乙醇30%、正丙醇70%_课程设计

1 1 设计任务设计任务 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 2 设计方案设计方案 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 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 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 冷凝水的走向 换热器内物料走壳程 冷却水走管程 3 3 精馏塔物料衡算精馏塔物料衡算 3 13 1 物料衡算物料衡算 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 kmol Xf 0 30 XD 0 99 XW 0 02 原料处理量 F 15000 1000 65 24 MA 208 71kmol h 总物料流量衡算WDF 塔底物料流量衡算 wD FD xx xx FW 208 71 0 99 0 30 0 99 0 02 148 46 kmol h 60 24 kmol h WFD 3 23 2 摩尔衡算摩尔衡算 原料液及塔顶 塔底产品的流量和平均摩尔质量 55 89 kg kmol BFAFF MxMM 1x 46 21 kg kmol BDADVDM MxMxM 1 59 82 kg kmol BWAWW MxMxM 1 冷却水 CWR 冷却器 E 105 冷却器 E 104 全凝器 E 103 冷却水 CW 4 4 塔体主要工艺尺寸塔体主要工艺尺寸 4 14 1 塔板数的确定塔板数的确定 4 1 14 1 1 塔板压力设计塔板压力设计 常压操作 即塔顶气相绝对压力 p kPa110 925 预设塔板压力降 kPa6 0 估计理论塔板数 16 估计进料板位置 10 塔底压力 kPa110 925166 0325 101 W P 进料板压力 kPa 进 P106 725 精馏段平均压力 kPa m P104 025 4 14 1 2 2 塔板温度计算塔板温度计算 温度 露点 气相组成关系式 1 00 00 BA A pp pp p p y 温度 饱和蒸汽压关系式 安托因方程 乙醇 2 48 231 05 1652 33827 7lg t pA 正丙醇 3 t pB 0 193 14 1375 74414 6lg 各层塔板压力计算公式 4 ABAA xpxpp 1 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 kPa78 625 D t102 538 A p48 029 B p 塔底 kPa kPa 100 065 W t219 145 A p108 706 B p 进料板 数据取自后文塔板物料衡算结果 kPa kPa99 093 f t175 976 A p85 983 B p 4 1 34 1 3 物料相对挥发度计算物料相对挥发度计算 根据上文求出的数据可得 B A p p 塔顶 2 135 D 塔底 2 016 W 进料板 2 047 F 平均相对挥发度 2 065 FWD 4 1 44 1 4 回流比计算回流比计算 最小回流比 5 pp pD xy yx R min 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 p p p p p x x x x y 065 11 065 2 11 6 7 联立得 0 30 0 469 p x p y 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 lg 1 1 lg min W W D D x x x x N 最适回流比4 378 min 0203 0 min 0917 0 min 3536 1 3748 0 RNNRopt 4 1 54 1 5 塔板物料衡算塔板物料衡算 精馏段操作线方程 代入数据得 D x R x R R y 1 1 1 y 0 814x 0 0558 提馏段操作线方程 代入数据得 W x R x R R y 1 1 W V R 0 011 1 532 xy 相平衡方程 x x y 065 1 1 065 2 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 64 1 6 实际塔板数的计算实际塔板数的计算 4 1 6 14 1 6 1 黏度 通过液体黏度共线图差得 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 110 513 8 乙醇 0 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 mPa s 0 350 A 正丙醇 smPa B 550 0 全塔平均黏度计算公式 BFAF xx lg1lglg 代入数据可得平均粘度smPa 491 0 4 1 6 24 1 6 2 总塔板效率总塔板效率 普特拉 博伊德公式 245 0 49 0 E 代入相关数据得 488 0 E 4 1 74 1 7 实际塔板数计算实际塔板数计算 精馏段板数199 EN 提馏段板数145 6 EN 总板数 不包括塔釜再沸器 33 N 4 24 2 塔径计算塔径计算 u V D S 4 4 2 14 2 1 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算 塔顶 kmolkgMxMxM BDADVDM 21 461 kmolgMxMxM BALDM k36 461 11 进料板 111 0 A x 205 0 B y kmolgMyMyM BAAFVFM k218 571 kmolkgMxMxM BFAFLFM 539 581 精馏段 kmolkgMMM VFMVDMVM 714 515 0 kmolkgMMM LFMLDMLM 448 525 0 4 2 24 2 2 平均密度计算平均密度计算 气相平均密度 有理想状态方程计算 即 3 803 1mkg RT MP m Vmm Vm 液相平均密度 塔顶 查手册有 625 78 D t 3 3 740 740 mkg mkg LDM A 进料板 查表有 908 92 F t 3 3 3 934 740 1 x 1 5 742 725 mkg x mkg mkg BBAA LFM B A 精馏段液相平均密度 467 7402 LFMLDMLM 3 mkg 4 2 34 2 3 液相表面张力计算液相表面张力计算 塔顶 查手册有 625 78 D t mmN ALDM 832 17 进料板 查表有 908 92 F t mmN A 2 16 mmN B 1 18 mmNMxMx BFAALFM 737 171 精馏段平均表面张力 mmN LM 739 172 778 17 7 17 4 2 44 2 4 塔径计算塔径计算 精馏段气液体积流率为 0412 0 00405 0 3600 965 1 3600 2 1 3 3 VL h h LM LM S VM VM S V L sm LM L sm VM V 取板间距mhmH LT 06 0 45 0 mhH TT 39 0 06 0 45 0 查史密斯关联图有 087 0 20 C m m u V D smUu smCU CC S V VL L 6 1D 442 1 4 203 1719 17 07 0 7 0 719 1 0849 0 20 739 17 087 0 20 max max 2 02 0 20 4 34 3 塔截面积塔截面积 sm A V u mA T S T 977 0 011 2 965 1 2 0116 1 4 22 4 44 4 精馏塔有效高度计算精馏塔有效高度计算 每隔 6 8 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 mHHHH H mH mHD 55 910 454 330 62 6 28211476 m5 1 4 1 2 1 BD B 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 13 min137 0 73860 017 60059 131 60 m MW q W WS w 储存釜液高度 m A q H T W 408 0 011 2 137 0 塔底空间高度 mmHHB4 1408 11 4 54 5 精馏塔热量衡算精馏塔热量衡算 4 5 14 5 1 塔顶冷凝器的热量衡算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 QV W Q L Q D Q 4 5 1 14 5 1 1 热量衡算式热量衡算式 WDLV QQQQ 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 24 5 1 2 基准态的选择基准态的选择 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 6252 78 W t 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 0 4 5 1 34 5 1 3 各股物料热量计算各股物料热量计算 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 38 0 2 2 21 1 1 r r mVmV T T THTH 式中 对比温度 C T T T r 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 6808 0 25 516 45 351 1 C r T T T 6814 0 25 516 775 351 2 C r T T T 因此 1 38 0 38 0 1 2 1 531 38 6808 0 1 6814 01 56 38 1 1 molkJ T T THH r r mVmV 对于丙醇 6898 0 75 536 25 370 1 C r T T T6554 0 75 536 7752 351 2 C r T T T 因此 1 38 0 38 0 1 2 1 130 43 6898 0 1 6554 0 1 44 41 1 1 molkJ T T THH r r mVmV 由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为 1 529 9467 130 4301 0531 3899 0 558 246 6722 99 1 6722 99 hkJ HxVHVxQ mVDmVDV 代入到热量衡算式中 可求得塔顶冷凝器带走的热量为 1 k529 9467 hJQ W 4 5 1 44 5 1 4 冷却水的用量冷却水的用量 设冷却水的流量为 则 m q W Q Cp t2 t1 m q 已知 t1 25 t2 45 以进出口水温的平均值为定性温度 35 2 4525 2 21 tt tm 查得水在 35 时的比热容为 Cpm 4 175kJ kg 5858 4 4322 82 2545 175 4 383 6892 12 hkmolhkg ttC Q q pm W m 4 5 24 5 2 全塔的热量衡算全塔的热量衡算 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 QF QW QD QL QW QV 图 4 3 全塔热量衡算图 4 5 2 14 5 2 1 热量衡算式热量衡算式 根据热量衡算式 可得 LWWDVF QQQQQQ 由设计条件知 5 0 05 L Q V Q V Q 0 95 F Q V Q D Q W Q W Q 式中 进料带入系统的热量 F Q 加热蒸汽带入系统的热量 V Q 馏出液带出系统的热量 D Q 釜残液带出系统的热量 W Q 冷却水带出系统的热量 W Q 热损失 L Q 4 5 2 24 5 2 2 各股物流的温度各股物流的温度 由上文计算结果 tF 92 908 tD 78 625 tW 99 093 4 5 2 34 5 2 3 基准态的选择基准态的选择 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 0 4 5 2 44 5 2 4 各股物流热量的计算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 209 90 3 908 92093 99625 78 m t 据 4 4 3 3 2 210 TaTaTaTaaCpm 查 汽液物性估算手册 得 乙醇 5111 4 418 3 315 2 213 1 11 0 10685 2 10024 7 10546 5 10628 0 396 4 KmolJa KmolJa KmolJa KmolJa KmolJa 正丙醇 5111 4 418 3 315 2 213 1 11 0 10216 3 10341 8 10310 6 10565 6 712 4 KmolJa KmolJa KmolJa KmolJa KmolJa 故乙醇的比热容为 11 41138 253 990 102 314 8 359 36310685 2359 36310024 7 359 36310546 5359 36310628 0396 4 KmolJ Cpm 丙醇的比热容为 11 41135 253 939 99 314 8 359 36310216 3359 36310341 8 359 36310310 6359 36310565 6712 4 KmolJ Cpm 由此可求得进料与釜残液的热量分别为 840 247093 625 78908 92 939 99 25 01 793 171 625 78908 92 990 10225 0793 171 625 78 1 625 78 1 molkJ tCxFtCFxQ FpmFFpmFF 268253 662 625 78093 99 939 9998 006 131 625 78093 99 990 10202 006 131 625 78 1 625 78 1 molkJ tCxWtCWxQ WpmWWpmWW 将以上结果代入到热量衡算式中 383 6892662 268253095 0840 247093 V Q 解得 1 8198 106746 hkJQV 热损失为 1 34 53378198 10674605 0 05 0 hkJQQ VL 4 5 2 54 5 2 5 加热蒸汽的用量加热蒸汽的用量 设加热蒸汽的用量为 m q 则 rqQ mV 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 r 2113kJ kg 由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为 1 52 50 2113 8198 106746 hkg r Q q V m 5 5 板主要工艺尺寸计算板主要工艺尺寸计算 5 15 1 溢流装置计算溢流装置计算 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 15 1 1 堰长堰长 w l 取 0 6D 0 96m w l 5 1 25 1 2 溢流堰高度溢流堰高度 W h 堰上液层高度 mh mh h W L OW 045 0015 006 0 06 0 015 0 5 1 35 1 3 弓形降液管宽度弓形降液管宽度 W Wd d和截面积和截面积 A Af f 由 lW D 0 6 查资料 得 Af AT 0 057 Wd D 0 125 故 Af 0 057AT 0 056 1 539 0 0877 m2 Wd 0 11D 0 125 1 4 0 157 m 依下式验算液体在降液管中停留时间 即 s5618 13 36001095 28 45 0 0877 0 3600 3600 4 h Tf L HA 故降液管的设计合理 5 1 45 1 4 降液管底隙高度降液管底隙高度 h h0 0 s039 0006 0 0 w hh 选用凹形受液盘 深度hW 0 05 m w h 5 25 2 塔板布置塔板布置 5 2 15 2 1 塔板的分块塔板的分块 因 D 800mm 故采用分块式 4 块塔板 5 2 25 2 2 边缘宽度的确定边缘宽度的确定 取mWmW cd 05 0 175 0 5 2 35 2 3 开孔区面积的计算开孔区面积的计算 开孔区面积 Aa按下式计算 r xr xrxAa 1 2 22 sin 180 2 其中 C Fd W D r WW D x 2 2 65 005 0 2 4 1 2 455 005 0175 0 2 4 1 2 mW D r mWW D x C Fd 0776 1 65 0 455 0 sin65 0 180 455 065 0455 02 sin 180 2 2 1222 1 2 22 m r xr xrxAa 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 0 0015 阀重 kg0 0246 阀孔孔径 m0 038 0 d 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mh065 0 作图得到排列阀孔数 n 242 阀孔总面积4 038 0 2 0 nA 真实阀孔气速 1 2 0 158 7 4 038 0242 965 1 sm A V u S o 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 12 V F u 0 0 上面求得代入上式得 F0 9 611 满足经验值 1 0 158 7 smu 所在范围 因此 阀数取 242 符合工艺要求 5 45 4 阀孔的流体力学验算阀孔的流体力学验算 5 4 15 4 1 塔板压降塔板压降 5 4 1 15 4 1 1 干板阻力干板阻力h hC C计算计算 阀全开前 0 0379m9 19 175 0 L o c u h 阀全开后 0 0339m 2 34 5 2 L Vo c g u h 式中hc 干板压降 m 液柱 u0 筛孔气速 m s 5 4 1 25 4 1 2 板上液层的有效阻力板上液层的有效阻力 1 h oww hhh 1 对于浮阀塔板 取 0 545 hw 外堰高 m how 堰上液流高度 m 代入数据得 0 0327m 1 h 液体表面张力产生的阻力较小 在计算时可忽略 h 5 4 1 3 总压降 每层塔板压降为 阀全开前 mhhh ct 0706 0 1 阀全开后 mhhh ct 0666 0 1 5 4 25 4 2 液泛液泛 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 Ltdd hhhH 指降液管中清夜层高度 d H 为板上清夜层高度 取值为 L hmhhh owwL 06 0 为塔板总压降 t h 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 d h 成 由于塔板上未设置进口堰 可按下式计算 0 00459m 0 0390 96 0 00405 2 0 2 0 22 ow S d hl L h 综上 阀全开前 mHd135 006 00706 000459 0 阀全开后 mHd131 006 00666 000459 0 取全开后的压降为设计压降 即mHd131 0 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 wT hHH d dwT HhH 297 0 045 045 0 6 0 可见 目前的设计数据符号要求 5 4 35 4 3 液沫夹带液沫夹带 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 100 78 0 100 36 1 2 1 TF VL V S bF S VL V S AKC V F AKC ZLV F K C A A AA mA W mD WDZ Z F f T fTb b d d 2 2 m m 2A m 2 m 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 1 251 26 100 011 212 0178 0 803 1467 140 803 1 965 1 100 78 0 235 27 100 781 112 01 2 1004 036 1 803 1467 140 803 1 965 1 100 36 1 2 1 TF VL V S bF S VL V S AKC V F AKC ZLV F 取较大值 27 251 塔径大于 900 mm F 1 sm158 7 o u mino u 稳定系数 922 1 724 3 158 7 min0 0 u u K 符合 K 1 5 2 0 故在本系统中无明显漏液现象 5 4 55 4 5 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 5 4 5 15 4 5 1 漏液线方程漏液线方程 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 OoS AuV min 式中 为阀孔总面积 O A 1 min 022 1 274 0 724 3 smAuV OoS 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 S L m3 s 1 002 1 002 1 002 1 002 1 002 S V 5 4 5 25 4 5 2 液沫夹带线液沫夹带线 2 3 6 107 5 fT a L v hH u e S S a V V u036 1 115 0011 2 owwLf hhhh 5 25 2 mhw045 0 3 2 S 3 2 L749 0 84 0 3600 1 1000 84 2 S ow L h 3 2 8733 11125 0 Sf Lh 3 2 8733 1338 0 SfT LhH 由 整理得到 气液 kgkg L e S v 1 0 1804 134713 2 7 112V 1074 17 107 5 2 3 3 2 S 3 6 液沫夹带线方程 3 2 722 25823 4 SS LV 取部分数据作出 关联表 S L S V m3 s 0 0007 0 0027 0 0047 0 0067 0 0087 0 0107 0 0117 0 0127 S L m3 s 4 62 4 323 4 101 3 909 3 735 3 574 3 497 3 423 S V 5 4 4 35 4 4 3 液相负荷下限线液相负荷下限线 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 m l L Eh w S ow 006 0 3600 1000 84 2 3 2 13 min 0 00439m sLs 5 4 4 45 4 4 4 液相负荷上限线液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限s4 则通过式 可得液相负荷上限线为 4 S Tf L HA 13 max 0 0129m sLS 5 4 4 55 4 4 5 液泛线液泛线 令 wtd hHH 由 dlpd hhhH hhhH cp 1 l hh 1 owwL hhh 联立 忽略 ow h 与 S L d h 与 S L c h 与 S V 的关系式代入 整理得 s SS LdLcbVa 3 2 22 式中 3 2 3 2 0 2 00 3600 11084 2 153 0 1 051 0 w w wt L v l Ed hlc hHb cA a 将有关数据代入求得 0591 1 183 121 22725 0 00429 0 d c b a 3 222 0591 1183 12122725 000429 0 sss LLV 在设计范围内 取部分 求出相应的 列表如下 S V S L m3 s 0 0007 0 0017 0 0037 0 0057 0 0077 0 0097 0 117 0 127 S L m3 s 7 144 7 028 6 834 6 648 6 457 6 253 6 033 5 915 S V 5 4 4 65 4 4 6 负荷性能图负荷性能图 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 s 1158 4 5752 0 3674 2 min max 3 min 3 max xS S S S V V