乙醇30%正丙醇70%课程设计报告书

1、1 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/cm 2（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：马市当涂县乌溪镇2

2、 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

3、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图： 冷凝水的走向 换热器物料走壳程，冷却水走管程3 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/kmol Xf =0.30 X D=0.99 X W=0.02 原料处理量 F=(150001000)( 65 24MA)=208.71kmol/h 总物料流量衡算 F D W塔底物料流量衡算：WFxD xFxD xw=208.71 0.99-0.30 0.99-0.02 =148.46 kmol/hD F W 60.24 kmol/h3.2 摩尔衡算

4、原料液及塔顶、塔底产品的流量和平均摩尔质量M F x F M A 1xFM B =55.89 kg/kmolVDMxD M A 1 xDM B =46.21 kg/kmolMWxWMAxWM =59.82 kg/kmol4 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=110.925 kPa预设塔板压力降： 0.6 kPa估计理论塔板数： 16估计进料板位置： 10塔底压力： PW 101.325 0.6 16 110.925 kPa进料板压力： P进 106.725 kPa精馏段平均压力： Pm104.025kPa4.1.2 塔板温度计算温度（露

5、点） - 气相组成关系式：00p0Ap p 0y 0 0 p p ApB(1)温度 - 饱和蒸汽压关系式（安托因方程）乙醇：lg p A 7 . 33827正丙醇：1652 .05t 231 .48lg p B 6 . 744141375 .14193 .0 t(2)(3)各层塔板压力计算公式：p pA xA pB 1 xA(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） 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

6、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： tD78.625 pA 102.538 kPapB 48.029 kPa塔底： tW100.065 pA 219.145 kPapB108.706 kPa进料板 (数据取自后文塔板物料衡算结果 ) ：t f99.093 pA175.976 kPapB85.983 kPa4.1.3 物料相对挥发度计算pA ，根据上文求出的数据可得：pB平均相对挥发度：D W F =2.0654.1.4 回流比计算最小回流比 RminxDy py px p(5)塔顶：D 2.135塔底：W = 2.016进料板：F =2.047q 线方程

7、：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：yp2.065 x(7)1.065 x6)，(7)联立得： x p =0.30yp =0.469代入式( 5)可以求得： Rmin=(x D-y P) (y P-x P)=(0.99-0.469) (0.469-0.30)=3.08最小理论板数Nminlg 1xDxD1 xWxW=4.20lg最适回流比 Ropt 0.3748 Nmi0n.0917 1.3536Nm0in.0203 Rmin 4.3784.1.5 塔板物料衡算精馏段操作线方程：R yxR11xD R 1 D，代入数据得：y=0.814x+

8、0.0558提馏段操作线方程：R 1 yx1 ，（ xWVR ），代入数据得RR WWy 1.532 x - 0.011相平衡方程 : y2.065x1 1.065x物料衡算过程模式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10.9900.980塔顶20.9810.96230.9670.93440.9430.88950.9060.82360.8500.73470.7760.62680.6870.51590.4190.259100.2050.111进料板110.1600.084120.1190.061130.0830.042140.0540

9、.027150.0300.015底层塔板160.0120.006塔釜4.1.6 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含量XY乙醇110.513.80.46.516.6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： A 0.350 mPa/s正丙醇： B 0.550 mPa / s全塔平均黏度计算公式 : lg 代入数据可得平均粘度4.1.6.2 总塔板效率普特拉博伊德公式： E 代入相关数据得： E4.1.7 实际塔板数计算xF lg A 1 xF lg B 0.491 mP

10、a / s0.2450.49 0.2450.488精馏段板数 N 精 9 E 19 提馏段板数 N 提 6.5 E 14 总板数 N 33（ 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M VDMxD M AxD M B46.21kg / kmolM LDMx1M Ax1 M B46.36kg /kmol进料板xA 0.1110 . 205M VFMyFMyA M B57 .218 k g / kmolM LFMxFMxF M58.539kg /kmol精馏段M VM0.5 M VDMM VFM51 .714 kg /kmolM LM0.5 M LDMM LFM52.44

11、8kg /kmol平均密度计算4.2.2 气相平均密度 有理想状态方程计算，即VmPm M VmRTm1.803 kg / m液相平均密度塔顶tD78 .625 查手册有：3A 740kg / m 3 3LDM 740 kg /m 3进料板t F 92.908 查表有 :3725kg / m 3742.5kg / mLFMxA/xB /3740 .934 kg / m 3精馏段液相平均密度LM( LDMLFM )/ 2 740.467 kg/m34.2.3 液相表面力计算塔顶tD78.625 查手册有：LDM17.832mN / m进料板tF 92.908 查表有 :16.2mN / m18.

12、1mN /mL FM x A M A1x F M B 17 .737 mN / m精馏段平均表面力ABLM (17.7 17.778) / 2 17.739mN / m4.2.4 塔径计算精馏段气液体积流率为VMVM3VS1.965 m 3 / s3600VMLMLM3LS0 .00405 m 3 / s3600LMLh(L/)1/2V0 .0412Vh取板间距 H T 0.45m板上液层高度 hL 0.06mH T hT 0.45 0.06 0.39m查史密斯关联图有：C20 0.087C C 20 ( 20L )0.20.087 (17 .739 ) 0.2200 . 0849U m ax

13、L V 1.719 m / s取安全系数为u 0.7U m ax4VS DSV0 . 7则空塔气速为：0.71.719 1.203 m / s1.442u按标准塔径圆整后1.6m4.3 塔截面积22.011 mAT1.6 2T4实际空塔速度为：VSAT1.965 0.977 m / s2.0114.4 精馏塔有效高度计算0.5 m ，设有人孔处板间距调整为 0.6 m 。同时，塔底、每隔 68 块塔板设一人孔，为 进料板和塔顶各设一人孔塔顶空间 塔底空间 裙座高度 全塔设HD HB H裙座6个人孔，精馏塔高度 H1.2m1.4m1.5m分别位于塔底、塔顶、6 - 2 0.6(337、14 、2

14、1、28 层塔板。- 4) 0.45 H裙座19.55 m1 m。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 釜液流量为：qwW SM W60131 .059 60 .017 0.137 m60 738min储存釜液高度：0 .1372 .0110 .408 m塔底空间高度：HBH 1 1.408 m 1.4m4.5 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QLQD4.5.1.1 热量衡算式QVQLQDQW式中 QV塔顶蒸气带入系统的热量；QL回流液带

15、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 78.6252 ，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使用 Watson 公式计算乙醇与正丙醇在 78.625 的汽化焓V H m(T1)V H m(T2) 11 TTrr220.38式中 TrT 对比温

16、度TC516.25K ，536.75KTr 1TTC351.450.6808 ,TrT2TC516.25因此，VHm1 V H m (T1 )(Tr 2 ) 0.3838.56V m 1 1Tr1 )对于丙醇：T370 .25TTr10 .6898 ,Tr2TC536 .752 TC因此，VHm1 V H m (T1 )(Tr 2 ) 0.3841.44V m 1 1Tr1TC临界温度查得乙醇与正丙醇的临界温度分别为：对于乙醇：由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为351 .775 0 .6814516.2510.68140.3838.531kJmol10.6808351.77520 . 655

17、4536 .7510.65540.3843.130kJmol10.6898QV VxD V H m乙醇 (99 .6722 ) V (1 xD ) V H m丙醇 (99 .6722 ) 246 .558 (0.99 38 . 531 0 .01 43 . 130 )19467 .529 kJ h 1 代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为1QW 9467 .529 kJ h 14.5.1.4 冷却水的用量设冷却水的流量为 qm水 ，则QW qm水Cp( t 2 t 1) 已知： t125 t 245以进出口水温的平均值为定性温度：tmt1t225 45235查得水在 35时的比热容

18、为：Cpm4.175kJ/(kg. )qm水QW6892 .383C pm (t 2 t 1)4.175 (45 25)82.4322 (kg /h) 4.5858 (kmol /h)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 Q F Q V Q D Q W Q W Q L 由设计条件知： QL 5%QV 0.05 QVQF 0.95 QV QD QW QW式中 QF 进料带入系统的热量QV 加热蒸汽带入系统的热量QD 馏出液带出系统的热量Q W 釜残液带出系统的热

19、量Q W 冷却水带出系统的热量QL 热损失4.5.2.2 各股物流的温度由上文计算结果：t F92.908 t D78.625 t W 99.093 4.5.2.3 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=04.5.2.4 各股物流热量的计算90 .209 . 即 363.359K由于温度变化不大，采用平均温度据: C pma0a1Ta2T 2a3T3a4T 4查汽液物性估算手册得：a04.396 Jmol 1K1乙醇：a10.62810 3 JmolK2a25.54610 5 JmolK3a37.02410 8 Jm

20、ol1K4a42.68510 11 JmolK5a04.712J mol1K1a16.56510 3 Jmol1K2正丙醇：a26.31010 5 Jmol1K3a38.34110 8J mol1K4a43.21610 11 Jmol1K5tm78 .625 99 . 093 92 .9083故乙醇的比热容为：C pm(4.39630.628 10 3363 .3595.546510 5 363.359 27.024108 363 .35933 2.6851110 114363 .359 4 )8.3141102 .990 J mol 1 K丙醇的比热容为：C pm (4.7126.56510

21、 3363 .3596.31010 5 363 .359 28.34110 5363 .3593 3.2161110 114363 .359 4 ) 8.31499939 JmolK1由此可求得进料与釜残液的热量分别为QFFx F C pm 乙醇 (t F78 .625 )F (1x F )C pm 丙醇 (t F78 .625 )171 .7930.25102.990(92.908 78 .625)171 .793(10.25 )99.939(92 .90878.625 )247093840 kJmol1)Q W Wx W C pm 乙醇 (t W 78 .625 )131 .06 0.02

22、 102 .990W (1x W131 .06 0.98 99 .9391268253.662 (kJ mol 1 )将以上结果代入到热量衡算式中(99 .093(99 .093)C pm 丙醇 (tW78 . 625 )78 .625 )78 . 625 )247093 .8400.95QV 0 268253 .6626892 .383解得： Q V106746 .8198 kJ h 1热损失为：QL 0.05QV0.051106746.8198 5337.34kJ h 14.5.2.5 加热蒸汽的用量。已知蒸气的压力为 5kgf /cm 2（绝压），设加热蒸汽的用量为 qm ，则： QV

23、qm r 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qmQV 106746 .8198 50.52 kgh121135 板主要工艺尺寸计算5.1 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5.1.1 堰长 l w取 lw =0.6D=0.96m5.1.2 溢流堰高度 hW堰上液层高度hOW 0.015取上层清夜层高度hL 0.06 mhW 0.06 0.0150.045 m5.1.3 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af由 l W/D=0.6查资料，得Af /A T=0.057 W d/D=0.1252故 Af =0.0

24、57A T=0.056 1.539=0.0877 m 2Wd=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13.618 5 s3600 Af HT 3600 0.0877 0.45 Lh 28.95 10 4 3600 故降液管的设计合理5.1.4 降液管底隙高度 h0h0 h w 0.006 0.039 s选用凹形受液盘，深度 hw hW=0.05 m5.2 塔板布置5.2.1 塔板的分块因 D800mm，故采用分块式， 4 块塔板。5.2.2 边缘宽度的确定取 Wd0.175m,Wc 0.05m5.2.3 开孔区面积的计算开孔区面积 Aa 按下式计算

25、Aa 2 x r 2 x 22r 1 xsin180 r其中：DxWdWFr2 D 2WCD x2D r2WdWCWF1.42Aa2 x r 21802 0.4550.65 21 .0776 (m2)1.420.05sin0.4550.175 0.050.65 (m)1(x)0.455(m)0.65 sin1800.4550.65=3mm碳钢板。5.3.4 阀孔计算 本流程所处理的物系无腐蚀性，可选用 采用 FIQ-4A 型浮阀，相关数据如下： 阀厚 /m 0.0015阀重 /kg 0.0246阀孔孔径 d0 /m 0.0380.065m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

26、= 0.075 m ，列宽 h 作图得到排列阀孔数 n = 242阀孔总面积 A00.038 2 / 4真实阀孔气速 uVSA01.9652422 7.158 m0.038 2 / 4浮阀全开时的阀孔气速称为阀孔临界气速。 下关系：阀孔临界气速与阀孔临界动能因子F0 有如u0F0其中 F0 的经验值为 912 。上面求得 u0 7.158m s 1代入上式得： F0 =9.611，满足经验值所 在围，因此，阀数取 242 符合工艺要求。5.4 阀孔的流体力学验算5.4.1 塔板压降5.4.1.1 干板阻力 hC计算0.175阀全开前： hc 19.9 uo 0.0379mL22g L阀全开后：

27、 hc 5.34 uo V 0.0339m式中 hc干板压降， m 液柱； u0筛孔气速， m/s；5.4.1.2 板上液层的有效阻力 h1h1hwow对于浮阀塔板， 取 0.545hw外堰高， m； how堰上液流高度， m； 代入数据得： h1 0.0327m液体表面力产生的阻力 h 较小，在计算时可忽略。5.4.1.3 总压降 每层塔板压降为阀全开前：ht h1 hc 0.0706 m阀全开后：ht h1 hc 0.0666 m5.4.2 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 H d hd ht hLHd 指降液

28、管中清夜层高度hL 为板上清夜层高度，取值为 hL hw how 0.06mht 为塔板总压降hd 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：L S 2 0.00405 2hd 0.2( S ) 2 0.2 ()2 0.00459mwo0.960.039综上，阀全开前：Hd0004590 .07060.060135 m阀全开后：Hd0004590 . 06660.060131 m取全开后的压降为设计压降，即 H d 0 .131 m 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

29、沫液体的高度不能超过上层塔板的出口堰，即H d H T hwHT hw 0.6(0.45 0.045) 0.297 H d可见，目前的设计数据符号要求。比。F15.4.3 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泛点率可由下列两式求得，然后采用计算结果中较大值：1.36 L S Z100 %F2KC F Ab0.78 KC F AT100 %Z 板上液体流程长度，m , 对单流型塔板：Z D 2W d ；D 塔径， m ；W d 将液管的宽度， m ；Ab板上液流面积，m ，对单流型塔板：A b AT2A f ；AT塔板截面积，m 2；A f 降液管截面

30、积，m 2 ；C F 泛点负荷系数，由图读 出；K 物性系数，见表。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 : F 1 80 % 82 % ;塔径小于 900 mm : F 1 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 。1 .36 L S ZVSKC F A b100 %1.9651 .803140 .4671 0 .121 .8031 .7811 .360.0041.2100 %27 .235VS0 .78KC F A T100 %1.9651 .80

31、3140 .4671 .8030 .780 .122 .011100 %26取较大值.25127.251 。塔径大于900 mm，F uomin稳定系数 Ku07.158 1.922u0m in3.724符合 K 1.5 2.0 ，故在本系统中无明显漏液现象。5.4.5 塔板负荷性能图5.4.5.1 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 : VS uomin AO式中， AO 为阀孔总面积。VS uomin AO 3.724 0.274 1.022m s 1 在设计围，任取几个 Ls值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于表 1

32、1-1 。3LS (m3/s) 0.0007 0.0017 0.0027 0.0047 0.0107VS (m3/s) 1.002 1.002 1.002 1.002 1.0023.25.4.5.2 液沫夹带线5.7 10 6H T hfVS2.011 0.1151.036VShf2.5hL 2.5 hw howhw0.045mhow2.84110002/33600 L S0.840.749 L23S1.8733 L液沫夹带线方程h f0 . 1125H T h f 0.338 1 .8733 L S33.2由 ev 5.7 10 6 3 7.112V S 20.1kg液 / kg气 整理得到

33、17.74 102 . 4713 13 .1804 LS32/3VS 4.823 25 .722 L2S/3取部分数据作出 LS、VS 关联表：L S(m3/s) 0.0007 0.0027 0.0047 0.0067 0.0087 0.0107 0.0117 0.01273VS(m3/s) 4.62 4.323 4.101 3.909 3.735 3.574 3.497 3.4235.4.4.3 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h 2.84 E 3600 L S owow 1000 l wLs min 0.00439m 3 s min1s13 0.

34、006 m 取 E 为 1, 可得液相负荷下限线：5.4.4.4 液相负荷上限线以 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限则通过式：AfHT4 可得液相负荷上限线为31LS max0.0129m 3 s 15.4.4.5 液泛线令 H dH t hw由Hdhp hlhdHphch1 hh1hlhLhwhow联立，忽略how 与 LS，hd与aVS2bcLS2dL2/ 3s式中LS， hc与VS 的关系式代入，整理得0.0512A0c0LhwHt0.153 / lw h0 232.84 10 3 E12/33600lw将有关数据代入求得：a 0.00429b 0.22725c 121 .183

35、d 1.059120.00429 V s20.22725121 .1832Ls21.0591 L2/3s在设计围，取部分 VS ，求出相应的 LS, 列表如下：3L S(m3/s) 0.0007 0.0017 0.0037 0.0057 0.0077 0.0097 0.117 0.1273VS (m3/s) 7.144 7.028 6.834 6.648 6.457 6.253 6.033 5.9155.4.4.6 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 m 3/sVS min=0.57524 m 3/s3VS,max 2.3674 m3 / s3V S，min 0. 5752 m / s