乙醇30%、正丙醇70%_课程设计

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：（塔顶绝压力）；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 C,出口温度45 C；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设计方案蒸储装置包括精微塔、原料预热器、蒸储釜（再沸器） 、冷凝器、釜液

2、冷却器和产品冷却器等设备。蒸储过程按操作方式的不同，分为连续蒸储和间歇蒸储两种流程。连续蒸储具有生产能力大，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），但仍采用连续蒸储的方式。蒸储过程根据操作压力的不同，可分为常压、减压和加压蒸储。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低压蒸气LM 再沸器E-102冷凝水 W

3、C冷却水CW全凝器E-103冷却器E-105冷却器E-104图：冷凝水的走向 换热器内物料走壳程，冷却水走管程3精微塔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/kmolXf =Xd= X原料处理量 F= (15000X 1000) / ( 65X24 X MA) =h总物料流量衡算 F D Wx Xl塔底物料流量衡算：W F D xFkmol/hD F W kmol/h摩尔衡算原料液及塔顶、塔底产品的流量和平均摩尔质量M F Xf M A 1XfM b =55.89 kg/kmolM VDM Xd M A 1XdM B =46.

4、21 kg/kmolM W Xw M A 1 Xw Mb =59.82 kg/kmol4塔体主要工艺尺寸塔板数的确定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：FW 101.325 0.6 16 110.925 kPa进料板压力：P进106.725 kPa精微段平均压力：Pm104.025kPa4.1.2 塔板温度计算温度（露点）-气相组成关系式：00y匹rP Pa Pb温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：lg Pb 6.744141375 .14193 .0 t各层塔板压力计算

5、公式：XaPbP Pa1Xa(4)乙醇：lg P A7.338271652 .05(2)t 231 .48正丙醇:塔顶：已知乙醇的气相组成 y为产品组成，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，操作压力经初步计算为。通过联立（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：tD78.625 cpA102.538 kPapB塔底：tw100.065 cPa219.145 kPaPb进料板（数据取自后文塔板物料衡算结果）：tf99.093 cpA175.976 kPapB2）、（3）、（4）并

6、进行迭代48.029 kPa108.706 kPa85.983 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塔顶:塔底:进料板:平均相对挥发度:4.1.4回流比计算最小回流比RminXdypVp Xpq线方程：采用饱和液体进料时q=1,故q线方程为:Xp=Xf =(6)相平衡方程:Xp2.065 xp11 .065 Xp(6),(7)联立得：X代入式(5)可以求得：Rmin=(x D-y p) /(yp-xp)=/最小理论板数N min,Xdlg1Xd1XwXwlg最适回流比 Ropt0.3748 NmiT71.3536Nm：0203Rmin4.1.5塔板物料衡算精福段

7、操作线方程:R1yX XdR 1 R 1，代入数据得:3-1y=+提福段操作线方程:R' 11-RX RXw 'RRy 1.532 x-0.011相平衡方程：y, V'，一 r(R' )，代入数据得:W2.065x1 1.065x物料衡算过程模式Xn-1y n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1塔顶2345678910进料板1112131415底层塔板16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1止丙醇查表可得：全塔平

8、均温度为：90.209 C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 Xf lg A 1Xf lg B代入数据可得平均粘度0.491 mPa /s4.1.6.2 总塔板效率普特拉一博伊德公式：E 0.490.245代入相关数据得：E 0.4884.1.7 实际塔板数计算精微段板数N蚌 9 E 19提储段板数N捍 6.5 E 14女E总板数N33（不包括塔釜再沸器）塔径计算4Vs4.2.1平均摩尔质量计算塔顶M vdmXdM aXd M b46.21kg/kmolM ldmXiM aXi M b46.3

9、6kg/kmol进料板xA 0.1110 . 205M vfmYfMVa M b57.218kg/kmolMlfmXfMXf M58.539kg/kmol精福段Mvm0.5 MvdmM vfm51.714 kg / kmolMlm0.5 M ldmM lfm52.448kg/kmol4.2.2平均密度计算气相平均密度有理想状态方程计算，即VmPRTf 1.803kg/m液相平均密度塔顶tD78.625 c查手册有:LDM3740 kg /m33740 kg /m3进料板tF 92.908 c 查表有:_3725 kg / m_ 一 3742 .5kg /mLFM_ 一一 一 一 3740 .

10、934 kg / m/ B1X A / A 1 X B精储段液相平均密度LM ( LDMLFM )/23740.467 kg/m4.2.3 液相表面张力计算塔顶tD 78.625C查手册有:LDM17.832mN/m进料板tF 92.908 c 查表有：16.2mN/m18.1mN /mL FMXaM a 1xF MB 17 .737 mN / m精微段平均表面张力LM (17.7 17.778)/217.739mN/m4.2.4 塔径计算精微段气液体积流率为VsVM VM3600 vm1.965 mLsLM LM 3600LM0.00405LhVh)“20.0412取板间距HT0.45m板上

11、液层高度上 0.06mHThT0.45 0.06 0.39m查史密斯关联图有:C200.087l x 0.217 . 739 、0.2C C 20 ( -)0 .087(-)0.08492020U max C ：L V 1 .719 m /s取安全系数为U 0.7U max4Vs DSV0.7则空塔气速为:0.71 .442u按标准塔径圆整后塔截面积2At1 .64实际空塔速度为:精储塔有效高度计算1.7191 .203 m / s1.6 m2.011 m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 全塔设裙座6个人孔,精储塔高度HVsA T1.2m1.4 m1

12、.5 m分别位于塔底以下为塔底空间的计算过程:1.9650 .977 m / s2 .011设有人孔处板间距调整为0.6 m。同时，塔底、塔顶、6 - 20.6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:qw一60WsM w储存釜液高度:H q W At(331 m。7、14、21、28 层塔板。-4)0.45 H裙座1 9.55 m131 .05960 .0170.137 m60738min0 .1372 .0110 .408 m塔底空间高度:精储塔热量衡算H 11.408 m 1.4m4.5.1 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

13、-2所示，对精微塔塔顶冷凝器进行热量衡算4.5.1.1 热量衡算式Qv Ql Qd Qw式中 q'塔顶蒸气带入系统的热量；Q回流液带出系统的热量；Q播出液带出系统的热量；Qv 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 c,该温度也为回流液和储出液的温度。同时，操作压力为。以塔顶操作状态为热量衡算基准态，则Q.= 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和，在正常沸点下的汽化烙分别为mol、 mol使用Watson公式计算乙醇与正丙醇在78.625 C的汽化燃0.381 TAVLV式中T L一对比温度 r T

14、cTc 临界温度查得乙醇与正丙醇的临界温度分别为:对于乙醇:TM351.45Tc516.250.6808 ,Tr2351 .775516 .250.6814因此,vH1 vHm(T1)(1Tr2TM、0.38)38.561 0.68141 0.68080.38_138.531kJ mol对于丙醇:TMTTc370 .25536 .750.6898 ,Tr2TTc351 .7752536 .750.6554因此,vHvHm(1)(Tr21 TM)0.3841.441 0.65541 0.68980.3843.130kJ mol 1由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为Qv VXd vH m乙醇(9

15、9.6722 C )V (1)vH m丙醇(99 .6722 C )43.130 )246 .558(0.9938.531 + 0.01_ 19467 .529 kJ h代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为Q'w9467 .529 kJ h冷却水的用量设冷却水的流量为qmK ,则 'QW= qmK Ggti)已知：ti = 25C t2=45Ct L 25 45以进出口水温的平均值为定性温度：tt一t24535cm 22查得水在35c时的比热容为：Gm= (kg. )qm水'Q WCpm(t23)6892 .3834.175 (45 25)82.4322 (

16、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，对精储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 QV QD QW由设计条件知:Ql=5%Qv = QvQf + Qv =Qd + Qw+Qw式中Qf 一进料带入系统的热量Qv 加热蒸汽带入系统的热量Qd一播出液带出系统的热量Qw 一釜残液带出系统的热量Qw冷却水带出系统的热量Ql 一热损失各股物流的温度由上文计算结果：tF= 92.908 C t d= 78.625 C tw= 99.093 C基准态的选择以、78.625 C的

17、乙醇和正丙醇为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则Q=0各股物流热量的计算由于温度变化不大，采用平均温度78.62599.09392 . 908即tm 90 .209 C .用3据：Canaja J2 aj3aT4pm01234查汽液物性估算手册得:1a 04 .396 J mol K乙醇：a10.62810 3Jmol1Ka25.54610 5Jmol1K81a37.02410 8 J mol 1 K111a 42 .68510 11 J mol 1 K11a04.712J mol 1 K 1312a16.565 10 3J mol 1 K 2正丙醇： 513正丙醇：a26.310 10

18、5 J mol 1 K 3a38.341 10 8J mol 1 K111a43.216 10 11J mol 1 K故乙醇的比热容为：4.5.2.5 加热蒸汽的用量C pm (4.3960.62810 3363 .3595.5467.02410 8363 .359 32.68510 11105363 .359 24363 .359 4 )8.3141102 .990 J mol 1 K丙醇的比热容为：pm(4.7126.56510 3 363 .359538.34110 5363 .359 33.2161199 .939 J mol 1 K 156.31010 5363 .35911410

19、11363 .359 4) 8.314由此可求得进料与釜残液的热量分别为Qf Fx fC pmZB (tF 78.625 )171 .7930 .25102 .990171 .793(10.25 )991247093.840 kJ mol 1 )Qw WXwCpm乙醇(tw 78.625 )131 .060.02102 .990131 .060.9899 .9391268253.662 (kJ mol 1)将以上结果代入到热量衡算式中F (1XF)Cpm 丙醇(tF 78 .625 )(92 .90878 .625 ).939(92 .90878 .625 )W(1Xw)Cpm丙醇(tw78.

20、625 )(99.09378.625 )(99 .09378.625 )247093 .8400.95QV 0268253 .6626892 .383解得：QV106746 .8198 kJ h热损失为： QL0.05QV 0.05 106746.8198 5337.34kJ h设加热蒸汽的用量为qm，则：QVr。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Qv 106746 .81981q m 50.52 kg hr21135板主要工艺尺寸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

21、液盘堰长lw取 lw=0.96m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 0.060.0150.045 m弓形降液管宽度W和截面积A由 lWD二查资料，得Af/AT= Wd/D=故 A=x = m2W=x = m依下式验算液体在降液管中停留时间，即13.618 5s3600 Af Ht 3600 0.0877 0.45Lh28.95 10 4 3600故降液管的设计合理5.1.4降液管底隙高度h0h0 hw 0.0060.039 s'选用凹形更攸盘，深度 hhw=0.05 mw塔板布置塔板的分块因D>800mm故采用分块式，4块塔板。边缘

22、宽度的确定B Wd0.175m,Wc0.05m开孔区面积的计算开孔区面积Aa按下式计算2r .1 xsin 一180rWCCWF其中:Wf1.421.420.1750.050 .455 (m)0.050.65 (m)2 0.4551 .0776 (m2)180r .1/X、sin (-)1 r0.65 20.455210.65 2 sin 11800.4550.65阀孔计算本流程所处理的物系无腐蚀性，可选用8=3mmM钢板。5.4.1塔板压降5.4.1.1干板阻力he计算采用FIQ-4A型浮阀，相关数据如下:阀厚/m阀重/kg阀孔孔径d0/m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

23、= 0.075 m ,列宽h0.065m作图得到排列阀孔数 n = 242阀孔总面积 A0n 0.0382 /4真实阀孔气速uVS1.965o -2 7.158 m sA02420.038 2 /4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F。有如下关系:u0F0其中F。的经验值为912。上面求得u07.158 m s1代入上式得：F0 =,满足经验值所在范围，因此，阀数取242符合工艺要求。阀孔的流体力学验算0.175阀全开前：hc 19.9匕一 0.0379mL2阀全开后：hc 5.34 uL0.0339m2g L式中hc干板压降，m液柱；U0筛孔气速，m/s;板

24、上液层的有效阻力hih ih w h ow对于浮阀塔板，取hw外土！高， m；how堰上液流高度， m代入数据得：h10.0327m液体表面张力产生的阻力 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：hthi ，0.0706 m阀全开后：hthi ，0.0666 m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Hdhd ht hLH d指降液管中清夜层高度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

25、成。由于塔板上未设置进口堰，可按下式计算:Ls 20.004052hd0.2()20.2 () 20.00459mlwho0.960.039综上，阀全开前：h d 0.004590.07060.060.135 m阀全开后：h d 0.004590.06660.060.131 m取全开后的压降为设计压降，即Hd 0.131m乙醇与正丙醇属于不易发泡物质，其泡沫层的相对密度取为防止液泛，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HdHt hwH t hw 0.6(0.450.045)0.297 Hd可见，目前的设计数据符号要求。5.4.3液沫夹带对浮阀塔板多采用泛点率来间接判断液沫夹

26、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：F11 .36 LsZKC f Ab100 %F2100 %0.78 KC f At板上液体流程长度,m ,对单流型塔板:DW dAbZ D塔径，2Wd；AtA f将液管的宽度，板上液流面积，A b At 2Af；塔板截面积，m降液管截面积，泛点负荷系数，由图读 物性系数，见表。对单流型塔板:出;减压塔：Fi< 75 % 77 %期性触KK730.6DJ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 i< 80 % 82 % ;塔径小于 900 m

27、m : F 1< 65 % 75 %;松施糠（耐热豺形蛭定献的娥的 祓及乙端再烧）队舞科嘴）由图读出，泛点负荷系数 Cf =,由表查出，物性系数K = 1。Vs1 . 96527 .2350 .781 . 9651 .36 L S ZKC f Ab100 %1 .803.140 .4671 .8031 .3610 . 121 .781KC f At100 %1 .8030 .781140 .4670 .121 .8032 .011100 %0.0041 .2 100 %26 .251取较大值。塔径大于900 mm,符合工艺要求。漏液漏液点气速计算式:uo min*m9, Fomin为漏液

28、点动能因子，取值范围为56,本设计中取5。u o m in.1.8033.724 m s -1实际孔速-1 、uo 7.158 m s >uomin稳定系数u。7.158符合K>u 0 m in3.7241 .922,故在本系统中无明显漏液现象。5.4.5塔板负荷性能图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。VsUominAo 3.724 0.274 1.022m s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。3 ,、Ls(m 一3，、V

29、s (m 液沫夹带线3.25.7 10 6 UaLH T h fVs2.0110.1151.036Vshf 2.5hL 2.5 hwhowhw0.045 mhow2.8410002/33600 Ls0.840.749 L2S3 *hf 0.1125231 .8733 LsHt hf 0.3381 .8733 L2S3.2由 ev 一 3，、 Vs (m .7 10 ：7112V_h0.1kg 液 /kg 气整理得到17.74102.471313 .1804 L S3液沫夹带线方程：Vs4.82325.722 LS/3取部分数据作出LS、VS关联表：液相负荷下限线对于平直堰，堰上液层高度为作为最

30、小液体负荷标准2.843600 L show E S1000iw230.006 m M E为1,可得液相负荷下限线:LSm.0.00439m3 s 15.4.4.4 液相负荷上限线4s作为液体在降液管中停留时间的下限则通过式:AfHTLs4可得液相负荷上限线为：Lsmax0.0129m5.4.4.5 液泛线令HdHt hwhp hihdHphch1 hhihi联立,hwhow忽略how与Lshd与LS, hc与Vs的关系式代入，整理得22aVS b cLSd L2/3s式中0.051Ht1 hw2/336000.153/ Iwh。23 2.84 10 E1将有关数据代入求得:a' 0.00429b' 0.22725c' 121.183 d' 1.0591222 / 30.00429 Vs 0.22725 121.183 Ls1.0591 Ls在设计范围内，取部分 Vs,求出相应的Ls,列表如下:.3 ,、L S (m 一 3，、Vs (m 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