāo)準(zhǔn)孔徑為0.0

17、39m）（1） 精餾段：整理得：（2） 提餾段：整理得：計(jì)算如表所示：精餾段提餾段LS1/(m3/s)VS1 /(m3/s)LS2 / (m3/s)VS2 / (m3/s)0.0012.090.0012.370.0031.870.0032.320.0041.760.0042.300.0071.980.0072.243. 液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于35s，停留時(shí)間以=5s作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則4. 漏液線對于F1型重閥，依F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則（1） 精餾段：（2） 提餾段：5. 液相負(fù)荷下限線取堰上層液高度hOW=0.019m作為液相負(fù)

18、荷下線條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線，取E=1.0，則，由以上15作出塔板性能復(fù)合線。浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目符號單位計(jì)算數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段塔徑Dm22板間距HTm0.450.45塔板類型單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速um/s0.69*0.435堰長lWm1.3081.308堰高h(yuǎn)Wm0.0600.051板上層液高度hLm0.070.089降液管底隙高h(yuǎn)0m0.0160.036浮閥數(shù)N119133等腰三角形排列閥孔氣速u0m/s9.068.38浮閥動能因子F01212孔心距tm0.0750.075同一橫排孔心距排間距 tm0.250.224相鄰橫排中心距離單板壓

19、降ppPa638.89634.96降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.16150.1616泛點(diǎn)率%24.6430.80氣相負(fù)荷上限(VS)maxm3/s5.857.62氣相負(fù)荷下限(VS)minm3/s1.92.0霧沫夾帶控制操作彈性1.61.8漏液控制塔附件設(shè)計(jì)一、 接管1. 進(jìn)料管采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下：，取=1.6m/s，L=731kg/m3 ，查標(biāo)準(zhǔn)系列選取54×42. 回流管采用直管回流管，取uR=1.6m/s，查標(biāo)準(zhǔn)系列選取54×43. 塔底出料管取uW=1.6m/s，直管出料，查標(biāo)準(zhǔn)系列選取54×44. 塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速u=20m/s，則，查標(biāo)準(zhǔn)系列選取325×7.55. 塔底進(jìn)氣管取u=23m/s，查標(biāo)準(zhǔn)系列選取299×7.56. 法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法，平焊法蘭，由不同的公稱直徑選用相應(yīng)法蘭（1） 進(jìn)料管接管法蘭：Pg6Dg50HG5010-58（2） 回流管接管法蘭：Pg6Dg50HG5010-58（3） 塔底出料管法蘭：Pg6Dg50HG5010-58（4） 塔頂蒸汽管法蘭：Pg6Dg320HG5010-58（5） 塔釜蒸氣進(jìn)氣法蘭：Pg6Dg320HG5010-58二、 筒體與封頭1. 筒體：壁厚選6mm，所用材質(zhì)為A3 2. 封頭：采用橢圓形封頭，查得