设计一台分离甲醇乙醇板式精馏塔.docx
- 文档编号:11020574
- 上传时间:2023-02-24
- 格式:DOCX
- 页数:28
- 大小:45.56KB
设计一台分离甲醇乙醇板式精馏塔.docx
《设计一台分离甲醇乙醇板式精馏塔.docx》由会员分享,可在线阅读,更多相关《设计一台分离甲醇乙醇板式精馏塔.docx(28页珍藏版)》请在冰豆网上搜索。
设计一台分离甲醇乙醇板式精馏塔
1•概述(内容至少2页,同学间的相似度不能超过30%。
与精馏知识相关)
2.设计任务书
(1)设计题目
甲醇-乙醇精馏塔工艺设计
(2)设计条件
生产能力:
34560吨/年(年工作日360天,每天开动设备24小时计算)
原料中甲醇含量:
40%+0.003X(摩尔分数,X为学号的后两位)
设计要求:
塔顶甲醇的含量不低于96%(摩尔分数)
塔底甲醇的含量不咼于4%(摩尔分数)
操作压力
常压
进料热状况
q=0.7
回流比
自选
单板压降
O.8KPa
3.工艺流程图及流程说明
(1)工艺流程图(模仿仿真精馏中的工艺流程图设计,要包括原料储罐,精馏塔,冷凝器,再沸器,塔顶产品储罐,塔底产品储罐和泵设备,
CAD作图)
(2)工艺流程说明
4.设备形式的选择
本设计选择板式精馏塔,塔板为浮阀式。
(选择依据自己查,本质就是本设
计用浮阀塔的优点)
5.工艺计算
5.1确定塔顶、塔底物料量及组成
5.2确定塔板数和进料位置(作图)
5.3塔径及塔板结构尺寸的确定
5.3.1精馏段
(1)塔径的确定
(2)溢流装置
(3)塔板布置及浮阀数排列(做出阀孔分布图)
(4)塔板流体力学验算
(5)塔板负荷性能图
5.3.2提馏段
(1)塔径的确定
(2)溢流装置
(3)塔板布置及浮阀数排列(做出阀孔分布图)
(4)塔板流体力学验算
(5)塔板负荷性能图
5.4塔高的确定
5.5精馏装置附属设备的设计
(1)冷凝器的选型(换热器的设计)――采用水为冷流体,进口温度25oC,出口温度35°C;甲醇为热流体,仅有相变。
(2)再沸器的选型一一以120°C的过热水蒸气作为热源
(3)泵的选型
(4)储罐的选择(计算内容为一天的进料量或产量所需储罐的体积,储
罐的储料系数为0.8)
a.原料储罐
b.塔顶产品储罐
c.塔底产品储罐
5.6数据汇总
6.参考文献
7.设计心得
8.致谢
课程设计任务书2……
1.设计方案的确定及工艺流程的说明3
1.1流程示意图3
1.2流程和方案的说明及论述3•-
1.2.1流程的说明3
1.2.2设计方案确定3……
2.精馏塔的工艺计算4……
2.1精馏塔的物料衡算4……
2.1.1物料衡算4
2.1.2相对挥发度的计算4••…
2.2塔板数的确定4……
2.2.1理论板数的计算4
222精馏塔塔效率的计算6••…
2.3塔的工艺条件及物性数据计算7-
2.3.1混合液平均摩尔质量计算7…
2.3.2平均密度计算7……
2.3.3液体平均表面张力8••…
2.3.4提馏气液相体积流量8••…
2.4塔体工艺尺寸计算8……
2.4.1精馏段塔径计算8……
2.4.2精馏塔高度计算10••…
2.4.3溢流装置计算10••…
2.5塔板负荷性能10……
2.5.1浮阀计算及其排列10••…
2.6塔板流体性能校核11••…
2.6.1泡沫夹带量校核11……
2.6.2塔板阻力计算12……
2.6.3降液管液面校对12••…
2.6.4液体在降液管内停留时间校核12
2.6.5严重漏液校核13-••…
2.6.6塔板负荷性能图13••…
2.7换热器的计算14……
2.7.1原料预热器14-
2.7.2塔顶冷凝器15
2.7.3塔底再沸器15•
2.7.4贮罐体积计算15-
2.7.5进料罐线直径15-
3.设备结果汇总表•
4.主要参考文献1-
课程设计任务书
一、设计题目:
分离甲醇一乙醇板式精馏塔的设计
二、设计要求
工艺条件与数据
(1)原料液含甲醇79%(质量,下同);含乙醇21%
(2)馏出液含甲醇99.85%,残留液含甲醇2%;
(3)年产10万吨精甲醇,设每年工作时间为7200小时;
(4)料液可视为理想溶液,取g0.5,K=1;
(5)常压操作,泡点进料。
三、设计内容
1、精馏塔的物料衡算及塔板数的确定;
2、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算;
3、精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算;
4、塔板的流体力学运算;
5、塔板的负荷性能图的绘制
6、精馏塔接管尺寸计算;
7、绘制带控制点的生产工艺流程图
8绘制主体设备图。
四、设计说明书
1、目录
2、设计方案的确定及工艺流程的说明
3、工艺计算及主体设备设计
4、设计结果一览表
5、对本设计的评述及有关问题的说明
6、主要符号说明
7、参考文献
8附图
1.设计方案的确定及工艺流程的说明
1.1流程示意图
原料冷凝器t塔顶产品冷却器t甲醇的储罐t甲醇
J回流
原料罐T原料预热器T精馏塔
回流
再沸器JT塔底产品冷却器T乙醇的储罐T乙醇
1.2流程的说明及方案的确定
1.2.1流程的说明
首先,甲醇和乙醇的原料混合物进入原料罐,在里面停留一定的时间之后,通过泵进
入原料预热器,在原料预热器中加热到泡点温度,然后,原料从进料口进入到精馏塔中。
因为被加热到泡点,混合物中既有气相混合物,又有液相混合物,这时候原料混合物就分
开了,气相混合物在精馏塔中上升,而液相混合物在精馏塔中下降。
气相混合物上升到塔
顶上方的冷凝器中,这些气相混合物被降温到泡点,其中的液态部分进入到塔顶产品冷却
器中,停留一定的时间然后进入苯的储罐,而其中的气态部分重新回到精馏塔中,这个过
程就叫做回流。
液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中,一部分进入再沸
器,在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。
塔里的混合物不断重复前面所说的过
程,而进料口不断有新鲜原料的加入。
最终,完成甲醇和乙醇的分离。
1.2.2设计方案的确定
1.操作压力
精馏操作可在常压,加压,减压下进行。
应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。
例如对于热敏感物料,可采用减压操作。
本次设计甲醇和乙醇为一般物料因此,采用常压操作。
2.进料状况
进料状态有五种:
过冷液,饱和液,气液混合物,饱和气,过热气。
但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点,才送入塔内。
这样塔的操作比较容易控制。
不受季节气
温的影响,此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同,在设计和制造上也叫方便。
本次设计采用泡点进料,即q=1。
3.加热方式
精馏塔釜的加热方式一般采用间接加热方式,若塔底产物基本上就是水,而且在浓度
极稀时溶液的相对挥发度较大,便可以采用直接加热。
直接蒸汽加热的优点是:
可以利用
压力较低的蒸汽加热,在釜内只需安装鼓泡管,不需安装庞大的传热面,这样,操作费用和设备费用均可节省一些,然而,直接蒸汽加热,由于蒸汽的不断涌入,对塔底溶液起了稀释作用,在塔底易挥发物损失量相同的情况下。
塔釜中易于挥发组分的浓度应较低,因
而塔板数稍微有增加。
但对有些物系。
当残液中易挥发组分浓度低时,溶液的相对挥发度
大,容易分离故所增加的塔板数并不多,此时采用间接蒸汽加热是合适的。
4.冷却方式
塔顶的冷却方式通常水冷却,应尽量使用循环水。
如果要求的冷却温度较低。
可考虑
使用冷却盐水来冷却。
5.热能利用
精馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。
因此,热效率很低,可采用一些改进措施来
提高热效率。
因此,根据上述设计方案的讨论及设计任务书的要求,本设计采用常压操
作,泡点进料,间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式,适当考虑热能利用。
2•精馏塔的工艺计算
2.1精馏塔的物料衡算
2.1.1物料衡算:
甲醇的摩尔质量:
Ma=32.04kg/kmol
乙醇的摩尔质量:
Mb=46.07kg/kmol
馏出液的平均摩尔质量
Mf=32.04*46.07/(0.79*46.07+0.21*32.04)=34.23kmol/h
馏出液流量:
D=100000*1000/(7200*34.23)=433.22kmol/h
料液中甲醇的摩尔分数:
xf=0.79*46.07/(0.21*32.04+0.79*46.07)=0.8440
塔顶产品甲醇的摩尔分数
:
xd=0.9985*46.07/(0.0015*32.04+0.9985*46.07)=0.9989
塔底产品甲醇的摩尔分数
:
xw=0.02*46.07/(0.98*32.04+0.02*46.07)=2.85%
总物料衡算:
f=d+w
①
苯的物料衡算:
F*xf=D*xd+W*xw②
联立①②式得:
F=515.51kmol/hW=82.29kmol/h
2.1.2相对挥发度的计算
T=337.9K时,PA=101.3KPa,PB=57.43KPa
1=Pa/Pb=101.3/57.43=1.764
T=351.6K时,PA=168.2KPa,PB=101.3KPa
2=Pa/Pb=168.2/101.3=1.66
则=.1.764*1.66=1.71
2.2塔板数的确定
221理论板层数的求算
(1)平衡线方程的求算
汽液相平衡方程式
1.71
y
1.710.71y
(2)q线方程
(1>q>0)
进料状态由五种,即过冷液体进料(q>1),饱和液体进料(q=1),气液混合进料
和过热蒸汽进料(q<0),本设计选用的为泡点进料,故q=1o
最小回流比
xp=xF=0.8440,yp=1.71xf/(1+0.71xf)
由两式得:
yp=0.9025,Rmin=(xD-yp)/(yp-xp)=1.65
R=(1.1~2.0)Rmin=2.5
⑶精馏段液相流量:
L=RD=2.5X433.22=1083.05kmol/h
精馏段气相流量:
V=L+D=1083.05+433.22=1516.27kmol/h
精馏段操作线方程:
y=0.714x+0.285
提馏段液相流量:
L'=L+q*F=1083.05+1X515.51=1598.56kmol/h
提馏段气相流量:
V=V+(q-1)*F=1516.27mol/h
汽相回流比:
R=V7=18.4
提馏段操作线方程:
y=1.05x-0.0015
(4)理论塔板数的确定
先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下
yi=XD=0.9989宀xi=0.998
y2=0.998tX2=0.997
y3=0.997tx3=0.995
y4=0.995tx4=0.991
y5=0.993tx5=0.988
y6=0.990tx6=0.983
y7=0.987tx7=0.978
y8=0.983tx8=0.971
y9=0.978tx9=0.963
yio=0.972txio=0.953
yii=0.965txii=0.942
yi2=0.957tXi2=0.924
yi3=0.945txi3=0.909
y14=0.934tx14=0.892
y15=0.921tx15=0.872
y16=0.908tx16=0.852
y17=0.893tx17=0.830 交替由相平衡方程和提馏段操作线方程计算如下 Y18=0.857tx18=0.778 y19=0.802fx19=0.703 y20=0.723fx20=0.604 y2仁0.619fx2仁0.487 y22=0.496fx22=0.365 y23=0.368fx23=0.254 y24=0.252fx24=0.165 y25=0.158fx25=0.099 y26=0.089fx26=0.054 y27=0.042fx27=0.025 故理论板为27块,精馏板为16块,第17块为进料板。 2.2.2精馏塔实际塔板数与全塔效率的计算 板效率Et利用奥康尔的经验公式Et0.49(l)0.245计算,其中a为塔顶与塔底的平均 温度下的相对挥发度,L为塔顶与塔底的平均温度下的相对液体粘度mPa.s。 对于多组 分的相对液体黏度LXj口其中u为液态组分i的液相黏度;x为液态组分i的摩尔分 数。 l=0.844*0.306+0.156*0.508=0.3375(t=70 C) =1.71 MVFm 0.56, 实际塔板数N实=N理/ET=48 2.3塔的工艺条件及物性数据计算 2.3.1混合液的平均摩尔质量计算 进料板的甲醇的摩尔分数为: x=0.844 y=0.9247 MVFm=0.9247*32.04+(1-0.9247)*46.07=33.10kg/kmol MLFm=0.844*32.04+(1-0.844)*46.07=34.23kg/kmol 塔底甲醇的摩尔分数为: x=0.029y=0.050 Mlwm=0.029*32.04+(1-0.029)*46.07=45.66kg/kmolMvwm=0.05*32.04+(1-0.05)*46.07=45.37kg/kmol平均摩尔质量: MVm=(33.10+45.37)/2=39.24kg/kmol MLm=(34.23+45.66)/2=39.95kg/kmol 2.3.2平均密度计算 1.气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 即Pvm=MP/RT=2.46kg/m3 2.液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算 即丄 Lm XaXb LA LB (1)塔顶液相平均密度的计算 由tD 64.7C, nn~ 册 得a744kg/m3 B774kg/m3 10.99850.0015 744774 从而 LDm 744.04kg/m3 LDm (2)进料板液相平均密度的计算 由tF=78.4C,查手册得A 738kg/m3B767kg/m3 101P20.98 738767 LFm 3 LFm766.40kg/m精馏段液相平均密度为 Lm 744.04766.40 3 755.22kg/m 2.3.3液体的平均表面张力 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=64.7C,查手册得 (A=18.9mN/m苛18.8mN/m (LDm=0.998908.9+(1-0.9989)X18.8=18.9OmN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=78.4C,查手册得 %=17.6mN/m%=17.4mN/m (LFm=0.0285X17.6+(1-0.0285)X17.4=17.40mN/m 精馏段液相平均表面张力为 (Lm=(18.90+17.40)/2=18.15mN/m 2.3.4精馏塔的汽、液相负荷 L=RD=2.5433.22=1083.05kmol/h V=(R+1)D=(2.5+1)433.22=1516.27kmol/h L'=L+q*F=1083.05+1X515.51=1598.56kmol/h V'=v=1516.27kmol/h 2.4塔体工艺尺寸计算 241精馏段塔径计算 Vs VMvm 3600Vm 1516.27*39.24/3600*2.46=6.72m3/s 3 0.0161m/s .LMLm Ls 3600Lm 1083.0540.43 3600755.22 fHI 0.01 0.008 t0.Z0.10.4: 0.6]1234 '3G05-O-ttfQl5Q.& 钳—j 计算筛板塔汽液负荷亩子用的关联曲线图 L*pL/(V*pV)=0.0161X755.22/(5.907X2.84)=0.725,取板间距HT=0・3m 查上图得 C20=0.03 C003(益)。 .2003(罟)0.2 0.02942 umax 0.02942 755.222.84 A12.84 0.479m/s 取安全系数为0.75,则空塔气速为u=0.75Xumax=0.75X0.479=0.359m/s DT=Ws/0.785u=4.9m 可取塔径D=4.9m,塔截面积为AT=0.785D2=0.785X20.25=15.90m u=Vs/At=/15.90=0.4226m/s 2.4.2精馏塔高度计算 精馏段有效高度为Z精=(N精-1)Ht=(28-1)X0.3=8.1m 提馏段有效高度为Z提=(N提-1)Ht=(20-1)X0.3=5.7m 故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提=8.1m+5.7m=13.6m 2.4.3溢流装置的计算 降液管宽度: bdD[..1(lwD)]/20.2001m 降管液的尺寸 代厲A1.541.4050.135m2 选取hb=0.04m 溢流堰尺寸: lwD(lwD)1.4*0.70.98m 堰上液头高how, how2.84*103 堰咼: hwh| 溢流强度: uL 26.°209826.55[m3/(m*h)] 降液管底隙流体速度 ub qVLs lwhb 26.02 3600*0.98*0.04 0.184m/s 2.5塔板负荷性能 2.5.1浮阀计算及其排列 (1)浮阀数选取Fi型浮阀,阀孔直径do=O.O39m 根据表5—4选择单流型 初取Fo=11,则u0F。 /..V116.54m/s (2)排列方式 .2.83 取边缘区宽度 bc=0.05m D x(bs 2 D rbc 2 bd) 1.4/2 2[X、r2x2 A。 Aa ndo 4 t2sin60° 14(0.0750.2001)0.425m 2 0.050.65m r2sin1(-)]1.02m2 0.907(d°)2 tJ0.907/(A/Aa)*d0 0.0809m 根据估算提供孔心距进行布孔 ,按t=75mm进行布孔,实排阀数n=163 阀孔气速u0 qVVs (肓d0 7.2m/s 动能因子 F。 7.2*2.8312.11 塔板开孔率 A0/At163*—d: /1.540.126 4 2.6塔板的流体性能的校核 2.6.1泡沫夹带量校核 为控制液沫夹带量ev过大,应使泛点F10.8~0.82 浮阀塔板泛点率计算如下: 浮阀数: qvvs5044.5*4. n2180 d2u3600*0.039*6.54 d0u0 4 取塔板上液体进,出口安定区宽度bsbs0.075m Fi 1.36qvLsZL KCf代 3 由塔板上气相密度V2.83kg/m及板间距HT=0.45m查图5—26(泛点荷因数) 得系数Gf=0.128,根据表5—11(物性系数)所提供的数据,取k=1 塔板液流道长ZL=D-2bd=1.4-2*2*0.2=1.0(m) 2 液流面积AbAt2Ad1.542*0.1351.27(m) 0nqrw (5044.5/3600);;——.1.36*.*1.0 故得: H\786.552.83360005780。 0.128*1.27.. 故不会产生过量的液沫夹带 2.6.2塔板阻力计算 (1)干板阻力h0 731 临界孔速u0c()18255.95u07.20 V 阀孔U0大于其临界孔阀气速U0C,故应在浮阀全开状态计算干板阻力 2 h05.34VU0 L2g 2837202 5.34**0.051(m) 786.552*9.81 (2)塔板清液层阻力 hl h0.5hL0.5*0.070.035(m) (3)克服表面张力所造成阻力h 4*10 4*103*18.82 Lgd。 786.55*9.81*0.039 2.46*104(m) 由以上三阻力之和求得塔板阻力hf: hfh0hlh0.0510.0350.0002460.0862(m) 2.6.3降液管液面校对 流体流过降液管底隙的阻力: hd1.18*108(-qvLh)20.0052(m) 1whb 浮阀塔板上液面落差较小可以忽略,则降液管内清液层高度: Hdhwhowhfhd0.0450.0250.08620.00520.1614(m) 取降液管中泡沫层相对密度0.6,则可求降液管中泡沫层高度: HdHd0.269 而Hthw0.450.0450.495Hd,故不会发生降液管液泛。 2.6.4液体在降液管内停留时间校核 应保证液体在降液管内的停留时间大于3S〜5S,才能保证液体所夹带的气 体的释放。 AdHT/qvLs3600*0.135*0.45/26.028.4(s)5(s) 故所夹带气体可以释出 2.6.5严重漏液校核 当阀孔的动能因子F0=5的相应孔流气速: '55 U0f—;2.97(m/s) JV<2.83 稳定系数K也7202.421.5~2.0故不会发生严重漏液 U02.97 2.6.6塔板负荷性能图 (1)过量液沫夹带线关系式 根据前面液沫夹带的校核选择Fi=0.8 则有°-8786;5832831*3叽“心7*。 128*1 当qLVh°时,qvvh78/2m3/h 当qLVh50m3/h时,qVVh6678.5m3/h 由此两点作过量液夹带线(a) ⑵液相下限线关系式 对于平直堰,其堰上液头高度how必须大于0.006m。 取how=0.006m,即可以确定液相流量的下限线 how2.84*103E(qvLh)2/30.006 lw 取E=1.0,代人lw=0.98 qVLh3.07lw3.07*0.983.00(m3/h) 该线为垂直qVLh轴的直线,记为(b) (3)严重漏液线关系式: 因动能因子F0<5时,会发生严重漏液,故取F0=5,计算相应气体流 量q/vh: qVVh3600A0u0 u0Fq11;: v5/'Jv2.97 QQ1Q qvvh3600(n—d°u°)3600(n—d°*5/.v)2080.87(m/h) 44 该线为平行qvLh轴的直线,为漏液线,也称为气相下限线,记(c) (4)液相上限线关系式: 5s降液的最大流量为: qVLh3600AdHT/5720AdHT720*0.13
- 配套讲稿:
如PPT文件的首页显示word图标,表示该PPT已包含配套word讲稿。双击word图标可打开word文档。
- 特殊限制:
部分文档作品中含有的国旗、国徽等图片,仅作为作品整体效果示例展示,禁止商用。设计者仅对作品中独创性部分享有著作权。
- 关 键 词:
- 设计 分离 甲醇 乙醇 板式 精馏塔