乙醇30%、正丙醇70%-课程设计

1 设计任务物料组成：为乙醇30%、正丙醇70%（摩尔分率）；产品组成:塔顶乙醇含量99%，塔底釜液丙醇含量98%；操作压力：101.325kPa(塔顶绝对压力)；回流液温度：为塔顶蒸汽的露点；加热体系：间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）；冷凝体系：冷却水进口温度20，出口温度45；热量损失：设备热损失为加热蒸汽供热量的5；料液定性：料液可视为理想物系；年处理量：15000吨；工作日：每年工作日为65天，每天24小时连续运行；进料方式：饱和液体进料，q值为1；塔板类型:浮阀塔板。厂址选地：马鞍山市当涂县乌溪镇2 设计方案蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，虽然本课程设计中年处理量较小（15000吨/年），但仍采用连续蒸馏的方式。蒸馏过程根据操作压力的不同，可分为常压、减压和加压蒸馏。本设计中，由于物料乙醇、正丙醇都是易挥发有机物，所以常压操作，塔顶蒸汽压力为大气压，全塔的压力降很小。由任务书给定，进料热状况为泡点进料，加热方式采用间接水蒸气加热，设置再沸器。塔底设冷凝回流装置。工艺流程设计：分配器A106产品贮罐V-103产品 再沸器E-102釜液贮罐V-102冷却器E-104精馏塔C-101原料预热器E-101原料贮罐V-101产品DL冷却器E-105全凝器E-103釜液WL 图： 原料液的走向考虑到蒸气压力对设备要求等各方面的影响，选用的蒸气压力为5kgf/cm2冷凝水WC再沸器E-102低压蒸气LM冷却水CWR冷却器E-105冷却器E-104全凝器E-103冷却水CW 图： 冷凝水的走向 换热器内物料走壳程，冷却水走管程3 精馏塔物料衡算3.1 物料衡算已知数据：乙醇的摩尔质量MA=46.07kg/kmol,正丙醇摩尔质量MB=60.1kg/kmolXf=0.30 XD=0.99 XW=0.02原料处理量F=（150001000）（6524MA）=208.71kmol/h总物料流量衡算塔底物料流量衡算：=208.710.99-0.300.99-0.02=148.46 kmol/h60.24 kmol/h3.2 摩尔衡算原料液及塔顶、塔底产品的流量和平均摩尔质量=55.89 kg/kmol=46.21 kg/kmol=59.82 kg/kmol4 塔体主要工艺尺寸4.1 塔板数的确定4.1.1 塔板压力设计常压操作，即塔顶气相绝对压力p= kPa预设塔板压力降： kPa估计理论塔板数：估计进料板位置：塔底压力：kPa进料板压力： kPa精馏段平均压力： kPa4.1.2 塔板温度计算温度（露点）-气相组成关系式： (1)温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：乙醇： (2)正丙醇： (3)各层塔板压力计算公式： (4)塔顶：已知乙醇的气相组成y为产品组成0.99，操作压力为常压，则通过联立（1）、（2）、(3)可求得操作温度及组分饱和蒸汽压；塔底：已知乙醇组成0.02，操作压力经初步计算为。通过联立（2）、（3）、(4)并进行迭代可得实际操作温度及组分饱和蒸汽压。（计算过程使用excel软件进行迭代计算）结果如下：塔顶： kPa kPa塔底： kPa kPa 进料板(数据取自后文塔板物料衡算结果)： kPa kPa4.1.3 物料相对挥发度计算，根据上文求出的数据可得：塔顶：2.135 塔底：= 2.016 进料板：=2.047 平均相对挥发度： =2.0654.1.4 回流比计算最小回流比 (5)q线方程：采用饱和液体进料时q=1,故q线方程为：xP=xF=0.30 (6)相平衡方程： (7)（6），（7）联立得：=0.30 =0.469代入式（5）可以求得：Rmin=(xD-yP) (yP-xP) =(0.99-0.469) (0.469-0.30)=3.08最小理论板数=4.20最适回流比4.3784.1.5 塔板物料衡算精馏段操作线方程：，代入数据得：y=0.814x+0.0558提馏段操作线方程：，（），代入数据得：相平衡方程:物料衡算过程模式:Yn-1 xn-1 yn xn yn+1 xn+1在同一塔板上的计算运用相平衡方程，上下塔板间的计算，运用操作线方程表：塔板物料数据层数y值x值备注10.990 0.980 塔顶20.981 0.962 30.967 0.934 40.943 0.889 50.906 0.823 60.850 0.734 70.776 0.626 80.687 0.515 90.419 0.259 100.205 0.111 进料板110.160 0.084 120.119 0.061 130.083 0.042 140.054 0.027 150.030 0.015 底层塔板160.012 0.006 塔釜4.1.6 实际塔板数的计算4.1.6.1 黏度（通过液体黏度共线图差得）乙醇、正丙醇黏度共线图坐标值物质含量XY乙醇110.513.80.46.516.6正丙醇9.116.5查表可得：全塔平均温度为：90.209 物料在平均温度下的粘度，通过查表可得：乙醇：正丙醇：全塔平均黏度计算公式:代入数据可得平均粘度4.1.6.2总塔板效率普特拉博伊德公式：代入相关数据得：4.1.7 实际塔板数计算精馏段板数提馏段板数总板数(不包括塔釜再沸器)4.2 塔径计算4.2.1 平均摩尔质量计算塔顶进料板 精馏段4.2.2 平均密度计算气相平均密度有理想状态方程计算，即 液相平均密度塔顶 查手册有：进料板 查表有:精馏段液相平均密度4.2.3 液相表面张力计算塔顶 查手册有：进料板 查表有: 精馏段平均表面张力4.2.4 塔径计算精馏段气液体积流率为取板间距查史密斯关联图有： 4.3 塔截面积4.4 精馏塔有效高度计算每隔68块塔板设一人孔，为0.5 m，设有人孔处板间距调整为0.6 m。同时，塔底、进料板和塔顶各设一人孔 以下为塔底空间的计算过程：取釜液在塔底停留时间为6 min，釜液距离底层塔板1 m。釜液流量为：储存釜液高度：塔底空间高度：4.5 精馏塔热量衡算4.5.1 塔顶冷凝器的热量衡算目的：对塔顶冷凝器进行热量衡算以确定冷却水的用量如图4-2所示，对精馏塔塔顶冷凝器进行热量衡算QV4.5.1.1 热量衡算式式中 QV塔顶蒸气带入系统的热量； QL回流液带出系统的热量； QD馏出液带出系统的热量； QW冷凝水带出系统的热量。4.5.1.2 基准态的选择上文中已经求出塔顶蒸汽温度，该温度也为回流液和馏出液的温度。同时，操作压力为101.325kPa。以塔顶操作状态为热量衡算基准态，则QL= QD=04.5.1.3 各股物料热量计算查得乙醇和正丙醇正常沸点为351.45K和370.25K，在正常沸点下的汽化焓分别为38.56kJ/mol、41.44kJ/mol使用Watson公式计算乙醇与正丙醇在78.625的汽化焓式中 对比温度 TC临界温度查得乙醇与正丙醇的临界温度分别为：516.25K，536.75K对于乙醇：,因此， 对于丙醇：,因此，由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为4.5.1.4 冷却水的用量设冷却水的流量为，则Cp(t2t1)已知：t125 t245以进出口水温的平均值为定性温度：查得水在35时的比热容为： Cpm4.175kJ/(kg.) 4.5.2 全塔的热量衡算目的：确定再沸器的蒸汽用量如图4-3所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算QFQWQDQLQWQV图4-3 全塔热量衡算图4.5.2.1 热量衡算式根据热量衡算式，可得由设计条件知： 5%0.05 0.95式中 进料带入系统的热量 加热蒸汽带入系统的热量 馏出液带出系统的热量 釜残液带出系统的热量 冷却水带出系统的热量 热损失4.5.2.2 各股物流的温度由上文计算结果：tF92.908 tD78.625 tW99.093 4.5.2.3 基准态的选择以101.33kPa、78.625的乙醇和正丙醇为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则QD=04.5.2.4 各股物流热量的计算由于温度变化不大，采用平均温度即363.359K据:查汽液物性估算手册得：乙醇： 正丙醇： 故乙醇的比热容为： 丙醇的比热容为： 由此可求得进料与釜残液的热量分别为 将以上结果代入到热量衡算式中解得： 热损失为： 4.5.2.5 加热蒸汽的用量设加热蒸汽的用量为，则：。已知蒸气的压力为5kgf/cm2（绝压），查得该压力下蒸汽的汽化热为 r2113kJ/kg由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为5 板主要工艺尺寸计算5.1 溢流装置计算因塔径D=1.6m,可选单溢流的弓形降也管，采用凹形受液盘5.1.1 堰长取=0.6D=0.96m5.1.2 溢流堰高度堰上液层高度5.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lW/D=0.6查资料，得Af/AT=0.057 Wd/D=0.125故Af=0.057AT=0.0561.539=0.0877 m2 Wd=0.11D=0.1251.4=0.157 m 依下式验算液体在降液管中停留时间，即s故降液管的设计合理5.1.4 降液管底隙高度h0s选用凹形受液盘，深度hW =0.05 m5.2 塔板布置5.2.1 塔板的分块因D800mm，故采用分块式，4块塔板。5.2.2 边缘宽度的确定取5.2.3 开孔区面积的计算开孔区面积Aa按下式计算其中： 5.3.4 阀孔计算本流程所处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板。采用FIQ-4A型浮阀，相关数据如下：阀厚/m0.0015阀重/kg0.0246阀孔孔径/m0.038阀孔排列采用叉排方式按正三角形排列取三角形孔心距t = 0.075 m，列宽作图得到排列阀孔数n = 242阀孔总面积真实阀孔气速浮阀全开时的阀孔气速称为阀孔临界气速。阀孔临界气速与阀孔临界动能因子F0有如下关系： ,其中F0的经验值为912。上面求得代入上式得：F0 =9.611，满足经验值所在范围，因此，阀数取242符合工艺要求。5.4 阀孔的流体力学验算5.4.1 塔板压降5.4.1.1干板阻力hC计算阀全开前：阀全开后：式中hc干板压降，m 液柱；u0筛孔气速，m/s；5.4.1.2 板上液层的有效阻力对于浮阀塔板，取0.545hw外堰高，m；how堰上液流高度，m；代入数据得：液体表面张力产生的阻力较小，在计算时可忽略。5.4.1.3 总压降每层塔板压降为阀全开前：阀全开后：5.4.2 液泛对于浮阀塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差造成的影响。液体通过降液管的压强降指降液管中清夜层高度为板上清夜层高度，取值为为塔板总压降指与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，主要有降液管底隙处的局部阻力造成。由于塔板上未设置进口堰，可按下式计算：综上，阀全开前： 阀全开后：取全开后的压降为设计压降，即乙醇与正丙醇属于不易发泡物质，其泡沫层的相对密度取0.6为防止液泛，应保证降液管中泡沫液体的高度不能超过上层塔板的出口堰，即可见，目前的设计数据符号要求。5.4.3 液沫夹带对浮阀塔板多采用泛点率来间接判断液沫夹带量。泛点率是设计负荷与泛点负荷之比。泛点率可由下列两式求得，然后采用计算结果中较大值： 计算得出的泛点率必须满足下述要求，否则应调整有关参数，重新计算。塔径大于900 mm : F1 80 % 82 % ;塔径小于900 mm : F1 65 % 75 %;减压塔：F1 75 % 77 % 由图读出，泛点负荷系数CF = 0.12，由表查出,物性系数K = 1。取较大值27.251。塔径大于900 mm，F 稳定系数符合K 1.5 2.0，故在本系统中无明显漏液现象。5.4.5 塔板负荷性能图5.4.5.1 漏液线方程阀孔气速要求不小于漏液点气速，当两者恰好相等时，刚好满足设计要求，故漏液线方程可以粗略的处理为: 式中，为阀孔总面积。在设计范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表11-1。(m3/s) 0.0007 0.0017 0.0027 0.0047 0.0107(m3/s) 1.002 1.002 1.002 1.002 1.0025.4.5.2 液沫夹带线由 整理得到液沫夹带线方程: 取部分数据作出、关联表：(m3/s) 0.0007 0.0027 0.0047 0.0067 0.0087 0.0107 0.0117 0.0127(m3/s) 4.62 4.323 4.101 3.909 3.735 3.574 3.497 3.4235.4.4.3 液相负荷下限线对于平直堰，堰上液层高度为0.006m作为最小液体负荷标准 取E 为1,可得液相负荷下限线：5.4.4.4 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限则通过式： 可得液相负荷上限线为:5.4.4.5 液泛线令由联立，忽略与，与，与的关系式代入，整理得式中将有关数据代入求得：在设计范围内，取部分，求出相应的,列表如下：(m3/s) 0.0007 0.0017 0.0037 0.0057 0.0077 0.0097 0.117 0.127(m3/s) 7.144 7.028 6.834 6.648 6.457 6.253 6.033 5.915 5.4.4.6 负荷性能图根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图:A 液沫夹带线；B 液泛线；C 漏液线D液相负荷上限线；E液相负荷下限线；F实际操作线由图可知，VS max=2.36742 m3/s VS min=0.57524 m3/s6 管径设计塔顶蒸气出口管的直径Dv操作压力为常压，蒸汽管中常用流速为，取由 所以选型如表12-1所示： 表12-1塔顶气体出口管规格名称 接管公称直径Dg(mm)接管 外径厚度规格 回流管的直径DR由于塔顶冷凝器安装在塔顶平台，回