年产量3.8万吨乙醇-正丙醇精馏塔设计-副本

年产量3.8万吨乙醇-正丙醇精馏塔设计-副本 巢 湖 学 院 《化工原理》课程设计 设计题目:年产量2万吨乙醇-正丙醇精馏塔设计 专业班级: 2009级化学工程与工艺 指导教师: 程磊 学生姓名: 徐玲玲 学 号: 09007057 起止日期 2012.06.02-2012.06.10 目录 1(设计任务 ....................................................... 错误:未定义书签。 2(设计方案 ....................................................... 错误:未定义书签。 3(精馏塔物料衡算 ........................................................................ 6 3.1 物料衡算................................................................................. 6 3.2 摩尔衡算............................................................................... 7 4(塔体主要工艺尺寸 .................................................................... 7 4.1 塔板数的确定 ..................................................................... 7 4.1.1 塔板压力设计 ............................................................. 7 4.1.2 塔板温度计算 ............................................................. 8 4.1.3 物料相对挥发度计算 .................................................. 9 4.1.4 回流比计算................................................................. 9 4.1.5 塔板物料衡算 ............................. 错误:未定义书签。 4.1.6 实际塔板数的计算 ..................... 错误:未定义书签。 4.1.7 实际塔板数计算 ....................................................... 12 4.2 塔径计算................................................. 错误:未定义书签。 4.2.1 平均摩尔质量计算 ..................... 错误:未定义书签。 4.2.2 平均密度计算 ............................. 错误:未定义书签。 4.2.3 液相面张力计算 ..................... 错误:未定义书签。 4.2.4 塔径计算 ........................................ 错误:未定义书签。 4.3 塔截面积................................................. 错误:未定义书签。 4.4 精馏塔有效高度计算 .......................... 错误:未定义书签。 4.5 精馏塔热量衡算.................................. 错误:未定义书签。 4.5.1 塔顶冷凝器的热量衡算 .......... 错误:未定义书签。 4.5.2 全塔的热量衡算 ......................... 错误:未定义书签。 5(板主要工艺尺寸计算................................. 错误:未定义书签。 5.1 溢流装置计算 ..................................... 错误:未定义书签。 l5.1.1 堰长 ............................................ 错误:未定义书签。 w h5.1.2 溢流堰高度 ............................ 错误:未定义书签。 W 5.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af错误:未定义书签。 5.1.4 降液管底隙高度h ..................... 错误:未定义书签。 0 5.2 塔板布置................................................. 错误:未定义书签。 5.2.1 塔板的分块................................. 错误:未定义书签。 5.2.2 边缘宽度的确定 ......................... 错误:未定义书签。 5.2.3 开孔区面积的计算 ..................... 错误:未定义书签。 1 5.3 阀孔的流体力学验算 .......................... 错误:未定义书签。 5.3.1 塔板压降 ........................................ 错误:未定义书签。 5.3.2 液泛................................................ 错误:未定义书签。 5.3.3 液沫夹带 ........................................ 错误:未定义书签。 5.3.4 漏液.............................................................................. 29 6(设计筛板的主要结果汇总表 ................................................ 30 2 1(设计任务 物料组成:乙醇20%、正丙醇80%(摩尔分数); 产品组成:塔顶乙醇含量》99%，塔底釜液丙醇含量》99%; 操作压力:101.325kPa(塔顶绝对压力); 2加热体系:间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm(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:料液可视为理想物系; 年产量(乙醇):6.5万吨; 工作日:每年工作日为300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:巢湖 3 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。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,65000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～设置再沸器。塔底设冷凝回流装置。 工艺流程设计: 4 原料液的走向 原料贮罐 原料预热 器 精馏塔 再沸器 冷却器 全凝器 釜液贮罐 分配器 釜液WL 冷却器 产品贮罐 产品DL 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 2 5kgf/cm 低压蒸气LM 再沸器E-102 冷凝水WC 5 冷凝水的走向 换热器内物料走壳程～冷却水走管程 冷却水CW 全凝器E-103 冷却器E-105 冷却器E-104 冷却水CWR 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M=46.07kg/kmol, A 正丙醇摩尔质量M=60.1kg/kmol B x,0.01 W 6 x,0.99D x,0.2F D=65000×1000×0.99?(300×24×46.07×0.99)=195.96Kmol/h FX=DX+WX(1) F=D+W(2) FDW 联立求出:F=1010.74Kmol/h W=814.78Kmol/h 3.2 摩尔衡算 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 =57.29 kg/kmol ，，M,x，M，1,x，MFFAFB =46.18kg/kmol ，，M,x，M，1,x，MVDMDADB =59.96kg/kmol ，，M,x，M，1,x，MWWAWB 4(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 110.925常压操作～即塔顶气相绝对压力p= kPa 0.6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+0.6×18 =112.125 kPa P,进料板压力:101.325+0.6×12 =108.525 kPa 进 7 精馏段平均压力:104.925kPa P,m 4.1.2 塔板温度计算 温度(露点)-气相组成关系式: p,p，xAAA : ，，p,p，1,xBBA p,pBX, A::p,pAB pay,，x AAp 温度,露点,-气相组成关系式: 00pp,pAB (1) y,，00pp,pAB 温度-饱和蒸汽压关系式,安托因方程,: 乙醇: 1648.220plg,7.33675, (2) At，230.918 丙醇: 1512.940plg,6.99991, (3) Bt，205.807 各层塔板压力计算: ，，p,p，x，p，1,x (4) AABA 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)由计算机绘图可求得操 作温度及组分饱和蒸汽压, 8 塔底:已知乙醇组成0.01～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:P=102.48521 kPa P=47.77768 kPa t=78.5436? ABD塔底:P=203.39542k Pa P=100.29399 kPa t=96.8636? ABD进料板:P=171.92655kPa P=83.67461kPa t=92.17325? ABD4.1.3 物料相对挥发度计算 pA,,～根据上文求出的数据可得: pB 2.1450 塔顶: ,,D 塔底: =2.02799 ,W 进料板:,=2.05470 F 3,,,平均相对挥发度: =2.075 ,,DWF 4.1.4 回流比计算 x,yDqR,最小回流比 (5) miny,xqq q线方程:采用饱和液体进料时q=1,故q线方程为: X=X=0.20 (6) qF 相平衡方程: ,x2.075xqqy,, (7) q，，1，,,1x1，1.075xqq xy,6,～,7,联立得:=0.20 =0.342 qq 9 xy,0.99,0.342Dq,,,4.56R代入式,5,可以求得: minyx,0..342,0.2qq ，，,,,,1,xxWD,,,,lg,,,,,,xx1,DW,,,,，，最小理论板数=12.590,包括再沸器N,minlg,, ,0.0917,0.0203最适回流比6.160 R,0.3748，N，1.3536N，R,optminminmin 4.1.5 塔板物料衡算 精馏段操作线方程: 1R,，yxx，代入数据得: D，1，1RR y =0.8603x +0.1383 提馏段操作线 WxLqF,，W,yx,,L,RD，()，代入数据得: L，qF,WL，qF,W y = 1.5807x -0.00581 2.074xy,相平衡方程: 1，1.074x 用图解法求求理论板层数 10 用图解法求求理论板层数N=21 根据图像得出x=0.994 x=0.316 y=0.41 1FF4.1.6 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 X Y 乙醇 10.5 13.8 正丙醇 9.1 16.5 11 全塔平均温度为:89.1935 ? 物料在平均温度下的粘度～通过查表可得: 乙醇: ,,0.380 mPa/sA 正丙醇: ,,0.575mPa/sB 全塔平均黏度计算公式: ，，lg,,xlg,，1,xlg,FAFB 代入数据可得平均粘度 ,,0.504mPa/s4.1.6.2总塔板效率 ,0.245，，E,0.49,,普特拉—博伊德公式: E,0.484代入相关数据得: 4.1.7 实际塔板数计算 N,11,E,23精馏段板数 精 N,10,E,21提馏段板数 提 总板数N=44 (不包括塔釜再沸器) 4.2 塔径计算 4VS,D ,u 4.2.1 平均摩尔质量计算 塔顶 ，，M,xM，1,xM,46.178kg/kmol VDMDADB 12 ，，M,xM，1,xM,46.180kg/kmol LDM1A1B进料板 x,0.316 y,0.41 FF ，，M,yM，1,yM,54.347kg/kmol VFMFAFB ，，M,xM，1,xM,55.665kg/kmol LFMFAFB精馏段 ，，M,0.5M，M,50.2652kg/kmol VMVDMVFM ，，M,0.5M，M,48.4125kg/kmol LMLDMLFM 4.2.2 平均密度计算 气相平均密度 有理想状态方程计算～即 PM3mVm,,,1.7196kg/m VmRTm 液相平均密度 t,78.5436塔顶:?查手册有: D 3,,740kg/mA 3,,740kg/mLDM t,90.2008进料板:? 查表有: F 3,kgm,728/A 3,kgm,742.8/B 13,,,736.81kg/mLFM，，,,x/，1,/xAABB精馏段液相平均密度 13 3 ,,(,，,)/2,738.405kg/mLMLDMLFM 4.2.3 液相表面张力计算 塔顶:t,78.5436?查手册有: D ,,,,17.3mN/mLDMA t,92.17325进料板:? 查表有: F ,,16.7mN/m ,,18.3mN/mAB ，，,,x,，1,x,,17.89mN/m LFMFAFB 精馏段平均表面张力 ,,(17.89，17.3)/2,17.64mN/m LM 4.2.4 塔径计算 精馏段气液体积流率为 VM3VMVms,,4.188S,3600VM LMLM3L,,0.007821m/S S,3600LM L1/2s(,/,),0.03870LVVs 取板间距 H,0.45m板上液层高度h,0.06mTL 为 H,h,0.45,0.06,0.39mTL C,0.085查史密斯关联图有: 20 14 ,17.520.20.2LC,C(),0.085，(),0.0828202020 ,,,LVU,C,1.7138m/smax,V 取安全系数为则空塔气速为:0.7 u,0.7U,0.7，1.7138,1.19966m/smax 4VSD,,2.109mu, 按塔径圆整后D=2.2m 4.3 塔截面积 TA,，2.2,3.7994m,24 SV4.188实际空塔速度为:u,,,1.102m/s TA3.79944.4 精馏塔有效高度计算 取釜液在塔底停留时间为6 min～釜液距离底层塔板1 m。 釜液流量为: WM217.79，59.743,1SWq,,,0.2919m,minw ,6060，742.8W 储存釜液高度: q,t0.2919，6WH,,,0.461m A3.7994T H,H，1,1.461m,1.5m塔底空间高度: B 塔顶空间H,1.2mD 精馏塔高度H,H，H，43，0.45,22.05mDB 15 4.5 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 ’ QV ’ ' QW QQLD 4.5.1.1 热量衡算式 ''Q,Q，Q，QVLDW ’式中 Q——塔顶蒸气带入系统的热量,V Q——回流液带出系统的热量, L Q——馏出液带出系统的热量, D ’ Q——冷凝水带出系统的热量。 W 16 4.5.1.2 基准态的选择 t,78.4779上文中已经求出塔顶蒸汽温度?～该温度也为W 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 Q= Q=0 LD 4.5.1.3 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～ 的气化焓分别为算出乙醇和正丙醇在78.4779时? 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 'Q,Vx,H，V(1,x),HVDVDVm乙醇m丙醇 ,1,20231.358kJ,h 代入到热量衡算式中～可求得塔顶冷凝器带走的热量为 ,1Q',20231.358kJ,h W 4.5.1.4 冷却水的用量 q设冷却水的流量为～则 m水 'QWq,C(t,t) p21m水 已知:t,25? t,45? 12 以进出口水温的平均值为定性温度: 17 t，t25，4512 t,,,35?m22 查得水在35?时的比热容为: C,4.175kJ/(kg.?) pm 'Q20231.358Wq,,,242.292(kg/h)? m水C(t,t)4.175，(45,25)pm21 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 ’ QW QD QF QL QW QV 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 18 ' Q，Q,Q，Q，Q，QFVDWWL 由设计条件知: ,5%,0.05 QQQLVV '? ，0.95,，， QQQQQWFVDW 式中 —进料带入系统的热量 QF —加热蒸汽带入系统的热量 QV —馏出液带出系统的热量 QD —釜残液带出系统的热量 QW ' —冷却水带出系统的热量 QW —热损失 QL 4.5.2.2 各股物流的温度 由上文计算结果: t,92.17325? t,78.54361? t,99.4145 ? FDW4.5.2.3 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 Q=0 D 4.5.2.4 各股物流热量的计算 由于温度变化不大～采用平均温度 78.4779，99.4145，90.2008t,,89.3644?.即362.514K m3 19 234，，C,a，aT，aT，aT，aT,R据: pm01234 查《汽液物性估算手册》得: ,1,1a,4.396J,mol,K0 ,3,1,2a,0.628，10J,mol,K1 ,5,1,3乙醇: a,5.546，10J,mol,K2 ,8,1,4a,,7.024，10J,mol,K3 ,11,1,5a,2.685，10J,mol,K4 ,1,1a,4.712J,mol,K0 ,3,1,2a,6.565，10J,mol,K1 ,5,1,3正丙醇: a,6.310，10J,mol,K2 ,8,1,4a,,8.341，10J,mol,K3 ,11,1,5a,3.216，10J,mol,K4 故乙醇的比热容为: ,1,1J,mol,KC=75.07 pm 丙醇的比热容为: ,1,1J,mol,KC=99.49 pm 由此可求得进料与釜残液的热量分别为 Q,FxC(t,78.4779)，F(1,x)C(t,78.4779)FFFFFpm乙醇pm丙醇 ,1,353227.6422(kJ,h) Q,WxC(t,78.4779)，W(1,x)C(t,78.4779)WWWWWpm乙醇pm丙醇 ,1,450768.7606(kJ,h) 将以上结果代入到热量衡算式中 353227.6422，0.95Q,0，450768.7606，20231.358 V 20 ,1Q,123971.0278kJ,h解得: V 热量损失为: ,1Q,0.05Q,6198.551kJ,h LV 4.5.2.5 加热蒸汽的用量 ''qQ,q,rmVm设加热蒸汽的用量为～则:。已知蒸气的压力 2为5kg/cm,绝压,～查得该压力下蒸汽的汽化热为 r,f 2113kJ/kg 由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为 Q123971.0278',1Vq,,,58.67kg,h mr2113 5(板主要工艺尺寸计算 5.1 溢流装置计算 因塔径D=2.2m,可选单溢流的弓形降液管 l5.1.1 堰长 w l查表得:=1.598m w h5.1.2 溢流堰高度 W 堰上液层高度 21 h,0.015OW 取上层清夜层高度h,0.06mL h,0.06,0.015,0.045mW 5.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 查表～得 A/A =10 Tf 2故A=0.37994m f W=0.344m d 依下式验算液体在降液管中停留时间～即 AH36003600，0.37994，0.45fT,,,,7.29,5s L36000.007821，3600s 故降液管的设计合理 5.1.4 降液管底隙高度h 0 h,h,0.006,0.039s 0w 5.2 塔板布置 5.2.1 塔板的分块 因D>800mm～故采用分块式～2块塔板。 5.2.2 边缘宽度的确定 W,0.344m,W,0.05m取 dc 22 5.2.3 开孔区面积的计算 开孔区面积Aa按下式计算 2,,,，rx,221,,2sinA,xr,x，a,,180r,, D，，x,,W，W其中: ds2 Dr,,W C2 D2.2xWWm，，,,，,,0.344,0.1,0.656()ds22 D2.2r,,W,,0.05,1.05(m)C22 2rx,,,，221,Axrx,,,2,，sin()a,,r180,, ,,,,0.656,2221,,,,,,20.656，1.05,0.656，，1.05，sin,,,,1801.05,,,, 2,2.564(m) 5.3.4 阀孔计算 本流程所处理的物系无腐蚀性～可选用δ=3mm碳钢板。 采用FIQ-4A型浮阀～相关数据如下: 阀厚/m 0.0015 阀重/kg 0.0246 d阀孔孔径/m 0.038 0 23 阀孔排列采用叉排方式按正三角形排列 取正三角形排布～列宽h,0.075m 作图得到排列阀孔数n = 420 2阀孔总面积 A,n,，0.038/40 V4.188',1Su,,,8.7967m,s真实阀孔气速 o2，，,A420，，0.038/40 浮阀全开时的阀孔气速称为阀孔临界气速。阀孔临界气 24 速与阀孔临界动能因子F0有如下关系: F0u, , 其中F0的经验值为9到12。 0,V ,1u,8.7967m,s上面求得代入上式得: =11.535～满足经验F00 值所在范围～因此～阀数取420符合工艺要求。 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h计算 C 0.175uo,19.9,0.03943mh阀全开前: c,L 2,uoVh,5.34,0.04910m阀全开后: cg,2L 式中h——干板压降～m 液柱,u——筛孔气速～m/s, c05.3.1.2 板上液层的有效阻力h 1 ，，h,,h，h 1wow 对于浮阀塔板～,取0.545 hw——外堰高～m, h——堰上液流高度～m, ow 代入数据得:h,0.0327m 1 h液体表面张力产生的阻力较小～在计算时可忽略。 , 25 5.3.1.3 总压降 每层塔板压降为 h,h，h,0.07213m阀全开前: t1c h,h，h,0.08180m阀全开后: t1c 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～故可忽略液面落差造成的影响。 液体通过降液管的压强降 H,h，h，hddtL 指降液管中清夜层高度 Hd 为板上清夜层高度～取值为 h,h，h,0.06mhLwowL h为塔板总压降 t 指与液体流过降液管的压降相当的液柱高度～主要有hd 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: L0.007821S22h 综上～阀全,0.2(),0.2，(),0.00315 dlh1.598，0.039wo H,0.00315，0.07213，0.06,0.13528m开前: d H,0.00315，0.08180，0.06,0.14595m 阀全开后: d H,0.14595m取全开后的压降为设计压降～即〃 d 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 , 26 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 ，，H,,H，hdTw ，，,H，h,0.6(0.45，0.045),0.297,HTwd 可见～目前的设计数据符号要求。 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: ,VV，1.36LZSS,,,LVF,，100%1KCAFb ,VVS,,,LV,，100%F20.78，KCAFT m,Z,,板上液体流程长度～对单流型塔板: 2Z,D,W,d D,,塔径～m, mW,,将液管的宽度～,d A,,板上液流面积～m～对单流型塔板:b A2,A,A,bTf 2mA,,塔板截面积～,T 2mA,,降液管截面积～,f C,,泛点负荷系数～由图读出,F K,,物性系数～见表。 27 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< 80 % ~ 82 % ; 1 塔径小于900 mm : F< 65 % ~ 75 %; 1 减压塔:F< 75 % ~77 % 。 1 由图读出～泛点负荷系数C = 0.112～由表查出,物性系数KF = 1 28 Z=1.512m。 , VVLZ，1.36,,SS,LVF,，100%1KCAF，b 1.71964.186，，1.36，0.007821，1.512738.405,1.7196,，100%1，0.112，3.03952 ,64.42% ,VVS,,,LVF,，100%2KCA0.78，FT 1.71964.186，738.405,1.7196,，100%0.78，1，0.112，3.7994 ,60.93% 取较大值64.42%。 塔径大于900 mm～F < 0.8 ~ 0.82～符合工艺要求。 5.3.4 漏液 FominF漏液点气速计算式:～为漏液点动能因子～,uominomin,v取值范围为5~6～本设计中取5。 5-1u,,3.813m,s omin1.7196 -1u,8.7967m,su实际孔速> oomin u8.79670K,,,2.3070稳定系数 u3.8130min 29 符合K> 1.5 ~ 2.0～故在本系统中无明显漏液现象。 6(设计筛板的主要结果汇总表 序号 项目 数值 1 平均温度 89.3644 t，?m 2 平均压力 104.925 P,kPma33 气相流量 4.188 V,(m/s)s34 液相流量 0.007821 L,(m/s)s 5 实际塔板数 N 44 6 有效段高度H 22.05 ,m 7 塔径D，m 2.2 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l，m 1.598 w 12 堰高h，m 0.045 w 13 板上液层高度h，m 0.06 L 14 堰上液层高度h，m 0.015 ow 15 降液管底隙高度h，m 0.039 o 16 安定区宽度w，m 0.1 s 17 边缘区宽度w，m 0.05 c 218 开孔区面积A，m 0.476 0 19 阀孔直径，m 0.038 20 阀孔数目n 420 21 孔中心距，m 0.075 22 开孔率，% 12.5 23 阀孔气速，m/s 8.7967 24 稳定系数 2.3070 25 每层塔板压降，Pa 600 30