分离乙醇--异丁醇课程设计

1、一、 设计题目：分离乙醇异丁醇混合液的浮阀精馏塔二、 原始数据及条件：生产能力：年处理量5万吨；年开工7200小时原料：乙醇含量24%（质量分数，下同），泡点进料分离要求：塔顶乙醇含量不低于95%，塔底乙醇含量不高于5%塔板的工艺设计一、 精馏塔全塔物料衡算F：进料量（kmol/s） :原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量(kmol/s) :塔顶组成W：塔底残液流量(kmol/s) :塔底组成原料液乙醇的组成：塔顶组成：塔底组成：进料量：F=5万吨/年=物料衡算式：F=D+W F= D+ W联立带入求解：D=0.0087kmol/s W=0.022kmol/s二、 常压下乙醇异丁醇汽液平

2、衡组成（摩尔）与温度的关系温度T80.082.585.087.590.092.595.097.5100.0102.5105.0107.50.91280.79190.67250.57390.46780.38520.31030.23800.16910.11030.05390.00260.97190.92530.86740.80980.73300.65780.57760.48410.37620.26040.14140.00741. 温度利用表中数据由内插法求得：、（1）= （2）= （3）= （4）精馏段平均温度：=（5）提馏段平均温度：=2. 密度已知：混合液密度： （=24%，=76%，为乙醇的

3、密度，为异丁醇的密度） 混合气密度： （为平均相对分子质量）塔顶温度：=78.4气相组成： 进料温度：=94.1 气相组成： 塔底温度：=103.9气象组成： （1）精馏段液相组成：气相组成：所以 （2）提馏段液相组成：气相组成：所以 根据在不同温度下乙醇和异丁醇的密度求得在、下乙醇和异丁醇的密度（单位：kg/m3）=94.l 查表得：=717.0 =736.0 则进料液混合液的密度： =78.4 查表得：=733.0 =751.0 则混合液的密度： =103.9 查表得：=707.0 =726.0 则混合液的密度： 所以 3. 混合物的粘度精馏段的平均温度：，查表得：MPas，MPas提馏段

4、的平均温度：，查表得：MPas，MPas（1） 精馏段粘度： =0.39×65.27%+0.72×(1-65.27%)=0.50 MPas（2） 提馏段粘度： =0.32×20.76%+0.59×(1-20.76%)=0.53 MPas4. 相对挥发度由=0.337，=0.6064，得： =3.03同理：=0.9683，=0.9701 =1.06 =0.0781，=0.1966 =2.89则精馏段平均相对挥发度：提馏段平均相对挥发度：三、 热量衡算1. 加热介质的选择本设计选用120 oC的饱和水蒸气作加热介质，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成

5、本会相应降低，塔结构也不复杂2. 冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。本设计选用25 oC的冷却水，选升温10 oC，即冷却水的出口温度为35 oC。3. 热量衡算（1） 冷凝器的热负荷QC=(R+1)D(IVD-ILD) 式中 IVD：塔顶上升蒸气的焓，ILD:塔顶馏出液的焓又 IVD-ILD = 式中 ：乙醇的蒸发潜热，：异丁醇的蒸发潜热蒸发潜热的计算：蒸发潜热与温度的关系 ，式中 ：对比温度。沸点/ oC蒸发潜热HV(kJ/kg)TC/K乙醇异丁醇78.4108.1846527516.25538.15沸点下蒸发潜热列表tD=78.4 oC时：乙醇 蒸发潜热 kJ/k

6、g同理，异丁醇： 蒸发潜热 kJ/kgIVD-ILD =0.9683×820+(1-0.9683)×562=811 kJ/kgQC=(R+1)D(IVD-ILD)=(4+1)×·D×811=811×5×0.0087×3600×46.8876=5.9×106 kJ/kg（2） 冷却水消耗量 式中 ：冷却水消耗量，kg/h：冷却水在平均温度下的比热容，kJ/(kg·oC)t1,t2:冷却介质在冷凝器进出口的温度，oC oC，此温度下水的比热容=4.25 kJ/(kg·oC)所以k

7、g/h（3） 再沸器液负荷及全塔热量衡算列表计算乙醇、异丁醇在不同温度下混合物的比热容Cp（单位：kJ/(kg·oC)）塔顶塔釜进料精馏段提馏段乙醇异丁醇1.6043.2551.7093.4861.6173.3781.6333.3111.6783.426精馏段：乙醇：kJ/kg异丁醇：kJ/kg提馏段：乙醇：kJ/kg异丁醇：kJ/kg塔顶馏出液的比热容：kJ/kg塔釜馏出液的比热容：kJ/kg为简化计算，现以进料焓，即94.1 oC时的焓值为基准。kg·h-1 kg·h-1kg·h-1 kg·h-1 对全塔进行热量衡算：QF+QS=QD+QW

8、+QC 所以，再沸器实际热负荷 kg·h-1加热蒸气消耗量：查得：=2201.7kJ/kg，kJ/h（4） 热量衡算结果表符号QC(kJ/h)WC(kg/h)QF(kJ/h)QD(kJ/h)QW(kJ/h)QS(kJ/h)Wh(kg/h)数值5.9×10613.9×1040-3.96×1041.89×1056.72×1063053四、 理论塔板的计算泡点进料q=1，则q线方程为直线，即= （=33.7%），则根据最小回流比公式：精馏段：提馏段：最小回流比取较大的一个，则操作回流比R=1.5min=1.5×2.67=4.00精

9、馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 用梯形图解法得出实际理论板数，板效率可用奥康奈尔公式：计算，其中：塔底与塔顶平均温度下的相对挥发度，：塔顶与塔底平均温度下的液相粘度（1） 精馏段：=2.04，=0.50 MPas 则块（2） 提馏段：=2.96，=0.53 MPas 则块全塔所需实际塔板数为19块全塔效率：，而加料板位置在第10塔板。五、 塔径的初步设计1. 气液相体积流量的计算由前面计算可知：=2.67，取R=1.5=1.5×2.67=4.0（1）精馏段：L=R×D=4.0×0.0087=0.035kmol/s V=(R+1)D=0.0435kmol/s

10、已知：=55.72kg/mol =51.93kg/mol =732.5kg/m3 =1.755kg/m3则质量流量：体积流量： （2）提馏段：L=L+q×F=0.035+0.03=0.065kmol/s V=0.0435kmol/s 已知：=68.19kg/mol =62.76kg/mol =728.0kg/m3 =2.05kg/m3则质量流量：体积流量： 2. 精馏段由u=(安全系数)×，安全系数=0.60.8，此处取安全系数为0.7，式中C可由史密斯关联图查出横坐标数值：取板间距：，（为板上液层高度，对于常压塔一般取0.05m0.08m；对于减压塔常取为0.025m0.

11、03m，此处为常压塔）则，查得=0.048 圆整=2m，横截面积，则空塔气速3. 提馏段横坐标数值：同样，取，则，查得=0.033 圆整=2m，横截面积，则空塔气速六、 溢流装置1. 堰长:由塔板结构参数系列化标准（单溢流型）查得：塔径D=2m时，=1308mm(对于单溢流=(0.60.8)D)出口堰高：本实验采用平直堰，堰上液高度：，为塔内液体流量，E近似取1。（1） 精馏段： 堰高：（2） 提馏段： 堰高：2. 弓形降液管的宽度和横截面弓形降液管的宽度用表示，截面积用表示，设计中可根据堰长与塔径之比由图查得=1.38/2=0.654m，查图得：，则 精馏段：提馏段：停留时间>5s，故

12、降液管可用。3. 降液管底隙高度（降液管下端与塔板间的距离）（1） 精馏段：取降液管底隙流速，则 ，取为0.02m（2）提馏段：，取为0.04m七、 塔板分布、浮阀数目与排列1. 塔板分布：此设计塔径D=2.0m，采用分缺式塔板，以便通过人孔拆装塔板2. 浮阀数目排列（1） 精馏段取阀孔能动因子=12，则孔速：每层塔板上浮阀数目：个取边缘区的宽度=0.06m，破沫区的宽度=0.10m。计算塔板上的鼓泡区面积，即其中，所以浮阀排列方式采用等腰三角形叉排列，取同一横排的孔心距t=75mm，则排间距：，塔板开孔率：（2） 提馏段取阀孔能动因子=12，则孔速每层塔板上浮阀数目：个同样，取同一个横排的孔

13、心距t=75mm，则排间距：，塔板开孔率：塔板流体力学计算一、 气相通过浮阀塔板的压降可根据=+，计算其中：与气体通过浮阀塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱 ：与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱 ：与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱1. 精馏段（1） 干板阻力：（2） 板上充气液层阻力：取(充气系数)=0.5，（3） 液体表面张力所造成的阻力，此阻力很小，可以忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为=0.054+0.035=0.089m 2. 提馏段（1） 干板阻力：（2） 板上充气液层阻力：取=0.5，（3） 液体表面张力所造成的阻力，此阻力很小，可以忽略

14、不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为=0.054+0.035=0.089m 二、 淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度()，即=+：降液管中清液层高度，m液柱：板上清液层高度与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m液柱：塔板压降 ：板间距 ：出口堰高：安全系数（对易挥发泡系, 为0.30.5；对不易挥发泡系，为0.60.7）1. 精馏段（1） 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度=0.089m（2） 液体通过降液管的压头损失（3） 板上液层高度=0.07m，则=0.089+0.025+0.07=0.1615m取=0.5，已选定=0.45m，=0.060m，则()=0.

15、5×(0.060+0.45)=0.255，可见()，所以符合防止淹塔的要求。2. 提馏段（1） 单板压降所相当的液柱高度：=0.089m（2） 液体通过降液管的压头损失（3）板上液层高度=0.07m，则=0.089+0.026+0.07=0.1616m取=0.5，已选定=0.45m，=0.051m，则()=0.5×(0.051+0.45)=0.2505，可见()，所以符合防止淹塔的要求。三、 物沫夹带1. 精馏段泛点率：板上液体流经长度：=D-2=2-2×0.248=1.504m板上液体流经面积：= -2=3.14-2×0.2198=2.700m2取物性

16、系数K=1.0，泛点负荷系数=0.103，则泛点率为2. 提馏段取物性系数K=1.0，泛点负荷系数=0.101，则泛点率为<80%，符合要求四、 塔板负荷性能图1. 物沫夹带线泛点率，据此可作出负荷性能图的物沫夹带线，按泛点率80%计算。（1） 精馏段：，整理得=4.113-38.585在操作范围内，任取若干个值，计算如表所示：精馏段提馏段LS/(m3/s)VS /(m3/s)LS / (m3/s)VS/ (m3/s)0.0024.460.0024.040.014.120.013.732. 液泛线()=+=+，由此确定液泛线，忽略式中，()=+(H)+而 （为浮阀孔直径，标准孔径为0.0

17、39m）（1） 精馏段：整理得：（2） 提馏段：整理得：计算如表所示：精馏段提馏段LS1/(m3/s)VS1 /(m3/s)LS2 / (m3/s)VS2 / (m3/s)0.0012.090.0012.370.0031.870.0032.320.0041.760.0042.300.0071.980.0072.243. 液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s，停留时间以=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则4. 漏液线对于F1型重阀，依F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则（1） 精馏段：（2） 提馏段：5. 液相负荷下限线取堰上层液高度hOW=0.019m作为液相负

18、荷下线条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线，取E=1.0，则，由以上15作出塔板性能复合线。浮阀塔工艺设计计算结果项目符号单位计算数据备注精馏段提馏段塔径Dm22板间距HTm0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速um/s0.69*0.435堰长lWm1.3081.308堰高hWm0.0600.051板上层液高度hLm0.070.089降液管底隙高h0m0.0160.036浮阀数N119133等腰三角形排列阀孔气速u0m/s9.068.38浮阀动能因子F01212孔心距tm0.0750.075同一横排孔心距排间距 tm0.250.224相邻横排中心距离单板压

19、降ppPa638.89634.96降液管内清液层高度Hdm0.16150.1616泛点率%24.6430.80气相负荷上限(VS)maxm3/s5.857.62气相负荷下限(VS)minm3/s1.92.0雾沫夹带控制操作弹性1.61.8漏液控制塔附件设计一、 接管1. 进料管采用直管进料管，管径计算如下：，取=1.6m/s，L=731kg/m3 ，查标准系列选取54×42. 回流管采用直管回流管，取uR=1.6m/s，查标准系列选取54×43. 塔底出料管取uW=1.6m/s，直管出料，查标准系列选取54×44. 塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速u=20m/s，则，查标准系列选取325×7.55. 塔底进气管取u=23m/s，查标准系列选取299×7.56. 法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法，平焊法兰，由不同的公称直径选用相应法兰（1） 进料管接管法兰：Pg6Dg50HG5010-58（2） 回流管接管法兰：Pg6Dg50HG5010-58（3） 塔底出料管法兰：Pg6Dg50HG5010-58（4） 塔顶蒸汽管法兰：Pg6Dg320HG5010-58（5） 塔釜蒸气进气法兰：Pg6Dg320HG5010-58二、 筒体与封头1. 筒体：壁厚选6mm，所用材质为A3 2. 封头：采用椭圆形封头，查得