題 目 乙醇-正丙醇精餾塔的設計 目錄1設計任務32設計方案43精餾塔物料衡算63.1 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 塔板壓力設計74.1.2 塔板溫度計算84.1.3 物料相對揮發(fā)度計算94.1.4 回流比計算94.1.5 塔板物料衡算104.1.6 實際塔板數(shù)的計算114.1.7 實際塔板數(shù)計算124.2 塔徑計算124.2.1 平均摩爾質(zhì)量計算124.2.2 平均密度計算134.2.3 液相表面張力計算144.2.4 塔徑計算144.3 塔截面積154.4 精餾塔有效高度計算154.5 精餾塔熱量衡算164.5.1 塔頂冷凝器的熱量衡算164.5.2 全塔的熱量衡算185板主要工藝尺寸計算215.1 溢流裝置計算215.1.1 堰長215.1.2 溢流堰高度215.1.3 弓形降液管寬度Wd和截面積Af215.1.4 降液管底隙高度h0225.2 塔板布置225.2.1 塔板的分塊225.2.2 邊緣寬度的確定225.2.3 開孔區(qū)面積的計算225.3 閥孔的流體力學驗算255.3.1 塔板壓降255.3.2 液泛265.3.3 液沫夾帶275.3.4 漏液286設計篩板的主要結(jié)果匯總表291設計任務物料組成：乙醇31%、正丙醇69%（摩爾分數(shù)）；產(chǎn)品組成:塔頂乙醇含量99%，塔底釜液丙醇含量98%；操作壓力：101.325kPa(塔頂絕對壓力)；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：冷卻水進口溫度25，出口溫度45；熱量損失：設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；工作日：每年工作日為310天，每天24小時連續(xù)運行；進料方式：飽和液體進料，q值為1；塔板類型: 浮閥塔板。2設計方案蒸餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、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，本課程設計中年產(chǎn)量大，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。本設計中，由于物料乙醇、正丙醇都是易揮發(fā)有機物，所以常壓操作，塔頂蒸汽壓力為大氣壓，全塔的壓力降很小。由任務書給定，進料熱狀況為泡點進料，加熱方式采用間接蒸氣加熱，設置再沸器。塔底設冷凝回流裝置。工藝流程設計：原料液的走向分配器產(chǎn)品貯罐再沸器釜液貯罐冷卻器精餾塔原料預熱器原料貯罐產(chǎn)品DL冷卻器全凝器釜液WL考慮到蒸氣壓力對設備要求等各方面的影響，選用的蒸氣壓力為5kgf/cm2冷凝水WC再沸器E-102低壓蒸氣LM冷凝水的走向換熱器內(nèi)物料走殼程，冷卻水走管程冷卻水CWR冷卻器E-105冷卻器E-104全凝器E-103冷卻水CW3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/kmolD=4000010000.99（3002446.070.99）=120.59Kmol/h FXF=DXD+WXW （1） F=D+W（2）聯(lián)立求出：F=514.52Kmol/h W=393.93Kmol/h 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=55.7 kg/kmol=46.18kg/kmol=59.74kg/kmol4塔體主要工藝尺寸4.1 塔板數(shù)的確定 4.1.1 塔板壓力設計常壓操作，即塔頂氣相絕對壓力p= kPa預設塔板壓力降： kPa估計理論塔板數(shù)：18 估計進料板位置：12 塔底壓力：Pw=101.325+0.618 =112.125 kPa進料板壓力：101.325+0.612 =108.525 kPa精餾段平均壓力：104.925kPa 4.1.2 塔板溫度計算溫度（露點）-氣相組成關(guān)系式：溫度（露點）-氣相組成關(guān)系式： (1)溫度-飽和蒸汽壓關(guān)系式（安托因方程）：乙醇： (2)丙醇： (3)各層塔板壓力計算公式： (4)塔頂：已知乙醇的氣相組成y為產(chǎn)品組成0.99，操作壓力為常壓，則通過聯(lián)立（1）、（2）、(3)由計算機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0.01，通過聯(lián)立（2）、（3）、(4)并由計算機繪圖可得實際操作溫度及組分飽和蒸汽壓。結(jié)果如下：塔頂：PA=102.48521 kPa PB=47.77768 kPa tD=78.5436塔底：PA=203.39542k Pa PB=100.29399 kPa tD=96.8636進料板：PA=171.92655kPa PB=83.67461kPa tD=92.17325 4.1.3 物料相對揮發(fā)度計算，根據(jù)上文求出的數(shù)據(jù)可得：塔頂： 2.1450 塔底： =2.02799 進料板：=2.05470 平均相對揮發(fā)度： =2.075 4.1.4 回流比計算最小回流比 (5)q線方程：采用飽和液體進料時q=1,故q線方程為：Xq=XF=0.35 (6) 相平衡方程： (7)（6），（7）聯(lián)立得：=0.35 =0.537代入式（5）可以求得：最小理論板數(shù)=11.625（包括再沸器） 最適回流比3.592 4.1.5 塔板物料衡算精餾段操作線方程：，代入數(shù)據(jù)得：y =0.8603x +0.1383提餾段操作線 ，（），代入數(shù)據(jù)得：y = 1.4150x -0.0107相平衡方程:用圖解法求求理論板層數(shù)用圖解法求求理論板層數(shù)N=21根據(jù)圖像得出x1=0.994 xF=0.316 yF=0.41 4.1.6 實際塔板數(shù)的計算 4.1.6.1 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值物質(zhì)XY乙醇10.513.8正丙醇9.116.5全塔平均溫度為：89.1935 物料在平均溫度下的粘度，通過查表可得：乙醇：正丙醇：全塔平均黏度計算公式:代入數(shù)據(jù)可得平均粘度 4.1.6.2總塔板效率普特拉博伊德公式：代入相關(guān)數(shù)據(jù)得： 4.1.7 實際塔板數(shù)計算精餾段板數(shù)提餾段板數(shù)總板數(shù)N=44 (不包括塔釜再沸器) 4.2 塔徑計算 4.2.1 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂進料板 精餾段 4.2.2 平均密度計算氣相平均密度有理想狀態(tài)方程計算，即 液相平均密度塔頂：查手冊有：進料板： 查表有:精餾段液相平均密度 4.2 .3 液相表面張力計算塔頂：查手冊有：進料板： 查表有: 精餾段平均表面張力 4.2.4 塔徑計算精餾段氣液體積流率為m3/S取板間距為查史密斯關(guān)聯(lián)圖有： 按標準塔徑圓整后D=2.2m4.3 塔截面積4.4 精餾塔有效高度計算取釜液在塔底停留時間為6 min，釜液距離底層塔板1 m。釜液流量為：儲存釜液高度：塔底空間高度： 4.5 精餾塔熱量衡算 4.5.1 塔頂冷凝器的熱量衡算目的：對塔頂冷凝器進行熱量衡算以確定冷卻水的用量如圖4-2所示，對精餾塔塔頂冷凝器進行熱量衡算QV 4.5.1.1 熱量衡算式式中 QV塔頂蒸氣帶入系統(tǒng)的熱量； QL回流液帶出系統(tǒng)的熱量； QD餾出液帶出系統(tǒng)的熱量； QW冷凝水帶出系統(tǒng)的熱量。 4.5.1.2 基準態(tài)的選擇上文中已經(jīng)求出塔頂蒸汽溫度，該溫度也為回流液和餾出液的溫度。同時，操作壓力為101.325kPa。以塔頂操作狀態(tài)為熱量衡算基準態(tài)，則QL= QD=0 4.5.1.3 各股物料熱量計算 查得乙醇和正丙醇正常沸點為351.45K和370.25K，在正常沸點下的汽化焓分別為38.56kJ/mol、41.44kJ/mol，算出乙醇和正丙醇在78.4779時的氣化焓分別為38.531 kJ/mol、43.130 kJ/mol 由此可計算進入塔頂冷凝器蒸氣的熱量為代入到熱量衡算式中，可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為 4.5.1.4 冷卻水的用量設冷卻水的流量為，則Cp(t2t1)已知：t125 t245以進出口水溫的平均值為定性溫度：查得水在35時的比熱容為： Cpm4.175kJ/(kg.) 4.5.2 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，對精餾塔進行全塔的熱量衡算QFQWQDQLQWQV圖4-3 全塔熱量衡算圖 4.5.2.1 熱量衡算式 根據(jù)熱量衡算式，可得由設計條件知： 5%0.05 0.95式中 進料帶入系統(tǒng)的熱量 加熱蒸汽帶入系統(tǒng)的熱量 餾出液帶出系統(tǒng)的熱量 釜殘液帶出系統(tǒng)的熱量 冷卻水帶出系統(tǒng)的熱量 熱損失 4.5.2.2 各股物流的溫度由上文計算結(jié)果：tF92.17325 tD78.54361 tW99.4145 4.5.2.3 基準態(tài)的選擇以101.33kPa、78.4779的乙醇和正丙醇為熱量衡算的基準態(tài)，且忽略壓力的影響，則QD=0 4.5.2.4 各股物流熱量的計算由于溫度變化不大，采用平均溫度即362.514K據(jù):查汽液物性估算手冊得：乙醇： 正丙醇：故乙醇的比熱容為：Cpm=75.07 丙醇的比熱容為：Cpm=99.49 由此可求得進料與釜殘液的熱量分別為 將以上結(jié)果代入到熱量衡算式中解得： 熱量損失為： 4.5.2.5 加熱蒸汽的用量設加熱蒸汽的用量為，則：。已知蒸氣的壓力為5kgf/cm2（絕壓），查得該壓力下蒸汽的汽化熱為 r2113kJ/kg由此可求得再沸器的加熱蒸汽用量為5板主要工藝尺寸計算 5.1 溢流裝置計算因塔徑D=2.2m,可選單溢流的弓形降液管 5.1.1 堰長查表得：=1.598m 5.1.2 溢流堰高度堰上液層高度 5.1.3 弓形降液管寬度Wd和截面積Af查表，得AT/Af =10故Af=0.37994m2Wd=0.344m 依下式驗算液體在降液管中停留時間，即s故降液管的設計合理 5.1.4 降液管底隙高度h0s5.2 塔板布置 5.2.1 塔板的分塊因D800mm，故采用分塊式，2塊塔板。 5.2.2 邊緣寬度的確定取 5.2.3 開孔區(qū)面積的計算開孔區(qū)面積Aa按下式計算其中： 5.3.4 閥孔計算本流程所處理的物系無腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板。采用FIQ-4A型浮閥，相關(guān)數(shù)據(jù)如下：閥厚/m0.0015閥重/kg0.0246閥孔孔徑/m0.038閥孔排列采用叉排方式按正三角形排列取正三角形排布，列寬作圖得到排列閥孔數(shù)n = 420閥孔總面積真實閥孔氣速浮閥全開時的閥孔氣速稱為閥孔臨界氣速。閥孔臨界氣速與閥孔臨界動能因子F0有如下關(guān)系： ,其中F0的經(jīng)驗值為9到12。上面求得代入上式得：F0 =11.535，滿足經(jīng)驗值所在范圍，因此，閥數(shù)取420符合工藝要求。 5.3 閥孔的流體力學驗算 5.3.1 塔板壓降 5.3.1.1干板阻力hC計算閥全開前：閥全開后：式中hc干板壓降，m 液柱；u0篩孔氣速，m/s； 5.3.1.2 板上液層的有效阻力對于浮閥塔板，取0.545hw外堰高，m；how堰上液流高度，m；代入數(shù)據(jù)得：液體表面張力產(chǎn)生的阻力較小，在計算時可忽略。 5.3.1.3 總壓降每層塔板壓降為閥全開前：閥全開后： 5.3.2 液泛對于浮閥塔，液面落差很小，且本設計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降指降液管中清夜層高度為板上清夜層高度，取值為為塔板總壓降指與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊褐叨?，主要有降液管底隙處的局部阻力造成。由于塔板上未設置進口堰，可按下式計算： 綜上，閥全開前： 閥全開后：取全開后的壓降為設計壓降，即乙醇與正丙醇屬于不易發(fā)泡物質(zhì)，其泡沫層的相對密度取0.6為防止液泛，應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，即可見，目前的設計數(shù)據(jù)符號要求。 5.3.3 液沫夾帶對浮閥塔板多采用泛點率來間接判斷液沫夾帶量。泛點率是設計負荷與泛點負荷之比。泛點率可由下列兩式求得，然后采用計算結(jié)果中較大值： 計算得出的泛點率必須滿足下述要求，否則應調(diào)整有關(guān)參數(shù)，重新計算。塔徑大于900 mm : F1 80 % 82 % ;塔徑小于900 mm : F1 65 % 75 %;減壓塔：F1 75 % 77 % 。由圖讀出，泛點負荷系數(shù)CF = 0.112，由表查出,物性系數(shù)K = 1Z=1.512m。取較大值64.42%。塔徑大于900 mm，F(xiàn) 穩(wěn)定系數(shù)符合K 1.5 2.0，故在本系統(tǒng)中無明顯漏液現(xiàn)象。6設計篩板的主要結(jié)果匯總表序號 項目 數(shù)值1 平均溫度 89.36442 平均壓力 104.925 3 氣相流量 4.188 4 液相流量 0.007821 5 實際塔板數(shù) N 446 有效段高度H 22.05 7 塔徑D，m 2.2 8 板間距Ht，m 0.45 9 溢流形式 單溢流