乙酸乙酯和乙酸丁酯精餾設(shè)計

《化工原理課程設(shè)計》報告7200噸/年乙酸乙酯和乙酸丁酯精餾裝置設(shè)計設(shè)計小組：劉婷婷（組長）李振建湯健時間:2010年12月7日一、 設(shè)計題目：7200噸/年乙酸乙酯和乙酸丁酯精餾裝置設(shè)計二、 工藝條件生產(chǎn)能力：7200頓/年（料液）年工作日：300天,24小時原料組成：30%乙酸乙酯，70%乙酸丁酯（質(zhì)量百分比，下同）操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料熱狀況：冷液進(jìn)料，進(jìn)料溫度為60r塔釜加熱蒸汽壓力：0.4MPa（表壓）回流比：6.8。三、設(shè)計內(nèi)容1流程示意圖:2工藝參數(shù)的確定、工藝過程的物料衡算：原料液中乙酸乙酯的摩爾分?jǐn)?shù)^=30/88.11/(30/88.11+70/116.16)=0.3610餾出液中乙酸乙酯的摩爾分?jǐn)?shù)x；=95/88.11/(95/88.11+5/116.16)=0.9616釜?dú)堃褐幸宜嵋阴サ哪柗謹(jǐn)?shù)x；=3/88.11/(3/88.11+97/116.16)=0.0392原料液流量F〖7200X103/(300VX24)〗/〖88.11X0.3610+116.16X(1-0.3610)〗=9.430kmol/h由總物料衡算F=D+W;Fx=Dx+Wx，得：FDW .,D/F=(x-x)/(x-x)=0.3489求得D=3.290kmol/hFW DW,釜?dú)堃毫髁縒=F-D=6.140kmol/h所以：餾出液流量為3.290kmol/h,乙酸乙酯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.9616,乙酸丁酯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.0384；釜?dú)堃毫髁繛?.140kmol/h，乙酸乙酯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.0392，乙酸丁酯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.9608。（2）、工藝過程的熱量衡算①塔頂冷凝器：Qc=V（I-I）塔頂餾出液幾乎為乙酸乙酉&故其焓可近似按純乙酸乙酯進(jìn)行計算Qc=Vr=25.662X32.23X103=8.27X105kJ/h一A冷卻水的消耗量為Wc=Qc/〖Cpcef）〗=8.27X105/〖4.179X（30-20）〗21 =1.98X104kJ/h②塔底再沸器：Q=V'（I-I）塔頂殘釜液幾乎為乙酸丁酉酉，故其焓可近似按純乙酸丁酯進(jìn)行計算Q=V'r'=48.011X36.79X103=1.77X106kJ/h查水蒸汽汽化潛熱圖，在0.4MPa下，r=2113kJ/kg加熱蒸汽消耗量W=Q/r=835.93kJ/hhB（3）、理論塔板數(shù)：A、根據(jù)平衡數(shù)據(jù)畫出t-x-y圖形：圖（1）B、利用平衡數(shù)據(jù)，在直角坐標(biāo)系上繪平衡曲線及對角線，并確定點&（琮，琮）、點e（x，x）、點c（x，x）FF WW圖(2)C、精餾段操作方程的確定：R/(R+1)=6.8/(6.8+1)=0.872截距：b=x/(R+1)=0.9616/7.8=0.123操作方程：y=0.872x+0.123,在y軸上定出點b(0,0.123)。D、提餾段方程的確定： 原料液的汽化熱為：Ym=0.3610X88.11X32.23+0.6390X116.16X36.79=3755.9(KJ/mol)由圖(1)查出進(jìn)料組成xf=0.3610時，溶液泡點為99°C，平均溫度二(99+60)/2=795C F由附表查79.5C下，乙酸乙酯和乙酸丁酯的比熱容分別為197.5KJ/(kmol?k)、228.68KJ/(kmol-k)Cp=197.5X0.3610+246.3X0.6390=228.68KJ/(kmol-k)所以q=(CpAt+r)/r=3.37q/(q+1)=3.37/2.37^1.42E、 連接ab即為精餾段操作線。過點e作斜率為1.42的直線，如ef線交ab于d點，連接cd,即為提餾段操作線。F、 圖解法求理論板。繪制階梯，從a點開始在精餾段操作線與平衡線之間繪直角梯段，當(dāng)直角梯級跨過d點后，改為在提餾段操作線與平衡線之間繪直角梯級直到跨過c點。從冷液進(jìn)料方式，上圖可得出，理論板數(shù)有5塊(含再沸器)，理論進(jìn)料板位置位于第三塊板處，精餾段有2塊理論板，提餾段有2塊理論板。(4)、塔板效率與實際塔板數(shù)：對于精餾段：定性溫度*=(tD+t(4)、塔板效率與實際塔板數(shù)：對于精餾段：定性溫度*=(tD+tF)/2=查t-x-y圖得x=°.61y=0.88查液體黏度表得1p =0.1238 p由y=ax/〖1+(a-1)〗每aj4.69p=Exp=0.61X0.238+0.39X10.352=0.4574(78+99)/2=88.5°C乙酸丁酯二°.352E精=0.49(ap)-0.245=0.4574 N=2/E=5T精 T精T精對于提餾段：定性溫度T提二(tw+tF)/2=110C查t-x-y圖得 ^=0.提[9[=6.50查液體黏度表得 p =0.2205 p由y=ax/〖1+(a-1)〗每a2=4.26p=Exp=0.4659E=0.49(a所以提進(jìn)料位置N=6 實際板數(shù)為10塊(不含再沸器)。乙酸丁酯=°.308p)-0.245=0.4659Nt提=2/Et提=53、主要設(shè)備的工藝尺寸計算、塔徑：由物料衡算F+V'+L=V+L'，R=L/D，L'=L+qF得L=RD=22.372kmol/hL'=54.151kmol/h V=L+D=25.662kmol/h V'=L'-W=48.011kmol/h精餾段塔徑可按塔頂?shù)谝粔K板上物料的有關(guān)物理參量計算，提餾段的塔徑可按塔釜中物料的有關(guān)物理參量計算。Mm=0.9616X88.11+0.0384X116.16=89.187mol定性溫度t=(^+%)/2=88.5C查密度圖得：pv=2.91kg/m3pl=814kg/m3 Vs=VXMm/pv=0.219m3/s取H=0.4m，h=0.06m查芟密斯關(guān)聯(lián)圖得：、=0.069查表得：a=0.0145N/m氣體負(fù)荷因子c=C20X(0.0145/0.020)0.2=0.0647m/su=c((pl-pv)/pv)0.5=1.08m/su=0.7u=0.757m/s所以，D=(4Vs/nu)0.5=0.670m經(jīng)圓整后，塔徑D取700mm。、塔高：精餾塔的有效高度Z=(Np-1)XH=9X0.4m=3.6mT塔頂空間與第一塊塔板間的距離取H=1m塔底的空間：提餾段下流流量L'=54.151kmol/h塔底平均摩爾質(zhì)量Mw=0.0392X88.11+0.9608X116.16=115.06塔底平均密度pw=770kg/m3提餾段的質(zhì)量流量：m=L'，Mw=54.151X115.06=6230.6kg/h提餾段的體積流量：Vs=m/pw=8.09ms/ho下流液體塔釜中的停留時間T=6min=0.1h停留時間內(nèi)液體進(jìn)入塔釜的量V=Vs-T=0.809m3由V=(n/4)?hD2+0.5Xn(D/2)3得h=1.73m取液面全塔板的距離為h=0.5m在塔頂、塔底各設(shè)一人孔底人孔高度為0.6m故H=3.2+1+1.73+0.5+2X0.6=7.63(m)、填料層高度：在乙酸乙酯和乙酸丁酯的精餾中，由于兩者的粘度p較小，選用波紋網(wǎng)CY型填料，其參數(shù)為：絲徑0.16mm，波高4.3mm，波距7.2mm,CY型填料每米理論板數(shù)為8塊。所以Z=HETPXN=1/8X4=0.50mT、塔頂冷凝器的設(shè)計：根據(jù)工藝條件，選用單殼式單管程列管式換熱器，Np=1，水走管程。①.確定物理量沛沽一 TQQ°P jn°p_ly|:熱t(yī)入冷At99C?40C°C30C■69C20C20CAt=-m△t1-At2At1-=(69-20)/ln(69/20)=39.57ClnAt2定性溫度T=(99+40)/2=69.5°C下，查二組分氣體比熱表可得：乙酸乙酯Cpc=123.6kJ/(kmol?C)由前面計算可知：提餾段下流液體量 L'=L+qF=54.151kmol/h提餾段上升氣體量 V'=L'-W=48.011kmol/h質(zhì)量流量m=V,M=48.011kmol/hX89.187g/mol=4281.96kg/h列管換熱器的熱負(fù)1荷。二山9"“-二)二98443叩m= mS”"2T'=9844.3kg/h水 Cp水(t*mVm流量較小的物流應(yīng)走殼程，殼程易使物流成為湍流狀態(tài)，從而增加傳熱系數(shù)。水，②.初設(shè)總傳熱系數(shù)k=600W/(m-k)計算所需傳熱面積A=a/kAt=98443/(600X39.57)=4.15m2選定換熱器參數(shù)：d=0.019m，^內(nèi)徑4=0.015管子為正三角形排列；管長l=2.0mNt=4.15/(3.14X0.015X2.0)=44.1=45根；管心距=1.25X0.019=0.02375m即：選用管長為2.0m，管徑為U19X2mm，管子數(shù)為45根。單殼程，單管程，三角形配布的列管式換熱器。

(5)、離心泵的選擇查的60°C下，乙酸乙酯p1=850kg/m3 p1=0.3cp乙酸丁酯？2=840kg/m3 p2=0.455cp進(jìn)料液p=100^(30/8250+70/840)=84^3.0kg/m3pm=】XjP「0.3610X0.3+0.6390X0.445=0.3927cp選管U45X2.5mmEle=450m/ 7200X103/(300X24X3600)/843.0=0.26m/su=V/A= =0.26m/s0.785X0.042取￡/d=2.5X10-3mRe=dup/p=0.04X取￡/d=2.5X10-3mRe=dup/p=0.04X0.26X8430.3927X10-3=22325>4000湍流，查入與￡/d,u2EHf二入0-2gu 7200X103/(300X24)V= Re關(guān)系圖得入=0.0253Ele廠0.262=0.0253X 2X9.81=1.186m3/h4500.04=0.98m843.0泵的型號:25F-16A（耐腐蝕泵）泵的型號:25F-16A（耐腐蝕泵）Q=3.27m3/hH=12.5mr=2960r/minN=0.27KWn=41%Hs=6mHg=Hs'-u//2g-Hf,o「6-0.262/(2X9.81)-0.98=5.02m<12.5m安全系數(shù)為1,0則實際安裝高度應(yīng)低于：H實=5.02-1=4.02m附加題：1精餾塔的開車過程要經(jīng)歷那些步驟？應(yīng)注意什么問題？a接到開車命令后，馬上與有關(guān)崗位聯(lián)系，進(jìn)行開車。b嚴(yán)格遵守工藝規(guī)程，崗位操作法，加強(qiáng)巡回檢查。c精心調(diào)節(jié)。進(jìn)料要求平穩(wěn)，塔釜見液面后，按其升溫速度緩慢升溫全工藝指標(biāo)。隨著塔壓力的升高，逐漸排除設(shè)備內(nèi)的惰性氣體，并逐漸加大塔頂冷凝器的冷劑量，當(dāng)回流液槽的液面達(dá)1/2以上時，開始打回流。當(dāng)釜液面達(dá)2/3時，可根據(jù)釜溫的情況，決定是否采出釜液或減少以至停止塔的進(jìn)料量，但是一定要保持塔釜液面在1/2?2/3處。操作平穩(wěn)后，應(yīng)進(jìn)行物料分析，對不合格的物料可進(jìn)行少量地采出或全回流操作，待分析合格后，轉(zhuǎn)入連續(xù)生產(chǎn)?？账恿蠒r，由于沒有回流液體，精餾段的塔板上是處于干板操作的狀態(tài)。由于沒氣液接觸，氣相中的難揮發(fā)組分容易被直接帶入精餾段。如果升溫速度過快，則難揮發(fā)組分會大量地被帶到精餾段，而不易為易揮發(fā)組分所置換，塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量不易達(dá)到合格，造成開車時間長。當(dāng)塔頂有了回流掖，塔板上建立了液體層后，升溫速度可適當(dāng)?shù)奶岣?。減壓精餾塔的升溫速度，對于開車成功與否的影響，將更為顯著。例如，對苯酚的減壓精餾，已有經(jīng)驗證明，升溫速度一般應(yīng)維持在塔內(nèi)上升蒸汽的速度為1.5?3米/秒，每塊塔板的阻力為1?3mmhg。如果升溫速度太快，則頂部尾氣的排出量太大，真空設(shè)備的負(fù)荷增大，在真空泵最大負(fù)荷的限制下，可能使塔內(nèi)的真空度下降，開車不易成功。d開車時，對閥門，儀表的調(diào)節(jié)一定要勤調(diào)，慢調(diào)，合理使用。e發(fā)現(xiàn)有不正常現(xiàn)象應(yīng)及時分析原因，果斷進(jìn)行處理。a液泛：在精餾操作中，下層塔板上的液體涌至上層塔板，破壞了塔的正常操作b霧沫夾帶：指氣體自下層塔板帶至上層塔板的液體霧滴。c液體泄漏：塔板上的液體從上升氣體通道倒流入下層塔板的現(xiàn)象。2塔釜熱負(fù)荷大小對精餾塔的操作有什么影響？你認(rèn)為塔釜加熱量主要消耗在何處？與回流有無關(guān)系？答： 影響 影響 影響塔釜加熱量 塔釜汽化量V——?回流量L ?塔內(nèi)壓力和溫度；塔釜加熱量主要用于加熱塔釜料液，產(chǎn)生蒸汽，蒸汽部分經(jīng)加熱原料而冷凝，另一部分經(jīng)塔頂冷凝器而冷凝。故塔釜加熱量主要用于加熱原料和塔頂冷凝回流及部分經(jīng)塔身傳熱而損失；塔釜加熱量與回流量存在一定關(guān)系。在全流塔中塔釜家熱量愈大，回流量也愈大；部分回流塔中，若塔頂采出量不變時，塔釜加熱量愈大，回流量也將愈大。3如果將組分中的乙酸丁酯換為乙醇，該精餾塔是否仍然可以達(dá)到上述的產(chǎn)品要求？如果不能應(yīng)該采取什么措施進(jìn)行改進(jìn)？答：不能，乙酸乙酯77.06°C和乙醇78.29^的沸點差別很小，不易分離。可以采用萃取精餾，選擇合適的萃取劑與原料液混合進(jìn)行萃取蒸