【正文】 ）=108KJ/h（5） 系統(tǒng)熱量損失為： 系統(tǒng)熱量損失率為：==% 如圖所示，以虛線部分工作熱量衡算，有QB+QF+QR=QV+QW+QC ()其中， QB——加熱蒸汽帶入熱，KJ/h QF ——進塔物料帶入熱，KJ/h QR ——回流液帶入熱，KJ/h QV——塔釜液帶出熱，KJ/h QW——塔頂上升蒸汽帶出熱，KJ/h QC——熱損失，KJ/h QV QR 1 2 QC QLQF QB QW 精餾塔熱量衡算圖 (1)計算依據 乙醇在進塔物料中，塔頂，, 計算基準：0℃液體 ①進塔物料帶入熱QF 進塔物料為105℃飽和液體，0~105℃的C2H5OH和H2O的平均比熱容分別[10](kg/K), KJ/(kg/K),故進料混合液在0~105℃的平均比熱容為： m=+（）= KJ/(kg/K) 故QF=GFmt=103（1050）=107KJ/h ②塔底物料帶出熱QW 塔底產品的溫度為103℃，C2H3OH與H2O在0~103℃的平均比熱容近似使用0~105℃的數據，混合液的平均比熱容為： =+（）= KJ/(kg/K) 故QW=GWmt=103（1030）=107KJ/h ③回流液帶入熱，回流液為78℃液體，C2H5OH與H2O在0~78℃的平均比熱容近似用0~105℃的數據，回流液的平均比熱容為： m=+（）=(kg/K) 回流液量=RD=103=104kg/h 故QR=104（780）=107 ④塔頂上升蒸汽帶出熱QV 按照本題所取的基準，QV等于80℃的塔頂上升蒸汽與0℃的同組成液體的焓差H，為了方便，假設如下的熱力學途徑計算H。80℃組成與上升蒸汽相同的液體80℃，上升蒸汽0℃組成與上升蒸汽相同的液體 H H1 H2 塔頂上升蒸汽與餾出液的組成相同，查的80℃，80℃組成與上升蒸汽相同的液體的汽化熱為： HV=880+（）2365= 80℃組成與上升蒸汽相同的液體的平均比熱容為： m=+（）=（）塔頂上升蒸汽量=(R+1)D=（+1）103=104kg/h 故QV=H=H1+H2=104（800） +104=107KJ/h⑤再沸器的熱負荷QB 熱損失按5%計，則可以得到下列式： QB+QF+QR=QV+QW+(QB+QF+QR)5% 將各數據代入上式，得QB=107KJ/h QL=106KJ/h⑥再沸器加熱蒸汽用量 ，【12】 107/=104kg/h ⑦冷凝器熱負荷QC和冷卻水用量計算 塔頂產品的組成和溫度與回流液相同，其定壓比熱容已知， m=（） 故QD=103（780）=106KJ/h 由式QV+QC=QR+QD () 其中，QC——冷卻器的熱負荷，KJ/h QD——塔頂餾出物帶出熱，KJ/h 將各數據代入上式，有 QC=QR+QDQV=107+107=107KJ/h 冷卻水用量：GH2O==106kg/h 因此，107KJ/h，106kg/h 第三章 主要設備的工藝計算 水合器的工藝計算 在工程商要確定水合器的尺寸，首先要確定一定生產能力下催化劑溶劑，再根據實驗或工程實踐所提供的高徑比來確定水合器的工藝尺寸。 催化劑體積 V= () 其中，G——生產能力，kg/h； V——催化劑的體積，m3； ——乙烯的單程轉化率，%； S——乙烯的空間速度，h1. 當=%,S=2000h1,G=12821kg/h, V== ≈74m3 催化劑床層高度的確定 國內外的研究結果及實踐數據表明，催化劑床層高度大約在7~13m的范圍內比較合適，故本設計選取催化劑床層高度h=10m，則由催化劑體積可計算出水合器的直徑D： D===，圓整為D=。 根據乙烯水合器的反應機理，可推導出反應速率方程式：【7】 對上式先微分再積分，得 其中，A=（）2 D=PAPB KP ——反應平衡常數；K——總反應速率常數； KA,KB,KR——分別為乙烯、水、乙醇的吸附平衡常數，則 KA=。 KB=105ep（8280/RT）=105ep（8280/285）=； KR=102ep（6250/285）=； =108ep(11300/285)106 ； KP=107ep(104800/285)107； PA=7106=106Pa； PB=7106=106Pa； PR=7106=106Pa； A=1012； D=106106=1013； 代入數據得= 在水合器入口溫度270℃，轉化率為零時的體積流率為： F= V0=F0RT/P=（273+270）/103=反應器有效容積：VR’=V0=2=反應器總體積：取反應器裝填系數為=，則 VR=VR’/=故反應器主體高度為：h==485/=11m根據經驗，取反應器分離空間高度，、則反應器總高度： H=11++= 進料乙醇含量：xF= 原料液溫度：105℃ 塔頂乙醇：xD= 塔底乙醇：xW≤ 塔型選擇 根據設計規(guī)模和生產制度，年操作時間為7800h，即325天，每天工作三班8小時， ，由于產品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產過程中壓降和塔板頁面落差的影響，提高生產效率，選用浮閥塔。 工藝設算 ⑴設計依據： ①根據【8】，（表壓）； ②進料狀態(tài)：飽和液體進料 ③加熱方式：直接水蒸氣加熱 ⑵最小回流比及操作回流比的確定 由于為泡點進料，xE=xF=，過點e做直線=，于點d讀得ye=，如圖31所示，有 Rmin（1）== 又過點a做平衡線的切線，切點為g，讀得其坐標xg=，yg=，故有 Rmin(2)= 故Rmin=Rmin（1）= 可操作回流比為R== 乙醇——水物系的相圖 ⑶板塊數的確定 捷算法計算板塊數①求揮發(fā)度α 由安托萬方程【12】 lgp0=A計算 塔頂α0：t=80℃ lgp0 == LgpB0== αD=pA0/pB0= 塔底dW: t=103℃ lgpA0= lgpB0= dw=pA0/pB0= 全塔相對揮發(fā)度可取dD與dW的幾何平均值： ②最少理論板數Nmin Nmin=lg[]/lg =lg = 應用吉利蘭關聯式求理論板數N： x= Y= 因 可解得N= ③進料板位置的確定 先求精餾段的理論最少板數Nmin，1， Nmin，1=lg N1= 由以上計算可知，理論總板數為14，精餾段9塊，進料板為第10塊。 ④全塔效率的計算： 全塔平均溫度為T=（80+103）/2=℃，查【12】液體黏度共線圖得 μc2H5OH=，μH2O= 則 μav= 則總塔板效率為：E’=+（lgαμav）2 = 故浮閥塔總板效率為E=’= 實際總板數為：Ne=N/E= N1= 由上知總板數為21，精餾段13，提餾段8，進料位置為第14塊板。 ⑤氣液負荷計算精餾段操作線方程為： 精餾段氣流量：V=（R+1）D=（）=精餾段液體流量：L=RD==提餾段氣流量：V’=V（1q）F=V=提餾段液體流量：L’=L+qF=+=則提餾段操作線方程為：y= =精餾段： 則： L== V== 在T=℃下，查圖得[10] ， WA=則精餾段液相密度為：可得 進料處壓力為： 13+10=精餾段壓力為：（+10）/2=氣相密度：則：L= V=提餾段： 則 L’== V’==在T=（105+103）/2=104℃下，查圖得【10】則液相密度為：可得提餾段壓力為：（+40）/2=則氣相密度： 則L’= V’=（5） 操作溫度的確定用下式計算操作壓力：P=PA0A+PB0B而乙醇、水的飽和蒸汽壓對溫度的關系用安托萬方程計算，即用上式試差，計算機編程代碼見附錄一：【13】計算結果我：塔頂溫度：TD=℃ 塔底溫度：TW=℃（6）精餾塔工藝尺寸計算 ①塔高H 取板間距為HT=600mm 理論塔高：Z==21= 由于料液較清潔，無需經常清洗，可取每隔7塊板設一個人孔，則人孔數為3，塔頂空間=HD=，，則全塔高度為： Z=++= ②塔徑D 查塔的泛點關聯圖得C20=，(見附錄二)在T=℃時查[14]得乙醇和水的液體表面張力為：則精餾段液汽氣速為：，則u==精餾塔板工作面積A：（11） 設計計算的主要結果 設計結果匯總塔板主要結構參數數據塔板主要流動性能參數數據塔的有效高度Z，m液泛氣速nf，m/s實際塔板數NP21空塔氣速u，m/s塔（塔板）內徑D，m設計泛點率rf=u/uf塔板間距HT，m閥孔動能因子F0液流型式單溢流閥孔氣速u0，m/s降液管總截面積與塔截面積比A0/AT漏液點氣速u0’，m/s弓形降液管堰長lw，m霧沫夾帶泛點率F1，%弓形降液管寬度lD，m穩(wěn)定系數k出口堰高，hw，m堰流強度un，m3/降液管底隙hb，mm堰上方液層高度how，mm邊緣區(qū)寬度bc，mm70每塊塔板阻力hf，mm液柱安定區(qū)寬度bs，mm70降液管中液體停留時間T，s塔板厚度S，mm3降液管中泡沫層高度，m塔板分塊數4底隙液速ub，m/s浮閥型式F1降液管中清液層高度Hol，m浮閥個數250氣相負荷上限，m3/h16780浮閥的排列方式錯排氣相負荷下線，m3/h塔板開孔率%操作彈性（1） 進料管 ，料液密度為：則料液體積流率VF=取管內流速uF=2m/s則進料管直徑 dF=查【15】熱軌無縫鋼管（GB816387）,取進料管尺寸為，實際管內流速為：uf=（2） 回流管 104kg/h，回流液密度為：則回流液體積流率VR=取管內流速uR=，則回流管直徑dR=同上。去回流管尺寸為，實際流速為：uf=（3） 釜液出口管 103kg/h，釜液密度為：則釜液體積流率VW=取管內流速uw=1m/s則釜液出口管直徑 dW=同上，取釜液出口管尺寸為，則實際流速為：uW=（4）塔頂蒸汽管 塔頂蒸汽體積流率VT=，并取管內蒸汽流速uT=25m/s，則塔頂蒸汽管直徑為： 同上，取管尺寸為