乙醇正丙醇精馏塔设计说明书.doc

化学与环境工程学院化工原理课程设计设计题目：年产量1.5万吨乙醇-正丙醇精馏塔设计 专业班级： 指导教师： 学生姓名： 学 号： 起止日期 2023.06.13-2023.06.24 目录1设计任务32设计方案43.1 物料衡算73.2 摩尔衡算74塔体重要工艺尺寸84.1 塔板数的拟定84.1.1 塔板压力设计84.1.2 塔板温度计算84.1.3 物料相对挥发度计算104.1.4 回流比计算104.1.5 塔板物料衡算114.1.6 实际塔板数的计算124.1.7 实际塔板数计算134.2 塔径计算134.2.1 平均摩尔质量计算134.2.2 平均密度计算144.2.3 液相表面张力计算154.2.4 塔径计算154.3 塔截面积164.4 精馏塔有效高度计算164.5 精馏塔热量衡算174.5.1 塔顶冷凝器的热量衡算174.5.2 全塔的热量衡算195板重要工艺尺寸计算225.1 溢流装置计算225.1.1 堰长225.1.2 溢流堰高度225.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af235.1.4 降液管底隙高度h0235.2 塔板布置235.2.1 塔板的选用235.2.2 边沿宽度和破沫区宽度的拟定245.2.3 鼓泡区面积的计算245.2.4 浮阀的数目与排列245.3 阀孔的流体力学验算265.3.1 塔板压降265.3.2 液泛275.3.3 液沫夹带285.3.4 漏液306设计筛板的重要结果汇总表311设计任务物料组成：为乙醇45%、正丙醇55%（质量分数）；产品组成:塔顶乙醇含量98%，塔顶易挥发组分回收率99%；操作压力：101.325kPa(塔顶绝对压力)；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25，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：料液可视为抱负物系；年产量（乙醇）：1.5万吨；每年实际生产时间：7200h；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：北京地区2设计方案蒸馏装置涉及精馏塔、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，本课程设计中年产量大（15000吨/年），所以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，加热方式采用间接蒸气加热，设立再沸器。塔底设冷凝回流装置。工艺流程设计：原料液的走向分派器产品贮罐再沸器釜液贮罐冷却器精馏塔原料预热器原料贮罐产品DL冷却器全凝器釜液WL考虑到蒸气压力对设备规定等各方面的影响，选用的蒸气压力为5kgf/cm2冷凝水WC再沸器E-102低压蒸气LM冷凝水的走向换热器内物料走壳程，冷却水走管程冷却水CWR冷却器E-105冷却器E-104全凝器E-103冷却水CW3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，塔顶易挥发组分回收率=DXD/FXF=99%FXF=DXD+WXW （1） F=D+W（2）料液的平均摩尔质量MF=MAXF+MB(1-XF)=52.86 kg/kmol，F=150001000/72023/MF=39.41 Kmol/h，则：D=Kmol/hW=18.95Kmol/h，XW=1.074%， 3.2 摩尔衡算原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量=52.86 kg/kmol=46.29 kg/kmol=59.95kg/kmol4塔体重要工艺尺寸4.1 塔板数的拟定4.1.1 塔板压力设计常压操作，即塔顶气相绝对压力p= kPa预设塔板压力降： kPa估计理论塔板数：18 估计进料板位置：12 塔底压力：Pw=101.325+0.618 =112.125 kPa进料板压力：101.325+0.612 =108.525 kPa精馏段平均压力：104.925kPa4.1.2 塔板温度计算温度（泡点）-液相组成关系式：又，则温度（泡点）-气相组成关系式： (1)温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：乙醇： (2)丙醇： (3)各层塔板压力计算公式： (4)塔顶：已知乙醇的气相组成y为产品组成0.9846，操作压力为常压，则通过联立（1）、（2）、(3)由计算机绘图可求得操作温度及组分饱和蒸汽压；塔底：已知乙醇组成0.01074，通过联立（2）、（3）、(4)并由计算机绘图可得实际操作温度及组分饱和蒸汽压。结果如下：塔顶：PA=103.1102 kPa PB=48.09452 kPa tD=78.6971塔底：PA=222.41892k Pa PB=110.42089 kPa tD=99.4145进料板：PA=162.15676 kPa PB=78.55308 kPa tD=90.20234.1.3 物料相对挥发度计算，根据上文求出的数据可得：塔顶： 2.1439 塔底： =2.01428 进料板：=2.0643平均相对挥发度： =2.0784.1.4 回流比计算最小回流比 (5)q线方程：采用饱和液体进料时q=1,故q线方程为：xq=xF=0.5163， (6) 相平衡方程：（6），（7）联立得：=0.5163, =0.68925，代入式（5）可以求得：最小理论板数=11.8687（涉及再沸器）最适回流比2.4974.1.5 塔板物料衡算精馏段操作线方程：，代入数据得：y =0.714x +0.286提馏段操作线 ，（），代入数据得：y = 1.265x -0.0028相平衡方程:用图解法求求理论板层数用逐板法求求理论板层数N=23（涉及再沸器）根据图表得出x1=0.968521， xF=0.496153， yF=0.671734.1.6 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XY乙醇10.513.8正丙醇9.116.5全塔平均温度为：tm=89.0558 物料在平均温度下的粘度，通过查表可得：乙醇：正丙醇：全塔平均黏度计算公式: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：代入相关数据得：4.1.7 实际塔板数计算精馏段板数提馏段板数总板数N=48 (涉及塔釜再沸器)4.2 塔径计算4.2.1 平均摩尔质量计算塔顶进料板 精馏段4.2.2 平均密度计算气相平均密度有抱负状态方程计算，即 液相平均密度塔顶：查手册有：进料板： 查表有:进料板液相质量分率：aA=（0.49615346.07）/（0.49615346.07+0.50384760.1）=0.43精馏段液相平均密度 4.2.3 液相表面张力计算塔顶：查手册有：进料板： 查表有: 精馏段平均表面张力4.2.4 塔径计算精馏段气液体积流率为m3/s取板间距查史密斯关联图有： 按标准塔径圆整后D=0.8m4.3 塔截面积4.4 精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（23-1）0.45=9.9m，提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（25-1）0.45=10.8m，在塔顶、塔底和进料板上方各开一人孔，其高度为0.8m，所以精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=9.9+10.8+0.83=23.1m4.5 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拟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QV4.5.1.1 热量衡算式式中 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。4.5.1.2 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。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，算出乙醇和正丙醇在78.6971时的气化焓分别为38.531 kJ/mol、43.130 kJ/mol由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为4.5.1.4 冷却水的用量设冷却水的流量为，则Cp(t2t1)已知：t125 t245以进出口水温的平均值为定性温度：查得水在35时的比热容为： Cpm4.175kJ/(kg.)4.5.2 全塔的热量衡算目的：拟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QFQWQDQLQWQV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，可得由设计条件知： 5%0.05 0.95式中 进料带入系统的热量 加热蒸汽带入系统的热量 馏出液带出系统的热量 釜残液带出系统的热量 冷却水带出系统的热量 热损失4.5.2.2 各股物流的温度由上文计算结果：tF90.2023 tD78.6971 tW99.4145 4.5.2.3 基准态的选择以101.33kPa、78.4779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由于温度变化不大，采用平均温度即362.514K据:查汽液物性估算手册得：乙醇： 正丙醇：故乙醇的比热容为：Cpm=75.07 丙醇的比热容为：Cpm=99.49 由此可求得进料与釜残液的热量分别为 将以上结果代入到热量衡算式中解得： 热量损失为： 4.5.2.5 加热蒸汽的用量设加热蒸汽的用量为，则：。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 r2113kJ/kg由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为5板重要工艺尺寸计算5.1 溢流装置计算因塔径D=0.8m,可选单溢流的弓形降液管5.1.1 堰长取堰长lw=0.800D，则lw=0.64m5.1.2 溢流堰高度hw=hl-how采用平直堰，堰上液层高度近似取E=1，由lw=0.64m，Lh=0.0009583600=3.45m3/h,查图得：how=0.0085m，则hw=0.0515m5.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由于lw/D=0.8，查图得：Af/AT=0.142,Wd/D=0.2,则Af=0.0717m2，Wd=0.160m依下式验算液体在降液管中停留时间，即s故降液管的设计合理5.1.4 降液管底隙高度h0取降液管底隙处液体流速u0=0.07m/s,则h0=0.0214m,取h0=0.025m5.2 塔板布置5.2.1 塔板的选用本流程所解决的物系可选用F1型重浮阀，相关数据如下：阀片厚度/m 0.002阀片质量/kg 0.033阀孔直径d0/m0.039阀片直径/m 0.0485.2.2 边沿宽度和破沫区宽度的拟定取5.2.3 鼓泡区面积的计算鼓泡区面积Aa按下式计算其中： 5.2.4 浮阀的数目与排列取阀孔动能因子F0=10，则孔速每层塔板上的浮阀数为因塔径不大可以采用整块式塔板，浮阀排列方式采用等边三角形叉排。取孔心距按等边三角形叉排作图如下：排得阀数61个，按N=61重新核算孔速激发空动能因数：u0=0.5704/(/4（0.039）261)=7.83m/sF0=7.831.68920.5=10.18阀孔动能因数F0变化不大仍在9-12范围内。塔板开孔率=u/u0=1.135/7.83100%=14.5%5.3 阀孔的流体力学验算5.3.1 塔板压降5.3.1.1干板阻力hC计算阀全开前：（u0uoc） （1）阀全开后：（u0u0c） （2）因u0uoc,故按（2）式计算干板阻力，即式中hc干板压降，m 液柱；u0筛孔气速，m/s；5.3.1.2 板上液层的有效阻力对于浮阀塔板，取0.545hw外堰高，m；how堰上液流高度，m；代入数据得：液体表面张力产生的阻力较小，在计算时可忽略。5.3.1.3 总压降每层塔板压降为5.3.2 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，故可忽略液面落差导致的影响。液体通过降液管的压强降指降液管中清夜层高度为板上清夜层高度，取值为为塔板总压降指与液体流过降液管的压降相称的液柱高度，重要有降液管底隙处的局部阻力导致。由于塔板上未设立进口堰，可按下式计算： 综上， 取全开后的压降为设计压降，即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，即可见，目前的设计数据符号规定。5.3.3 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比。泛点率可由下列两式求得，然后采用计算结果中较大值： 计算得出的泛点率必须满足下述规定，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 = 0.112，由表查出,物性系数K = 1Z=1.512m。取较大值61.92%。塔径小于900 mm，F 稳定系数符合K 1.5 2.0，故在本系统中无明显漏液现象。6设计筛板的重要结果汇总表序号 项目 数值1 平均温度 89.05582 平均压力 104.925 3 气相流量 0.5704 4 液相流量 0.000958 5 实际塔板数 N 456 有效段高度H 22.05 7 塔径D，m 0.8 8 板间距Ht，m 0.45 9 溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰长lw，m 0.64 12 堰高hw，m 0.0515 13 板上液层高度hL，m 0.046 14 堰上液层高度how，m 0.0085 15 降液管底隙高度ho，m 0.025 16 安定区宽度ws，m 0.07 17 边沿区宽度wc，m 0.04 18 开孔区面积A0，m2 0.2354 19 阀孔直径，m 0.039 20 阀孔数目n 61 21 孔中心距，m 0.066 22 开孔率，% 14.5 23 阀孔气速，m/s 7.83 24 稳定系数 2.03525 每层塔板压降，Pa 600