40组__比赛报告

组数40组员李海龙、刘盼盼、王玉琳化化工学院目录一、题目3二、乙醇异丁醇TXY、XY图3理论板求解4填料塔类型和高度计算6工艺流程图6换热器计算与选取6板式精馏塔的设计和泵的选取及核算13三、思考题18四、创新20五、误差分析20一、题目某工厂利用发酵法生产酒精工艺过程中，产生一股乙醇与异丁醇的混合物，该混合物中含有乙醇45（质量百分数，下同）。现欲用常压精馏塔对上述混合物进行分离，要求分离后乙醇和异丁醇的纯度均不小于95。产品均需要冷却到40。塔釜采用外置再沸器，冷公用工程为循环水（2030），热公用工程为04MPA（表压）的饱和水蒸汽，环境温度为20。塔进料温度要求接近但不超过进料的饱和温度。二、（1）已知乙醇与异丁醇沸点分别为7829、10766在此之间取温度（）800、825、850、875、900、925、950、975、100、1025、105几点，分别在饱和蒸汽压曲线上查得相应的点位置，计算X，Y整理得温度（）808258587590925959751001025105乙醇/KPA11012331333143316017331863210226624332666异丁醇/KPA336378418464527564627682764845927X088607440651056704530384031202330166010600495Y09620905085608020716065705740483037102550130计算举例第一组X08860BAP136YX088609620P13根据上表绘出XY图与TXY图如下所示78298329882993299829103290020406081乙醇异丁醇的TXY图T/005105025035045050650750850951005105205305405056057058059051YX乙醇异丁醇YX图（2）在XY图上用图解法求理论板数计算过程46069KG/KMOLAM741228KG/KMOLB0568FX045/69/7128D0969/705/460954W在上图取为（0968，0968）做X0568垂直于X轴为Q线方程交XY,DAX线于点则RMIN,QY09685068QR2RMIN137609684713DRX取点（0，0407）为C点连接AC为精馏段操作线方程交Q线于D点，取E点为（0078，0078）,WX连接DE为提留段操作线方程图解法求理论塔板数005105025035045050650750850951005105205305405056057058059051YX画梯度级即可取的板数为9块（包括再沸器）从第四块板进料（3）若采用填料塔，采用520Y金属孔板波纹填料查的每米填料理论板数为445块，取则4TN10254THETPM由，测精馏段填料层高度为TZNA02537MZ精Z125079精提留段填料层高度为025618Z提提设计时取精馏段填料高度为1M，提留段填料层高度为2M根据分段高度定义H16HETP160254M不需分段（4）设计流程（见最后一页）。（5）换热器计算与选取第一预热器1221HPCPWCTTDTT2T出HDWM359477840028T第二预热器1231HPCPWCTTHWM3897706420281T3T物料预热器（进行了核算）由所给图查数据计算进口物料性质（）79MT用来计算物料的性质（单位为图上单位）CP乙醇7341483042101535异丁醇75124281125蒸气/冷凝水条件序号项目单位数值备注1密度3/KGM1000冷凝液2粘度CP08冷凝液32413蒸气4比热J/42冷凝液5导热系数W05冷凝液6质量流量未知7进口温度1434蒸气8出口温度1434饱和冷凝液9相变热/KJG21385物料条件序号项目单位数值备注1密度3/KGM74142粘度PAS5824103比热J/K3074导热系数W01635质量流量KG/H200006进口温度72237出口温度873饱和蒸气走壳程，物料走管程1试算和初选换热器的规格1）21037823958CWTW95865/HQKGHR221414763432LNLN8MT210TPT120TRT查图419可得098T621MTT3）假设K2661/WC260MQSKT选换热器58GI壳径/MM600管子尺寸/MM2525公称压强/MPA25管长/M3公称面积/M2558管子总数245管程数1管子排列方法正三角形实际传热面积2245310253157OSNDLM若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为209867/57OMKWMT2核算压强降1管程压强降其中12ITPPFN14TPN220794IINADM2016/3697SIIVUMSA1640871IEIUR5湍流）8设01MM查课本RE关系曲线得00302ID所以1237416430LUPPA222741639PA9537IPP2壳程压降其中12OSPFN1SSN01OCBUFN59124586CN17C取N取折流挡板间距H0,15M31905BLNH20670537COADNDM7/362183US0518750OER028028579OEF211069748P2202510635931BUHNPAD74816784OPPA计算表明管程和壳程都能满足要求3）核算总传热系数1管程对流传热系数IRE20871I3241056PRICP08042023167215637/PIIIICDUWMK2壳程对流传热系数O051/3014036PEOWCDU取列管中心距T32MM则2025105611973ODAHDMT07/369SVS22204405731OETDD785EOUR0320PR742581ED取则365WPAS0148W051/3201872596/2WM3取污垢热阻参考附录，管内、外侧污垢热阻分别取为4895SORM/W4710SIR2/4总传热系数K0管壁热阻取45/000442111/2735250251/15798906326884/SISOIIDDBRWMC（）由前面的计算可知，选用该型号换热器时要求过程的总传热系数为2672，2/WMC在规定的流动条件下，计算出的，故所选择的换热器是合适的。安全系284/WMC数为28467106换热器主要结构尺寸和计算结果表换热器形式列管式换热面积（）55772M工艺参数名称管程壳程物料名称物料400KPA水蒸汽操作温度722387314341434流量，/KGH20000155767流体密度，3M74131000流速，/S11606传热量，KW9258W总传热系数，2/K67/MC对流传热系数2637/K26/污垢系数，2/M408951SOR/41790SIR/程数11推荐使用材料碳钢碳钢管子规格2525管长，M3折流板形式上下壳径，MM600管数245为了保证所选换热器正确，我们用专业模拟软件进行了模拟，以下是软件模拟后生成的报告,所选换热器与我们的相同换热器大师THEM计算报告制表日期2009/12/4项目文件物料预热器壳程数据管程数据序号项目数值单位序号项目数值单位1流体相态蒸气冷凝34流体相态单相液体2流体类型热流体注释35流体类型冷流体注释3不凝气体036不凝气体04质量流量3041784KG/H37质量流量20000KG/H5入口温度1434C38入口温度7223C6沸点1434C39出口温度827C7热量1806919KW40热量1785731KW8平均比热42KJ/KGK41平均比热307KJ/KGK9密度1000KG/M342密度7414KG/M310动力粘度08CP43动力粘度00824CP11导热系数05W/MK44导热系数0163W/MK12表面张力DYNE/CM45表面张力DYNE/CM13蒸汽比热2413KJ/KGK46蒸汽比热KJ/KGK14蒸汽密度21618KG/M347蒸汽密度KG/M315蒸汽粘度PAS48蒸汽粘度CP16相变热21385KJ/KG49相变热KJ/KG17管子排列正三角形M50管程数1程18壳程数1程51管外径25MM19管心距32MM52管内径20MM20壳内径600MM53单程管长3000MM21挡板间距150MM54管子根数245根22流通面积002542969M255管子材质低碳钢23中心排管17根56管长选项标准计算24限制流速10M/S57指定管长M25实际流速02405559M/S58限制流速3M/S26压力降MPA59实际流速0097356M/S27污垢热阻0M2K/W60压力降376E05MPA28膜系数8652179W/M2K61流通面积0076969M229壳体材质低碳钢62污垢热阻0M2K/W30保温材料岩棉板,壳63膜系数5308393W/M2K31保温层厚10MM64管内壁温8474927C32环境温度20C65管外壁温1430301C33平均壁温1433281C66平均壁温1138897C计算结果序号项目数值单位序号项目数值单位67计算类型设计型75温差校正168放置形式水平76总传热系数396289W/M2K69封头形式固定管板式77计算面积6848621M270壳程热损1172678实际面积5580254M271要求富余度579实际富余度714872流型逆流80运行状态换热器示意图25共4根ABCD物料进口400KPA水蒸汽进口400KPA水蒸汽出口物料出口塔顶冷凝器塔顶冷凝器没有进行具体的计算，塔顶出料和所通的冷凝水的物性数据计算如下，然后用软件进行了简单的模拟为以后的冷凝器选型提供参考塔顶出料的物性参数如下73传递热量1785731KW8174平均温度差6579622C82所选换热器的型号G600563251序号项目单位数值备注1密度3/KGM7348冷凝液2粘度PAS0455冷凝液3156蒸气4比热J/304冷凝液5导热系数W0154冷凝液6质量流量37517KMOL/H7进口温度787蒸气取定性温度下循环水的物性数据如下2035MT序号项目单位数值备注1密度3/KG996952粘度PAS5902813比热J/K41794导热系数WM060835质量流量无6进口温度207出口温度30以下是模拟软件的根据以上数据的模拟报告8出口温度787饱和冷凝液9相变热/KJG8135换热器大师THEM计算报告制表日期2009/12/4项目文件塔顶冷凝器壳程数据管程数据序号项目数值单位序号项目数值单位1流体相态蒸气冷凝34流体相态单相液体2流体类型热流体注释35流体类型冷流体注释3不凝气体036不凝气体04质量流量KG/H37质量流量3466948KG/H5入口温度787C38入口温度20C6沸点7829C39出口温度30C7热量KW40热量4024581KW8平均比热23KJ/KGK41平均比热4179KJ/KGK9密度7348KG/M342密度99695KG/M310动力粘度0455CP43动力粘度090285CP11导热系数304W/MK44导热系数06083W/MK12表面张力DYNE/CM45表面张力DYNE/CM（6）板式塔和泵进行物性数据汇总（1）平均摩尔质量13蒸汽比热156KJ/KGK46蒸汽比热KJ/KGK14蒸汽密度159KG/M347蒸汽密度KG/M315蒸汽粘度PAS48蒸汽粘度CP16相变热8135KJ/KG49相变热KJ/KG17管子排列正三角形M50管程数1程18壳程数1程51管外径25MM19管心距32MM52管内径20MM20壳内径450MM53单程管长1500MM21挡板间距150MM54管子根数135根22流通面积001792969M255管子材质低碳钢23中心排管13根56管长选项标准计算24限制流速20M/S57指定管长M25实际流速M/S58限制流速3M/S26压力降MPA59实际流速2277673M/S27污垢热阻0M2K/W60压力降001822601MPA28膜系数W/M2K61流通面积00424115M229壳体材质低碳钢62污垢热阻0M2K/W30保温材料岩棉板,壳63膜系数6979912W/M2K31保温层厚10MM64管内壁温7031749C32环境温度20C65管外壁温0C33平均壁温C66平均壁温3515874C计算结果序号项目数值单位序号项目数值单位67计算类型设计型75温差校正168放置形式水平76总传热系数W/M2K69封头形式固定管板式77计算面积M270壳程热损0069278实际面积M271要求富余度1579实际富余度72流型逆流80运行状态73传递热量KW8174平均温度差5313325C82所选换热器的型号G27310425204569057412869/7/FDWKGMOLLM（2）物料横算03256149F由FDWFDWX1359/827KMOLH（3）精馏塔的气液相负荷LRD17613593KMOL/H2392KMOL/HVRDD27613593KMOL/H37517KMOL/HLLF32522392KMOL/H5644KMOL/HVV37517KMOL/H4操作压力取塔顶的压力为常压即101325KPA整个塔的压降为20265KPA则206513718FKPAP精馏段的平均压力10471KPAM（4）操作温度由得TXY图知进料温度0968DX78DT873FT0078得10367WWT精馏段的平均温度为832（5）平均摩尔质量的计算由0968查得平衡图线0967DX1Y1X096846069109687412284697KG/KMOLVM096746069109677412284699KG/KMOLLD进料板平均摩尔质量的计算由图解理论板得077查平衡曲线得053FYFX07746069（10777412285252KG/KMOLVFM053460641053741285925KG/KMOLLFM精馏段的平均摩尔质量为46975225/24976KG/KMOLVM46995925/25312KG/KMOLL7平均密度的计算气体的平均密度3VM10479617/83235MVKGMRTP液相塔顶的平均密度计算787查得DT374/AKG3/BKG180953LM进料板平均温度883查得FTA372/KGM3742/BKGM31/053472LFM塔底的平均密度10367708727WTA3/KGB3/KG317260/05978LFM（8）液体表面张力的计算塔顶787175MN/M19MN/MDTAB175095190051758MN/MLM进料板88316MN/M18MN/MFTAB16053180471694MN/MLM塔底1036712MN/M14MN/MWTAB1200514095139MN/MLM9粘度的计算塔顶液相平均粘度的计算787查得045CP056CPDTAB095LG（045）005LG（056）0340455CPLGLMLDM进料液相平均粘度的计算873查得038CP054CPFTABLG053LG（038）047LG（054）0448CPLMLFM塔底液相平均粘度的计算10367查得031CP05CPWTABLG005LG031047LG0540497CPLMLWM（10）求全塔效率（78710367）/291185T53KPA167KPA167/53315OBPOA04760444TE02450493176203PTN精馏段实际板数3/04446777精提留段实际板数6/044413614提共21块板。物性参数表物性位置平均摩尔质量MKG/KMOL操作压力PKPA操作温度T/平均摩尔质量KG/KMOL平均密度3KG/M表面张力MN/M粘度塔顶处47472101327874697（气）4699（液）7348液17580455进料处6149910818735252（气）5925（液）7313（液）16940448塔径的计算精馏段气液相体积流率为337514962/060VMSMS3208/3LSM由MAXLVCU其中C由计算022L12HLV1204836705349取塔间距050M板上页面高度006M则THL044M由史密斯关联图查得TLH009520022LC021694758516M/SMAXU7351616取安全系数为070707216151M/SAX按标准塔径圆整后4SDUV291563MD16M塔截面积20124TA实际的气速得29/201144M/S塔有效高度计算6053M1TNZH精精塔底处72717103671390497130565M1TNZH提提95M精提全塔高度95M，进料高度为65M泵选择原料流速为1M/S管径D根据管材规范直径D应选10835的管材，420983671VU其内径为101MM，则实际流速为U22440095/3671VMSD原料泵的选取20723346在此条件下查得244PA84187PA1T2TAP4B2440568841870432174961PAOPAOB410772045786为确定泵输送一定流量所需的扬程H,应对输送系统进行机械能衡算2123FFFPUHZGH两截面位差位差两截面的静压头差两截面处的动压头差2UG直管阻力管件阀门局部阻力流体流经设备的阻力1FH2F3FH65M78MZPG081350699M1F2LUDG两个全开阀损耗066M，2个孔板流量计局部阻力系数24两个标准弯头16232M2FHCUG2230695095048141M/S22670984SDNV管0014982281M3FHH65069780492181829M取H20MU095M/S故选择IS8065125泵原料液的流量Q320591/7MH校核泵的功率55KW20753QHNKW符合条件允许安装高度的计算,01OVRFPHSG32501749657188三、思考题1、对于板式塔空塔气速，,其中5/UMS不变212VD1620DM313754962/0V3078/S对于填料塔当R100MM时假设U05M/S利用埃克特通用关联图假设为金属包耳环填料2510/73516L水045LU3176/VKGM3/KGM所以纵坐标202025169873541VLU得到横坐标为进一步解得056VLW2LVW1LV根据物料衡算式带入基本符合题目给的条件341/SMH402SDU2、由于精馏塔仅有9块理论板,且进料位置偏下，根据对塔的计算将会导致的结果是提馏段板数减少,泡点下的物料全部进入提流段，导致分离不彻底。如上图所示，本在实线处进料组成为，有较好的分离效果。但如果在物料组成应FX小于的虚线处进料则无法较好的分离。可以采取的方法有FX1、调节回流比,使回流比增大。由于全回流时的分离效果是最好的，因此适当提高回流比的数值可以提高效率。2将泡点进料改为气液进料3、增大塔底再沸器的热负荷,使得下来的进料可以与更多的蒸汽进行传质传热3、为了判断塔顶底的物料是否符合要求可根据以下参数全塔压降可通过塔顶底的压强表测得，若压降偏大，即气相通过两板间压降增大，有可能使液体不能正常流下而发生液泛现象致使分离效果不好。塔顶或塔底的温度和压强温度结合压强可求得该温度下物料组成。灵敏板流量和浓度因为灵敏板物料的物性对于塔的微小变化有较大波动，所以可以用其作为实时监测的方法。4、塔的不正常现象和消除方法可由塔板的负荷性能图分析判断。1漏液线气相低于此线将发生严重的漏液现象。2雾沫夹带线气相负荷超过此线产生雾沫夹带现象。3液相负荷下限线液相低于此线时液体将不能均匀分布，导致板效率下降。4液相负荷上限线液体超过此线将发生气相返混现象。5液泛适宜操作条件应在此线以下。不正常现象液泛雾沫夹带漏液气相返混定义若塔内气液两相之一的流量增大使液体不能顺利下流层板产生积液并以此上升产生液泛。上升气流穿过塔板液层之时将板上液体带入上层塔板，造成液相返混，使得效率严重降低。当塔板在操作之时上升气体流速减小，气体通过升气孔道的动压不足以阻止板上液体流下。液相流速过大，使得液体在板上停留时间过短，将气相带入下层塔板，造成气相返混。消除方法适当增大液相流量或减小气相流减小空塔气速，减小气相流速，增加气体流速，适当减小筛板孔增加气相流速，使用双溢流或阶量、增加塔板间距。增加塔板间距。径。梯双溢流塔板。四、创新1、充分利用了塔顶和塔底出料的热量，用以加热原料液，并且自身冷却到了40，满足了题目的要求。2、将塔顶的料液引下来，利用了自身的势能，可节约泵的成本。3、换热器选取经软件核算较准确。4、鉴于查图存在误差，我们的数据通过纯物质化学性质查询软件校核。五、误差分析1、塔计算的误差物性计算时塔内温度与压强的对应有误差。由于题目未告诉塔内的压强，因此默认塔顶的压强为一个大气压，但可能与实际的情况有所偏离。2、换热器产生的误差按理想溶液且完全湍流，与真实存在偏差物性多为进出口平均温度的数值，因此与实际情况有不符冷凝器只进行了软件模拟，再沸器没有具体的计算3、泵的误差塔顶塔底产品预热原料液所使用的换热器局部阻力系数有误差。流速与实际情况可能存在误差。工艺流程图下水道图例产品泵进料泵再沸器预热器预热器进料预热器冷凝器釜液贮槽产品贮槽原料贮槽流量计温度计流量阀用来供热实验中遇到的问题和解决1在已知设备、进料组成、要求塔顶底纯度的情况下应该如何确定回流比和进料量从而保证在产品达标的情况下获得最大的产量。因为实验过程中不提供产品分析，因此实验开始时回流比R和进料量F的合理设定非常重要。我们利用和Q线方程求得，进而求得了PRCTQ1,QXY然后取系数18得到了（其中很多参数是设定的，如塔的效率MIN16R3R定为45，回流比的系数取得18，因此我们在回流比设定的理论计算上遇到了困难）2取塔釜液时取出的温度很低取塔釜液时的时候应当先往料槽中放一会，否则取出分析的液体可能是残存在管子中的。3进料量，回流比，塔釜加热电压，冷凝水流量都不稳定。对进料量和冷凝水用量应适时观察（流量会变小），发生改变时进行调整实验参数记录塔顶温度776塔釜温度989加热电压1461全塔压降107进料温度442结果塔顶产品205KG比赛感想为了解决这个题目，我们广泛的查阅资料，相互讨论，正是这个比赛给了我们一个动力和方向，我们既学会了怎样去查阅资料，知道了使用化工软件进行模拟，知道了如何对设备选型和校核，如何进行工艺设计，了解了许多设备及窗口的国家标准，还有很多工业实际精馏操作中所面临的问题，这些让我们对精馏、换热、泵等单元操作有了更系统的认识，同时加深了我们在化工原理中所学知识的理解，更重要的是让我们知道了工业生产中这些设备，流程是如何确定的，我们所学的知识究竟是如何去应用的。三个人共同完成一个课题，分工协作是非常重要的一部分，只在任务分配合理，才能在规定的时间内高效的完成。在实际的工程设计中应当了是如此，一个工艺流程的确定不会由一个人去完成，划分成