【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(jìn)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(jì)算依據(jù) 乙醇在進(jìn)塔物料中，塔頂，, 計(jì)算基準(zhǔn)：0℃液體 ①進(jìn)塔物料帶入熱QF 進(jìn)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(jìn)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(chǎn)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(shù)據(jù)，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(shù)據(jù)，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(zhǔn)，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(shè)如下的熱力學(xué)途徑計(jì)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(fù)荷QB 熱損失按5%計(jì)，則可以得到下列式： QB+QF+QR=QV+QW+(QB+QF+QR)5% 將各數(shù)據(jù)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(fù)荷QC和冷卻水用量計(jì)算 塔頂產(chǎn)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(fù)荷，KJ/h QD——塔頂餾出物帶出熱，KJ/h 將各數(shù)據(jù)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(shè)備的工藝計(jì)算 水合器的工藝計(jì)算 在工程商要確定水合器的尺寸，首先要確定一定生產(chǎn)能力下催化劑溶劑，再根據(jù)實(shí)驗(yàn)或工程實(shí)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(chǎn)能力，kg/h； V——催化劑的體積，m3； ——乙烯的單程轉(zhuǎn)化率，%； S——乙烯的空間速度，h1. 當(dāng)=%,S=2000h1,G=12821kg/h, V== ≈74m3 催化劑床層高度的確定 國內(nèi)外的研究結(jié)果及實(shí)踐數(shù)據(jù)表明，催化劑床層高度大約在7~13m的范圍內(nèi)比較合適，故本設(shè)計(jì)選取催化劑床層高度h=10m，則由催化劑體積可計(jì)算出水合器的直徑D： D===，圓整為D=。 根據(jù)乙烯水合器的反應(yīng)機(jī)理，可推導(dǎo)出反應(yīng)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(yīng)平衡常數(shù)；K——總反應(yīng)速率常數(shù)； KA,KB,KR——分別為乙烯、水、乙醇的吸附平衡常數(shù)，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(shù)據(jù)得= 在水合器入口溫度270℃，轉(zhuǎn)化率為零時(shí)的體積流率為： F= V0=F0RT/P=（273+270）/103=反應(yīng)器有效容積：VR’=V0=2=反應(yīng)器總體積：取反應(yīng)器裝填系數(shù)為=，則 VR=VR’/=故反應(yīng)器主體高度為：h==485/=11m根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，取反應(yīng)器分離空間高度，、則反應(yīng)器總高度： H=11++= 進(jìn)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(jù)設(shè)計(jì)規(guī)模和生產(chǎn)制度，年操作時(shí)間為7800h，即325天，每天工作三班8小時(shí)， ，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板頁面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。 工藝設(shè)算 ⑴設(shè)計(jì)依據(jù)： ①根據(jù)【8】，（表壓）； ②進(jìn)料狀態(tài)：飽和液體進(jìn)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(diǎn)進(jìn)料，xE=xF=，過點(diǎn)e做直線=，于點(diǎn)d讀得ye=，如圖31所示，有 Rmin（1）== 又過點(diǎn)a做平衡線的切線，切點(diǎn)為g，讀得其坐標(biāo)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(shù)的確定 捷算法計(jì)算板塊數(shù)①求揮發(fā)度α 由安托萬方程【12】 lgp0=A計(jì)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(shù)Nmin Nmin=lg[]/lg =lg = 應(yīng)用吉利蘭關(guān)聯(lián)式求理論板數(shù)N： x= Y= 因 可解得N= ③進(jìn)料板位置的確定 先求精餾段的理論最少板數(shù)Nmin，1， Nmin，1=lg N1= 由以上計(jì)算可知，理論總板數(shù)為14，精餾段9塊，進(jìn)料板為第10塊。 ④全塔效率的計(jì)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(shí)際總板數(shù)為：Ne=N/E= N1= 由上知總板數(shù)為21，精餾段13，提餾段8，進(jìn)料位置為第14塊板。 ⑤氣液負(fù)荷計(jì)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(jìn)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(jì)算操作壓力：P=PA0A+PB0B而乙醇、水的飽和蒸汽壓對溫度的關(guān)系用安托萬方程計(jì)算，即用上式試差，計(jì)算機(jī)編程代碼見附錄一：【13】計(jì)算結(jié)果我：塔頂溫度：TD=℃ 塔底溫度：TW=℃（6）精餾塔工藝尺寸計(jì)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(jīng)常清洗，可取每隔7塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔數(shù)為3，塔頂空間=HD=，，則全塔高度為： Z=++= ②塔徑D 查塔的泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖得C20=，(見附錄二)在T=℃時(shí)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(shè)計(jì)計(jì)算的主要結(jié)果 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)數(shù)據(jù)塔板主要流動性能參數(shù)數(shù)據(jù)塔的有效高度Z，m液泛氣速nf，m/s實(shí)際塔板數(shù)NP21空塔氣速u，m/s塔（塔板）內(nèi)徑D，m設(shè)計(jì)泛點(diǎn)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(diǎn)氣速u0’，m/s弓形降液管堰長lw，m霧沫夾帶泛點(diǎn)率F1，%弓形降液管寬度lD，m穩(wěn)定系數(shù)k出口堰高，hw，m堰流強(qiáng)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(shí)間T，s塔板厚度S，mm3降液管中泡沫層高度，m塔板分塊數(shù)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(gè)數(shù)250氣相負(fù)荷上限，m3/h16780浮閥的排列方式錯(cuò)排氣相負(fù)荷下線，m3/h塔板開孔率%操作彈性（1） 進(jìn)料管 ，料液密度為：則料液體積流率VF=取管內(nèi)流速uF=2m/s則進(jìn)料管直徑 dF=查【15】熱軌無縫鋼管（GB816387）,取進(jìn)料管尺寸為，實(shí)際管內(nèi)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(nèi)流速uR=，則回流管直徑dR=同上。去回流管尺寸為，實(shí)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(nèi)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(shí)際流速為：uW=（4）塔頂蒸汽管 塔頂蒸汽體積流率VT=，并取管內(nèi)蒸汽流速uT=25m/s，則塔頂蒸汽管直徑為： 同上，取管尺寸為