年产量3.8万吨乙醇正丙醇精馏塔设计

1、巢 湖 学 院化工原理课程设计 设计题目：年产量4.6万吨乙醇-正丙醇精馏塔设计 专业班级： 2011级应用化学 指导教师： 程磊 学生姓名： 沙园 学 号： 11009036 起止日期 2013.12.17-2012.12.31 目录1设计任务32设计方案43精馏塔物料衡算63.1 物料衡算63.2 摩尔衡算74塔体主要工艺尺寸74.1 塔板数的确定74.1.1 塔板压力设计74.1.2 塔板温度计算84.1.3 物料相对挥发度计算94.1.4 回流比计算94.1.5 塔板物料衡算104.1.6 实际塔板数的计算114.1.7 实际塔板数计算124.2 塔径计算124.2.1 平均摩尔质量计

2、算124.2.2 平均密度计算134.2.3 液相表面张力计算144.2.4 塔径计算144.3 塔截面积154.4 精馏塔有效高度计算154.5 精馏塔热量衡算164.5.1 塔顶冷凝器的热量衡算164.5.2 全塔的热量衡算185板主要工艺尺寸计算215.1 溢流装置计算215.1.1 堰长215.1.2 溢流堰高度215.1.3 弓形降液管宽度wd和截面积af215.1.4 降液管底隙高度h0225.2 塔板布置225.2.1 塔板的分块225.2.2 边缘宽度的确定225.2.3 开孔区面积的计算225.3 阀孔的流体力学验算255.3.1 塔板压降255.3.2 液泛265.3.3

3、液沫夹带275.3.4 漏液296设计筛板的主要结果汇总表301设计任务物料组成：乙醇30%、正丙醇70%（摩尔分数）；产品组成:塔顶乙醇含量>=99%，塔底釜液丙醇含量>=99%；操作压力：101.325kpa(塔顶绝对压力)；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25，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；年产量（乙醇）：4.6万吨；工作日：每年工作日为265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：巢湖2设计方案蒸馏装置包括精馏塔

4、、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，本课程设计中年产量大（46000吨/年），所以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。分配器产品贮罐再沸器釜液贮罐冷却器精馏塔原料预热器原料贮罐产品dl冷却器全凝器釜液wl由任务书给定，进料热状况为泡点进料，加热方式采用间接蒸气加热，设置再沸器。塔底设冷凝回流装置。工艺流程设计：原料液的走

5、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冷凝水的走向:换热器内物料走壳程，冷却水走管程冷却水cwr冷却器e-105冷却器e-104全凝器e-103冷却水cw3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/kmolxw=0.01 xd=0.99 xf=0.30d=46000×1000×0.99÷（265×24×46.07×0.99）=156.99kmol/hfxf=dxd+wxw （1） f=

6、d+w（2）联立求出：f=1125.28kmol/h w=976.25kmol/h 3.2 摩尔衡算原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量4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：18 估计进料板位置：12 塔底压力：pw=101.325+0.6×18 =112.125 kpa进料板压力：p逆=101.325+0.6×12 =108.525 kpa精馏段平均压力:m=104.925kpa4.1.2 塔板温度计算温度（露点）气相组成关系式：温度（露点）-气相组成关系式： (1)温

7、度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：乙醇： (2)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)由计算机绘图可求得操作温度及组分饱和蒸汽压；塔底：已知乙醇组成0.01，通过联立（2）、（3）、(4)并由计算机绘图可得实际操作温度及组分饱和蒸汽压。结果如下：塔顶：pa=102.48521 kpa pb=47.77768 kpa td=78.5436塔底：pa=203.39542k pa pb=100.29399 kpa td=96.8636进料板：pa=171.92655kpa pb=83.67461kp

8、a td=92.173254.1.3 物料相对挥发度计算4.1.4 回流比计算4.1.5 塔板物料衡算精馏段操作线方程：y =0.8603x +0.1383提馏段操作线: 用图解法求求理论板层数:用图解法求求理论板层数n=21根据图像得出x1=0.994 xf=0.316 yf=0.414.1.6 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xy乙醇10.513.8正丙醇9.116.5全塔平均温度为：89.1935 物料在平均温度下的粘度，通过查表可得：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

9、数:提馏段板数:总板数:n=44 (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: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:精馏段液相平均密度: 4.2.3 液相表面张力计算4.2.4 塔径计算精馏段气液体积流率为:按标准塔径圆整后d=2.2m4.3 塔截面积4.4 精馏塔有效高度计算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：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

10、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tw=78.4779，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，算出乙醇和正丙醇在78.4779时的气化焓分别为38.531 kj/mol、43.130 kj/mol由此可计算进入塔顶

11、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

12、4.5.2.2 各股物流的温度由上文计算结果：tf92.17325 td78.54361 tw99.4145 4.5.2.3 基准态的选择以101.33kpa、78.4779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:查汽液物性估算手册得： 由此可求得进料与釜残液的热量分别为热量损失为： 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

13、d=2.2m,可选单溢流的弓形降液管5.1.1 堰长查表得：=1.598m5.1.2 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查表，得:at/af =10故af=0.37994m2wd=0.344m 依下式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管的设计合理5.1.4 降液管底隙高度h05.2 塔板布置5.2.1 塔板的分块因d>800mm，故采用分块式，2块塔板。5.2.2 边缘宽度的确定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/m:

14、0.0015阀重/kg:0.0246阀孔孔径/m:0.038阀孔排列采用叉排方式按正三角形排列取正三角形排布，列宽h=0.075作图得到排列阀孔数:n = 420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9到12。上面求得代入上式得：f0 =11.535，满足经验值所在范围，因此，阀数取420符合工艺要求。5.3 阀孔的流体力学验算5.3.1 塔板压降5.3.1.1干板阻力hc计算式中hc干板压降，m 液柱；u0筛孔气速，m/s；5.3.1.2 板上液层的有效阻力对于浮阀塔板，取0.545 hw外堰高，m

15、； 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。5.3.1.3 总压降每层塔板压降为:阀全开前：阀全开后：5.3.2 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

16、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。5.3.3 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 = 0.112，由表查出,物性系数k = 1z=1.512m。取较大值64.42%。塔径大于900 mm，f < 0.8 0.82，符合工艺要求。5.3.4 漏液漏液点气速计算式：为漏液点动能因子，取值范围为56，本设计中取5。实际孔速:稳定系数:符合k> 1.5 2.0，故在本系统中无明显漏液现象。6设计筛板的主要结果汇总表序号 项目 数值1 平均温度 89.36442 平均压力 104.925 3 气相流量 4.188 4 液相流量 0.007821 5 实际塔板数 n 446 有效段高度h 22.05 7 塔径d，m 2.2 8 板间距ht，m 0.45 9 溢流形式 单溢流 10 降液管形