乙酸乙酯乙酸丁酯精馏设计说明书1文档格式.docx
《乙酸乙酯乙酸丁酯精馏设计说明书1文档格式.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《乙酸乙酯乙酸丁酯精馏设计说明书1文档格式.docx（46页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
2.1工艺说明
从乙酸乙酯—乙酸丁酯的核心生产装置——精馏装置着手，进行分析。
工艺如图所示。
原料经离心泵送入换热器，经釜液余热预热后进入精馏塔，精馏塔釜设置再沸器，最后乙酸乙酯从塔顶蒸出，经塔顶换热器冷凝后，冷凝液部分泡点回流，另一部分进入换热器，进一步冷却为乙酸乙酯产品采出。
塔釜得到的釜液，首先进入预热换热器，将原料液预热到指定温度（60℃），然后进入二级换热器冷却为乙酸丁酯产品。
2.2工艺流程图
StreamName
S1
S4
S6
S7
S9
S11
S12
Description
原料液
预热后料液
馏出液
釜液
馏出液产品
换热后釜液
釜液产品
Phase
Liquid
TotalStreamProperties
Rate
KG-MOL/HR
9.431
3.456
5.974
KG/HR
1000.000
306.000
694.000
Temperature
C
20.000
60.000
78.633
123.767
40.000
76.029
Pressure
ATM
1.000
1.200
1.100
MolecularWeight
106.034
88.529
116.161
AcentricFactor
0.4016
0.3660
0.4222
WatsonK（UOPK）
9.916
9.469
10.113
StandardLiquidDensity
KG/LIT
0.891
0.905
0.885
LiquidPhaseProperties
M3/HR
1.128
1.184
0.369
0.907
0.349
0.841
0.806
Std.LiquidRate
1.122
0.338
0.784
3工艺计算
3.1物料衡算
原料组成：
乙酸乙酯：
30%乙酸丁酯：
70%
流量：
F=7200吨/年
塔顶流出液：
回收率：
%
塔釜流出液：
乙酸乙酯（以下用A代表）：
摩尔质量MA=88.11kg/kmol
摩尔百分数xA=（0.3/88.11）/（0.3/88.11+0.7/116.16）=0.361
乙酸丁酯（以下用B代表）：
摩尔质量MB=116.16kg/kmol
摩尔百分数xB=1－xA=0.639
原料液平均摩尔质量：
M平均=88.11×
0.361+116.16×
0.639=106.03kg/kmol
F=（7200×
103）/（300×
24）=1000kg/h
全塔物料衡算：
F=D+W
D/F=（xF－xW）/（xD-xW）
ŋA=D×
xD/F×
xF=0.95
ŋB=W×
（1-xW）/F×
（xF）=0.97
由
计算得
馏出液摩尔流量D=3.415kmol/h
馏出液摩尔分数xD=0.947
釜液液摩尔流量W=6.016kmol/h
釜液液摩尔流量xW=0.0283
3.2热量衡算
精馏是大量耗能的单元操作，能量消耗是操作费用的主要损失。
通过热量衡算，确定再沸器的热负荷和塔底的冷凝负荷，进而可算出加热蒸汽消耗量和冷公用工程循环水用量。
总热量衡算QF+QB=QC+QD+QW+QL
进料代入塔内热量QF=
=1.23×
105kJ/h
塔顶产品带出热量QD=
=3.13×
104kJ/h
塔釜产品带出热量QW=
=6.56×
冷凝器热负荷QC=
=1.65×
105kJ/h
蒸馏釜热负荷QB=
=1.38×
热损失QL=1.38×
本工艺利用釜液加热原料液，充分利用热能，具体表现为：
节约冷公用工程循环水12.05吨/日，节约加热水蒸气4.82吨/日。
达到较好的节能效果，证明工艺过程比较合理。
4工艺设备设计
4.1筛板精馏塔设计
4.1.1馏出液和釜残液的流量和组成
冷物料进料量：
D=3.415kmol/hxD=0.947
W=6.016kmol/hxW=0.0283
4.1.2理论塔板数及理论最佳进料位置
图1乙酸乙酯和乙酸丁酯二元混合物的t-x（y）关系图
由图t-x（y）查得，进料液泡点温度tb=99.68℃
塔顶温度：
78.96℃塔底温度：
122.11℃
进料温度tF=60℃
平均温度tm=（tb+tF）/2=79.84℃
进料热状态参数：
进料平均摩尔热容：
CpL=xF×
CpA+（1－xF）×
CpB=229.31kJ/（kmol·
K）
进料平均摩尔汽化潜热：
r=xF×
rA+（1－xF）×
rB=35.14kJ/mol
故求得热状态参数：
q=1.26
进料热状态参数q线方程：
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
精馏段气相摩尔流量：
V=（R+1）D=26.637kmol/h
精馏段液相摩尔流量：
L=RD=23.222kmol/h
提馏段气相摩尔流量：
V′=V―（1―q）F=29.083kmol/h
提馏段液相摩尔流量：
L′=L+qF=35.105kmol/h
利用作图法确定理论板数：
图2理论板数的确定
由图可知，精馏段理论板数为2，提馏段理论板数为3，第三块板为最佳进料理论板。
4.1.3实际塔板数的设计计算
定性温度计算
由t—x（y）图查得
塔顶温度tD=78.96℃塔底温度tW=122.11℃
定性温度tm=（tD+tW）=100.54℃
平均黏度μL计算
由图5查得μA=0.21cpμB=0.31cp
μL=xF·
μA+（1－xF）μB=0.27cp
平均相对挥发度计算
塔底相对挥发度αW=yw/（1－yw）×
（1－xw）/xw=4.03
塔顶相对挥发度αD=xD/（1－xD）×
（1－x1）/x1=4.03
平均相对挥发度α=（xD+xw）1/2
由O′connell公式得全塔效率：
ET=0.49k（α·
μL）-0.245=0.42
精馏段实际塔板数：
NT=2/ET=4.76块≈5块
提馏段实际塔板数：
NT=3/ET=7.14块≈8块
实际最佳进料板位置为第六块塔板
实际塔板数N=13块（包括再沸器，塔顶设全凝器）。
4.1.4精馏段设计
筛板塔精馏段负荷性能图：
操作点为
操作弹性
满足工业生产中对操作弹性的要求，操作点位置基本合理。
详细设计过程如下：
（1）塔径的确定
由t—x—y图可知：
塔顶流出液的平均摩尔质量：
=106.03kg/kmol
进料板上的组成：
，
进料板的平均摩尔质量
=105.52kg/kmol
精馏段液相的平均摩尔质量为
（
+
）/2=105.78kg/kmol
塔顶气相的平均摩尔质量为
kg/kmol
进料板气相的平均摩尔质量为
=95.6kg/kmol
精馏段气相的平均摩尔质量
精馏段气相的平均密度
kg/m3
所以，精馏段的液相的平均密度为
kg/m3
气液两相体积流量：
则，两相流动体积参数：
取塔板间距HT=400mm=0.4m。
由筛板塔泛点关联图[1]可得：
，当定性温度t=（
）/2，液相表面张力：
mN/m
故，气体负荷因子：
=
液泛气速：
取本物系的泛点率为0.8
取堰长
由图10-40，知溢流管面积与塔板总面积之比：
即，塔板总面积：
因而，精馏段塔径：
m
根据塔设备系列化规格，圆整到D=0.6m=600mm
则，塔板实际面积：
m2
降液管实际面积：
气体实际流速：
m/s
因此，实际泛点率为
（2）塔盘设计
降液管的面积
降液管的宽度：
由图3-35[3]可得，
=0.15D=0.09
取
选取安定区
边缘区
有效传质面积：
=0.156m
筛孔的设计：
选孔径为
，孔间距
孔隙率
溢流堰长度
m
堰上清液层高度
选择平顶溢流堰
采用垂直弓形降液管，普通平底受液盘取其间距
m。
（3）塔板流动
升级会员 