40组比赛报告

1、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t-x-y、x-y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0.4mpa（表压）的饱和水蒸汽，环境温度为

2、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78.29、107.66在此之间取温度（）：80.0、82.5、85.0、87.5、90.0、92.5、95.0、97.5、100、102.5、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（）8082.58587.59092.59597.5100102.5105乙醇/kpa110123.3133.3143.3160173.3186.3210226.6243.3266.6异丁醇/kpa33.637.841.846.452.756.462.768.276.484.592.7x0.8860

3、.7440.6510.5670.4530.3840.3120.2330.1660.1060.0495y0.9620.9050.8560.8020.7160.6570.5740.4830.3710.2550.130 计算举例 第一组x=0.886y=x=0.886=0.962根据上表绘出x-y图与t-x-y图如下所示乙醇-异丁醇y-x图（2）在x-y图上用图解法求理论板数计算过程：=46.069kg/kmol =74.1228kg/kmol=0.568 =在上图取为（0.968，0.968）做x=0.568垂直于x轴为q线方程交x-y线于点则rmin=r=2rmin=1.376取点（0，0.40

4、7）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（0.078，0.078）连接de为提留段操作线方程图解法求理论塔板数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4-4.5块，取则由，测精馏段填料层高度为提留段填料层高度为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h=16hetp=160.25=4m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： 第二预热器 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（）(用来计算物料的性质) （单位为图上单位

5、）cp乙醇7341480.1535异丁醇7512421.125蒸气/冷凝水条件序号项目单位数值备注1密度1000冷凝液2粘度cp0.8冷凝液3比热2.413蒸气44.2冷凝液5导热系数0.5冷凝液6质量流量未知7进口温度143.4蒸气8出口温度143.4饱和冷凝液9相变热2138.5物料条件序号项目单位数值备注1密度741.42粘度3比热3.074导热系数0.1635质量流量kg/h200006进口温度72.237出口温度87.3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）2) 查图4-19可得3）假设k=266.1 选换热器壳径/mm600管子尺寸/mm252.5公称压强/mpa2

6、.5管长/m3公称面积/m255.8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若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为2)核算压强降1.管程压强降 其中 设=0.1mm 查课本-re关系曲线得=0.03所以2.壳程压降 其中 取折流挡板间距h=0,15m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i2.壳程对流传热系数o取列管中心距t=32mm则取 则3取污垢热阻 参考附录 ，管内、外侧污垢热阻分别取为 4.总传热系数k0 管壁热阻取 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267.2，在规定的流动条件下，计算出的，故所选择的换热器

7、是合适的。安全系数为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（）：55.77工艺参数名称管程壳程物料名称物料400kpa水蒸汽操作温度72.2387.3143.4143.4流量，200001557.67流体密度，1000流速，1.160.6传热量，总传热系数，对流传热系数污垢系数，程数11推荐使用材料碳钢碳钢管子规格252.5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

8、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0%36不凝气体0%4质量流量304.1784kg/h37质量流量20000kg/h5入口温度143.4c38入口温度72.23c6沸点143.4c39出口温度82.7c7热量-180.6919kw40热量178.5731kw8平均比热4.2kj/(kg.k)41平均比热3.07kj/(kg.k)9密度1000kg/m342密度741.4kg/m310动力粘度0.8cp43动力粘度0.0824cp11导热系数0.5w/(m.k)44导热系数0.163w/(m.k)12表面张力

9、dyne/cm45表面张力dyne/cm13蒸汽比热2.413kj/(kg.k)46蒸汽比热kj/(kg.k)14蒸汽密度2.1618kg/m347蒸汽密度kg/m315蒸汽粘度pa.s48蒸汽粘度cp16相变热2138.5kj/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0.02542969m255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0.240555

10、9m/s58限制流速3m/s26压力降mpa59实际流速0.097356m/s27污垢热阻0m2.k/w60压力降3.76e-05mpa28膜系数8652.179w/(m2.k)61流通面积0.076969m229壳体材质低碳钢62污垢热阻0m2.k/w30保温材料岩棉板,壳63膜系数530.8393w/(m2.k)31保温层厚10mm64管内壁温84.74927c32环境温度20c65管外壁温143.0301c33平均壁温143.3281c66平均壁温113.8897c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396.289w/(m

11、2.k)69封头形式固定管板式77计算面积6.848621m270壳程热损1.1726%78实际面积55.80254m271要求富余度5%79实际富余度714.8%72流型逆流80运行状态73传递热量178.5731kw8174平均温度差65.79622c82所选换热器的型号g600-56-3-25-1换热器示意图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序号项目单位数值备注1密度734.8冷凝液2粘度0.455

12、冷凝液3比热1.56蒸气43.04冷凝液5导热系数0.154冷凝液6质量流量375.17kmol/h7进口温度78.7蒸气8出口温度78.7饱和冷凝液9相变热813.5取定性温度下循环水的物性数据如下序号项目单位数值备注1密度996.952粘度3比热4.1794导热系数0.60835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0%36不凝气体0%

13、4质量流量kg/h37质量流量346694.8kg/h5入口温度78.7c38入口温度20c6沸点78.29c39出口温度30c7热量kw40热量4024.581kw8平均比热2.3kj/(kg.k)41平均比热4.179kj/(kg.k)9密度734.8kg/m342密度996.95kg/m310动力粘度0.455cp43动力粘度0.90285cp11导热系数3.04w/(m.k)44导热系数0.6083w/(m.k)12表面张力dyne/cm45表面张力dyne/cm13蒸汽比热1.56kj/(kg.k)46蒸汽比热kj/(kg.k)14蒸汽密度1.59kg/m347蒸汽密度kg/m315

14、蒸汽粘度pa.s48蒸汽粘度cp16相变热813.5kj/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0.01792969m255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2.277673m/s27污垢热阻0m2.k/w60压力降0.01822601mpa28膜系数w/(m2.k)61流通面积0.0424

15、115m229壳体材质低碳钢62污垢热阻0m2.k/w30保温材料岩棉板,壳63膜系数6979.912w/(m2.k)31保温层厚10mm64管内壁温70.31749c32环境温度20c65管外壁温0c33平均壁温c66平均壁温35.15874c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/(m2.k)69封头形式固定管板式77计算面积m270壳程热损0.0692%78实际面积m271要求富余度15%79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53.13325c82所选换热器的型号g273-10-4-25

16、-2（6）板式塔和泵进行物性数据汇总（1） 平均摩尔质量（2） 物料横算由f=d+w（3） 精馏塔的气液相负荷l=rd=1.76135.93kmol/h=239.2kmol/hv=(r+d)d=2.76135.93kmol/h=375.17kmol/hl=l+f=325.2+239.2kmol/h=564.4kmol/hv=v=375.17kmol/h(4)操作压力取塔顶的压力为常压即101.325kpa整个塔的压降为20.265kpa则精馏段的平均压力 =104.71kpa（4） 操作温度由得t-x-y图知进料温度0.078得103.67精馏段的平均温度为=83（5） 平均摩尔质量的计算由=

17、0.968查得平衡图线=0.9670.96846.069+(1-0.968)74.1228=46.97kg/kmol0.96746.069+(1-0.967)74.1228=46.99kg/kmol进料板平均摩尔质量的计算由图解理论板得0.77查平衡曲线得0.530.7746.069+（1-0.7774.1228=52.52kg/kmol 0.5346.064+(1-0.53)74.128=59.25kg/kmol精馏段的平均摩尔质量为46.97+52.25/2=49.76kg/kmol46.99+59.25/2=53.12kg/kmol(7)平均密度的计算气体的平均密度液相塔顶的平均密度计算

18、78.7查得 进料板平均温度88.3查得 塔底的平均密度103.67 708 727（8）液体表面张力的计算塔顶：78.7 17.5mn/m 19mn/m17.50.95+190.05=17.58mn/m进料板88.3 16mn/m 18mn/m160.53+180.47=16.94mn/m塔底：103.6712mn/m 14mn/m120.05+14*0.95=13.9mn/m(9)粘度的计算塔顶液相平均粘度的计算78.7查得0.45cp 0.56cp0.95lg（0.45）+0.05lg（0.56）=-0.34 0.455cp进料液相平均粘度的计算87.3查得0.38 cp 0.54cpl

19、g0.53lg（0.38）+0.47lg（0.54） 0.448cp塔底液相平均粘度的计算103.67查得0.31cp 0.5cplg0.05lg(0.31)+0.47lg(0.54) 0.497cp（10）求全塔效率（78.7+103.67）/2=91.18553kpa 167kpa =167/53=3.150.4760.44420.3精馏段实际板数3/0.444=6.777 提留段实际板数6/0.444=13.614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平均密度表面张力 mn/m粘度塔顶处47.472101.327

20、8.746.97（气）46.99（液）734.8(液)17.580.455进料处61.499108.187.352.52（气）59.25（液）731.3（液）16.940.448塔底处72.717103.6713.90.497塔径的计算精馏段气液相体积流率为由其中c由计算 取塔间距0.50m 板上页面高度=0.06m则0.44m由史密斯关联图查得=0.095 =m/s取安全系数为0.7=0.7=0.72.16=1.51m/s=按标准塔径圆整后d=1.6m塔截面积=2.01实际的气速得=2.9/2.01=1.44m/s塔有效高度计算=60.5=3m=130.5=6.5m=9.5m全塔高度9.5m

21、，进料高度为6.5m泵选择原料流速为1m/s管径d= 根据管材规范直径d应选1083.5的管材，其内径为101mm，则实际流速为u=原料泵的选取=20 =72.33=46在此条件下查得=2.44pa =8418.7pa=+=2.440.568+8418.70.432=17496.1pa=772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两截面位差位差 两截面的静压头差 两截面处的动压头差直管阻力 管件阀门局部阻力 流体流经设备的阻力=6.5m = =7.8m两个全开阀损耗0.66m，2个孔板流量计局部阻力系数24两个标准弯头1.62=3.2=mm/s=0.014982=2.81

22、mh=6.5+0.69+7.8+0.49+2.18=18.29m取h=20m u=0.95m/s故选择is80-65-125泵原料液的流量q=校核泵的功率5.5kw符合条件允许安装高度的计算：=三、 思考题1、对于板式塔空塔气速，, 其中 对于填料塔当r=100mm 时假设u=0.5m/s 利用埃克特通用关联图假设为金属包耳环填料 所以纵坐标得到横坐标为 进一步解得 根据物料衡算式 带入 基本符合题目给的条件2、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。

23、但如果在物料组成应小于的虚线处进料则无法较好的分离。可以采取的方法有： 1、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

24、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

25、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量、增加塔板间距。减小空塔气速，减小气相流速，增加塔板间距。增加气体流速，适当减小筛板孔径。增加气相流速，使用双溢流或阶梯双溢流塔板。四、创新v 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。v 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。v 3、换热器选取经软件核算较准确。v 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。

26、 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。26/26工艺流程图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

27、利用和q线方程求得，进而求得了然后取系数1.8得到了（其中很多参数是设定的，如塔的效率定为45，回流比的系数取得1.8，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77.6塔釜温度98.9加热电压146.1全塔压降1.07进料温度44.2 结果：塔顶产品2.05kg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

28、，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，划分成各个单元操作，应当由擅长这方面的人去设计，但同时每个人都要对其他单元操作了解，因为各个单元之间是密切关联的，整个流程将各个操作联系起来。比赛前我们设计了两套流程，本想对两套流程分别进行计算比较后再进行选择，但由于时间的限制，我