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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�Fx:原料组成�摩尔分数�下同�D�塔顶产品流量(kmol/s)Dx:塔顶组成W�塔底残液流量(kmol/s)Wx:塔底组成原料液乙醇的组成�%7.3374/7646/2446/24���Fx塔顶组成�%83.9674/546/9546/95���Fx塔底组成�%81.774/9546/546/5���Wx进料量�F=5万吨/年=skmol/03.0360024300)74/76.046/24.0(1057������物料衡算式�F=D+WFFx�=DDx�+WWx�联立带入求解�D=0.0087kmol/sW=0.022kmol/s二、常压下乙醇—异丁醇汽液平衡组成�摩尔�与温度的关系温度TCo80.082.585.087.590.092.595.097.5100.0102.5105.0107.5Ax0.91280.79190.67250.57390.46780.38520.31030.23800.16910.11030.05390.0026Ay0.97190.92530.86740.80980.73300.65780.57760.48410.37620.26040.14140.00741.温度利用表中数据由内插法求得�Ft、Dt、Wt�1�Ft=3852.0337.05.923852.03103.05.920.95�����Ft1.94��FtCo�2�Dt=0000.19683.05.770000.19128.05.770.80�����Dt4.78��DtCo�3�Wt=1103.00781.05.1021103.00539.05.1020.105�����Wt9.103��WtCo�4�精馏段平均温度�1t=3.8624.781.942����DFttCo2�5�提馏段平均温度�2t=0.9929.1031.942����WFttCo2.密度已知�混合液密度�BBAALaa�����1�Aa=24%�Ba=76%�A�为乙醇的密度�B�为异丁醇的密度�混合气密度�004.22pMpTV���M为平均相对分子质量�塔顶温度�Dt=78.4Co气相组成Dy�15.774.7819179.05.7780�����Dy9701.0��Dy进料温度�Ft=94.1Co气相组成Fy�6578.05.921.946578.05776.05.970.95�����Fy6064.0��Fy塔底温度�Wt=103.9Co气象组成Wy�2604.05.1029.1032604.01414.05.1020.105�����Wy1966.0��Wy�1�精馏段液相组成�%27.652337.09683.02)(1�����FDxxx气相组成�%83.7826064.09701.02)(1�����FDyyy所以molkgML/72.55%)27.651(74%27.65461������molkgMV/93.51%)83.781(74%83.78461�������2�提馏段液相组成�%76.202337.00781.02)(2�����FWxxx气相组成�%15.4026064.01966.02)(2�����FWyyy所以molkgML/19.68%)76.201(74%76.20462������molkgMV/76.62%)15.401(74%15.40462������根据在不同温度下乙醇和异丁醇的密度求得在Ft、Dt、Wt下乙醇和异丁醇的密度�单位�kg/m3�Ft=94.lCo查表得�乙醇�=717.0异丁醇�=736.03则进料液混合液的密度�73676.071724.01��F�0.731��F�Dt=78.4Co查表得�乙醇�=733.0异丁醇�=751.0则混合液的密度�75105.073395.01��D�0.734��D�Wt=103.9Co查表得�乙醇�=707.0异丁醇�=726.0则混合液的密度�72695.070705.01��W�0.725��W�所以5.73220.7340.73121�����DFL���0.72820.7250.73122�����WFL���3.混合物的粘度精馏段的平均温度�3.861�tCo�查表得�39.0�乙醇�MPa�s�.720�异丁醇�MPa�s提馏段的平均温度�3.862�tCo�查表得�32.0�乙醇�MPa�s�.590�异丁醇�MPa�s�1�精馏段粘度�)1(111xx�����异丁醇乙醇���=0.39×65.27%+0.72×(1-65.27%)=0.50MPa�s�2�提馏段粘度�)1(222xx�����异丁醇乙醇���=0.32×20.76%+0.59×(1-20.76%)=0.53MPa�s4.相对挥发度由Fx=0.337�Fy=0.6064�xxy)1(1������得�337.0)1(1337.06064.0������F��=3.03同理�Dx=0.9683�Dy=0.9701F��=1.06Wx=0.0781�Wy=0.1966F��=2.89则精馏段平均相对挥发度�04.2206.103.321��������DF提馏段平均相对挥发度�96.2289.203.322��������WF三、热量衡算1.加热介质的选择本设计选用120oC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25oC的冷却水�选升温10oC�即冷却水的出口温度为35oC。43.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=异丁醇乙醇VDVDHxHx����)1(式中乙醇VH��乙醇的蒸发潜热�异丁醇VH��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38.01212)11(rrVVTTHH������式中rT�对比温度。沸点下蒸发潜热列表tD=78.4oC时�乙醇681.025.5164.7815.27322����crTTT654.025.5167.6415.27311����crTTT蒸发潜热820)654.01681.01(846)11(38.038.0121�����������rrVVTTHH乙醇kJ/kg同理�异丁醇�653.015.5384.7815.273'22����crTTT708.015.5381.10815.273'11����crTTT蒸发潜热562)708.01653.01(527)11(38.038.0122�����������rrVVTTHH异丁醇kJ/kgIVD-ILD=异丁醇乙醇VDVDHxHx����)1(=0.9683×820+(1-0.9683)×562=811kJ/kgQC=(R+1)D′(IVD-ILD)=(4+1)×DM·D×811=811×5×0.0087×3600×46.8876=5.9×106kJ/kg�2�冷却水消耗量)(12ttCQWpCCC��式中CW�冷却水消耗量�kg/hpCC�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沸点/oC蒸发潜热ΔHV(kJ/kg)TC/K乙醇异丁醇78.4108.1846527516.25538.1553023525221�����tttoC�此温度下水的比热容pCC=4.25kJ/(kg·oC)所以4612109.13)2535(25.4109.5)(��������ttCQWpCCCkg/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�638.25)1.944.78(633.1)(1������FLDpttCkJ/kg异丁醇�983.51)1.944.78(311.3)(2������FLDpttCkJ/kg提馏段�乙醇�444.16)1.949.103(678.1)(1�����FWpttCkJ/kg异丁醇�575.33)1.949.103(426.3)(2�����FWpttCkJ/kg塔顶馏出液的比热容�717.1311.305.0633.195.0)'1('211����������pDDppCxxCCkJ/kg塔釜馏出液的比热容�339.3426.395.0678.105.0)'1('212����������pWWppCxxCCkJ/kg为简化计算�现以进料焓�即94.1oC时的焓值为基准。1468)]9683.01(749683.046[36000087.0'����������DMDDkg·h-15687)]0781.01(740781.046[3600022.0'����������WMWWkg·h-14111096.31468)1.944.78(717.1)('������������FDpttpDttDCdtCDQDFkg·h-15221089.15687)1.949.103(39.3)('����������FWpttpWttDCdtCWQWFkg·h-1对全塔进行热量衡算�QF+QS=QD+QW+QC所以�再沸器实际热负荷661072.69.0100.6'������SSQQkg·h-1加热蒸气消耗量�查得�水蒸气VH�=2201.7kJ/kg�3053'����VShHQWkJ/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6泡点进料q=1�则q线方程11����qxxqqyF为直线�即qx=Fx�Fx=33.7%��则根据最小回流比公式�精馏段�67.2]337.01)9683.01(04.2337.09683.0[104.211min�������R提馏段�39.1]337.01)9683.01(96.2337.09683.0[196.212min�������R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精馏段操作线方程为111�����RxxRRyDnn1937.08.01����nnxy提馏段操作线方程为WnnnnWVnWnnVnLnnxWFqLWxWFqLFqLxqqxqqy���������������''',,,,11689.016.31����mnxy用梯形图解法得出实际理论板数TE�板效率可用奥康奈尔公式�245.0)(49.0���LTE�计算�其中��塔底与塔顶平均温度下的相对挥发度�L��塔顶与塔底平均温度下的液相粘度�1�精馏段�1�=2.04�1L�=0.50MPa�s49.0)50.004.2(49.0245.01�����TE则949.04���TTPENN精块�2�提馏段�2�=2.96�2L�=0.53MPa�s44.0)53.096.2(49.0245.02�����TE则1044.01-5���TTPENN提块全塔所需实际塔板数为19块全塔效率�%1.42%1001919%100�����PTNN�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�minR=2.67�取R=1.5minR=1.5×2.67=4.0�1�精馏段�L=R×D=4.0×0.0087=0.03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