化工原理课程设计精馏塔有批注.docx
- 文档编号:24902767
- 上传时间:2023-06-02
- 格式:DOCX
- 页数:29
- 大小:262.25KB
化工原理课程设计精馏塔有批注.docx
《化工原理课程设计精馏塔有批注.docx》由会员分享,可在线阅读,更多相关《化工原理课程设计精馏塔有批注.docx(29页珍藏版)》请在冰豆网上搜索。
化工原理课程设计精馏塔有批注
南京工业大学
化工原理课程设计任务书
专业:
生物工程班级:
0503姓名:
茆敏
设计日期:
2008年6月30日至2008年7月11日
设计题目:
甲醇精馏塔
设计条件:
进料量:
F=65吨/天
进料组成:
Xf=45%(w%)
进料状态:
25℃
塔顶产品:
XD≥96%(w%)
回收率:
η≥98%
塔顶压力:
常压
一前言
工业甲醇的用途十分广泛,除可作许多有机物的良好溶剂外,主要用于合成纤维、甲醛、塑料、医药、农药、染料、合成蛋白质等工业生产,是一种基本的有机化工原料。
甲醇和汽油(柴油)或其它物质可混合成各种不同用途的工业用或民用的新型燃料,甲醇和汽油混合可作为燃料用于运输业。
塔设备是化工,制药,环保等生产中广泛应用的气液传质设备。
根据塔内气液接触部件的形式,可以分为填料塔和板式塔。
板式塔属于逐级接触逆流操作,填料塔属于微分接触操作。
工业上对塔设备的主要要求:
(1)生产能力大
(2)分离效率高(3)操作弹性大(4)气体阻力小结构简单、设备取材面广等。
塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节,选择时应考虑物料的性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。
板式塔的研究起步较早,其流体力学和传质模型比较成熟,数据可靠。
尽管与填料塔相比效率较低、通量较小、压降较高、持液量较大,但由于结构简单、造价较低、适应性强、易于放大等特点,因而在70年代以前的很长一段时间内,塔板的研究一直处于领先地位。
然而,70年代初期出现的世界能源危机迫使填料塔技术在近20年来取得了长足进展。
由于性能优良的新填料相继问世,特别是规整填料和新型塔内件的不断开发应用和基础理论研究的不断深入,使填料的放大技术有了新的突破,改变了以板式塔为主的局面。
在我国,随着石油化工的不断发展,传质分离工程学的研究不断深入,使填料塔技术及其应用进入了一个崭新的时期,其工业应用与发达国家并驾齐驱,进入世界先进行列。
填料塔在塔径较小(D≤0.6)时应用更为普遍。
填料塔由填料、塔内件及筒体构成。
填料分规整填料和散装填料两大类。
塔内件有不同形式的液体分布装置、填料固定装置或填料压紧装置、填料支承装置、液体收集再分布装置及气体分布装置等。
与板式塔相比,新型的填料塔性能具有如下特点:
生产能力大、分离效率高、压力降小、操作弹性大、持液量小等优点。
本设计是甲醇精馏,由于需要回收率达到98%,塔顶产品浓度96%,选用了分离效率高,压降低的填料塔.
二、设计题目
甲醇精馏塔
65吨/天
45%(含醇w%)
其余为水
进料25C
回收率98%
塔顶产品浓度96%
三、设计说明书符号表
表3-1设计说明符号表
符号
名称
单位
F
进料流量
kmol/h
D
塔顶产品流量
kmol/h
W
塔底产品流量
kmol/h
M
摩尔质量
kg/kmol
N
理论塔板数
R
回流比
P
压强
Pa
t
温度
℃
气体粘度
Pa·s
V
气相摩尔流量
kmol/h
W
液相摩尔流量
kmol/h
XD
塔顶产品浓度
XW
塔底产品浓度
x
液相摩尔分数
y
气相摩尔分数
α
组分的相对挥发度
η
回收率
密度
kg/m3
u
气速
m/s
a
填料比表面积
l/m
g
重力加速度
m/s2
空隙率
Z
高度
m
Lh
喷淋量
m3/h
U
喷淋密度
m3/m2h
r
汽化潜热
kj/kg
K
传热系数
W/m2℃
c
比热
kj/kg
A
面积
m2
H
扬程
m
四、工艺流程原理与流程图
进料泵将物料送至填料精馏塔进行精馏操作,塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后,一部分进行回流,另一部分作为塔顶产品冷凝后送至储槽,塔釜采用间接蒸汽加热。
五、物性参数
水的物性参数:
分子量18
压强
/Pa
温度
t
/℃
密度
比热容
黏度
汽化热
△H
/(kJ/kg)
1.01
0
999.9
4.212
178.78
-
10
999.7
4.191
130.53
270
20
998.2
4.183
100.42
348
30
995.7
4.174
80.12
398
40
992.2
4.174
65.32
450
50
988.1
4.174
54.93
488
60
983.2
4.178
46.98
530
70
977.8
4.167
40.60
555
80
971.8
4.195
35.50
680
90
965.3
4.208
31.48
625
100
958.4
4.220
28.24
640
甲醇的物性参数:
分子量32
压强
/Pa
温度
t
/℃
密度
比热容
黏度
汽化热
△H
/(kJ/kg)
1.01
0
809
2.366
0.825
-
10
801
2.458
0.700
170
20
792
2.512
0.600
205
30
782
2.550
0.524
242
40
772
2.572
0.470
270
50
764
2.618
0.400
289
60
754
2.675
0.510
310
70
746
2.730
0.319
325
80
736
2.770
0.278
344
90
725
2.831
0.245
360
100
714
2.892
0.225
372
六、工艺计算
6.1汽液平衡数据和汽液平衡(T-x-y)图
表6-1汽液平衡数据表
压强
/kPa
温度
/℃
甲醇摩尔分数/%
挥发度α
液相中x
汽相中y
101.325
92.9
0.0531
0.2834
7.05233
90.3
0.0767
0.4001
8.028551
88.9
0.0926
0.4353
7.553681
86.6
0.1257
0.505
7.095964
85
0.1315
0.5455
7.926928
83.2
0.1674
0.5585
6.291778
82.3
0.1818
0.5775
6.151639
81.6
0.2083
0.6273
6.397161
80.2
0.2319
0.6485
6.110851
78
0.2818
0.6775
5.354069
77.8
0.2909
0.6801
5.182297
76.7
0.3333
0.6918
4.489966
76.2
0.3513
0.7347
5.113739
73.8
0.462
0.7756
4.024901
72.7
0.5292
0.7971
3.495002
71.3
0.5937
0.8183
3.082034
70
0.6849
0.8492
2.590776
68
0.7701
0.8962
2.577505
66.9
0.8741
0.9194
1.642987
图6-1甲醇水的t-x-y图
6.2、物料衡算
6.2.1数据换算
质量分数换算到摩尔分数:
单位换算:
6.2.2物料衡算
F=D+W
FXF=DXD+WXW
DXD/FXF=η
得:
D=40.085Kmol/h
W=80.175Kmol/h
XW=0.01
6.3理论板数计算
6.3.1适宜回流比确定
一般R加大,理论板数较少,塔设备投资少,但气化量大,能耗高,操作费用少。
R减少,理论板数较多,塔设备投资大,但气化量小,能耗高,操作费用多。
由XD、XW、R可确定N,取R~N作图如下:
此图为坐标纸手画图
图6-3-1N~R关系图
6.3.2理论板数图解
进料温度是25℃,使用预热器加热到泡点进料:
q=1
q线方程:
由气液平衡数据描点画图,如下图
6.3.3严格法计算模拟过程
由图得回流比R=1
精馏段操作线方程:
提馏段操作线方程:
精馏段理论板数=5
进料板:
第6块
提馏段理论板数=3.92(包括再沸器)
总理论板数N=8.92(包括再沸器)
6.3.3用ASPENPLUS软件验算
以上节计算为基础,采用ASPENPLUS模拟软件的严格法计算模型,验算得精馏塔的操作参数如下表
表6-3-3精馏塔模拟计算结果
总理论板数:
9
加料位置:
6
塔顶:
全凝器
塔釜:
再沸器
D
F
W
B1
B1
B1
LIQUID
LIQUID
LIQUID
Substream:
MIXED
MoleFlowkmol/hr
METHA-01
37.28275
38.03591
1.003159
WATER
3.052248
82.68462
79.63238
TotalFlowkmol/hr
40.085
120.7205
80.63553
TotalFlowkg/hr
1241.596
2708.339
1466.743
TotalFlowl/min
27.477
54.45389
26.74591
TemperatureK
338.8564
350.8648
370.9055
Pressureatm
1
1
1
模拟结果表明:
七、塔和塔主板主要工艺尺寸计算
7.1物性计算
精馏段按第块处温度和组成确定物性,
提留段按第块处温度和组成确定物性
7.1.1平均分子量的计算
塔顶的平均分子量
进料板的平均分子量
塔底的平均分子量
精馏段,提馏段的平均分子量
精馏段平均分子量
提馏段平均分子量
7.1.2液相平均密度
查物性数据[1]:
(甲醇)密度ρ1=720kg/m3
(水)密度ρ2=970kg/m3
塔顶(甲醇)质量百分比a1=96%(将X1换算成质量分率)
进料(甲醇)质量百分比a2=45%(将Xn换算成质量分率)
塔底(甲醇)质量百分比a3=1.8%(将Xw换算成质量分率)
塔顶液相密度:
ρLD=1/[a1/ρ1+(1-a1)/ρ2]=727.50kg/m3
进料液相密度:
ρLF=1/[a2/ρ1+(1-a2)/ρ2]=838.92kg/m3
塔底液相密度:
ρLW=1/[a3/ρ1+(1-a3)/ρ2]=963.98kg/m3
精馏段的平均液相密度:
ρLM=(ρLD+ρLF)/2=783.21kg/m3
提馏段的平均液相密度:
ρ’LM=(ρLF+ρLW)/2=901.45kg/m3
7.1.3汽相平均密度
根据塔顶组成查水-甲醇平衡体系t-x-y图1,得塔顶温度TD=67℃
根据进料板组成查水-甲醇平衡体系t-x-y图1,得进料板温度TF=77℃
根据塔底组成查水-甲醇平衡体系t-x-y图1,得塔底温度TW=98℃
精馏段:
TM=(TF+TD)/2=72℃
ρVM=PMV/RTM=1.02Kg/m3
提馏段:
T’M=(TF+TW)/2=87.5℃
ρ’VM=PM’V/RT’M=0.77Kg/m3
7.2塔径与塔高计算
7.2.1精馏段塔径
最近规整填料得到较快,使用规整填料塔性能稳定,气液体再分布性能均匀,塔的分离效能高,压力降低,能适应较高的气速和较低的回流比,弹性大。
表7-2-1规整填料性能
填料类型
理论板数△N,
1/m
比表面积at,1/m
空隙率ε%
△P/Z,
Mpa/m
A
K
125X塑料孔板波纹填料
0.85
125
98.5
1.4*10-4
0.291
1.563
lg(μL,D)=XD×lg(μL,轻组分)+(1-XD)×lg(μL,重组分)
lg(μL,F)=Xn×lg(μL,轻组分)+(1-Xn)×lg(μL,重组分)(Xn:
加料板上的液相组成)
液体粘度μL=(μL,D+μL,F/2)mPas
计算:
液相质量流量WL=L=RD=1244.1kg/h(L换算成质量流量)
气相质量流量WG=V=(R+1)D=2388.6kg/h(V换算成质量流量)
带入数据得:
计算得泛点气速uf=5.80m/s
一般取u=0.8uf·
计算泛点气速uf=5.80m/s
u=4.64m/s
D=0.423m
7.2.2提馏段塔径
lg(μL,F)=Xn×lg(μL,轻组分)+(1-Xn)×lg(μL,重组分)(Xn:
加料板上的液相摩尔分率)
lg(μL,W)=XW×lg(μL,轻组分)+(1-XW)×lg(μL,重组分)
液体粘度μL=(μL,W+μL,F/2)mPas
计算:
液相质量流量WL=L’=(L+qF)=3952.4kg/h(L换算成质量流量)
气相质量流量WG=V’=[V-(1-q)F]=2388.6kg/h(V换算成质量流量)
计算得泛点气速uf=5.97m/s
一般取u=0.8uf·
u=4.78m/s
D=0.480m
7.2.3圆整后塔径
精馏段塔径园整后D=0.4m
提馏段塔径园整后D=0.4m
7.3填料层高度计算
精馏段的高度Z1=N精馏段/△N=5.88m
圆整到6m,分两层,每层3m
提馏段的高度Z2=N提馏段/△N=3.44m(N提馏段包括加料板)
圆整到3.5m,一层
总填料层高度Z=9.5m
△N:
见上表
7.4填料塔的流体力学性能
7.4.1压降
精馏段△P=Z精馏段×△P/Z=
Pa
提馏段△P’=Z提馏段×△P/Z=
Pa(N提馏段包括加料板)
△P/Z见上表
7.4.2泛点气速
精馏段u=5.02m/s(前已经算出)泛点率=u/uf=0.8
提馏段u’=5.20m/s(前已经算出)泛点率=u/uf=0.8
7.4.3精馏段
液体喷淋量Lh=1.59m3/h(将L换成m3/h,Lh=WL/ρLM)
喷淋密度:
U=Lh/0.785D2=12.65m3/m2h
最小喷淋密度:
Umin=(Lw)min
=15m3/m2h
式中:
——填料的比表面积,m2/m3;
Umin——最小喷淋密度,m3/(m2·h);
(Lw)min——最小润湿率,m3/(m·h)。
(Lw)min的取值如下:
因此:
(Lw)min=0.12m3/mh125Y/125X金属孔板波纹填料,125Y/125X塑料孔板波纹填料
要求液体喷淋量>最小喷淋量(若喷淋密度过小,可增加回流比,或在许可范围内减小塔径,或适当增加填料层高度予以补偿。
)
7.4.4提馏段
液体喷淋量L’h=4.38m3/h(将L’换成m3/h,L’h=WL/ρ’LM)
喷淋密度:
U’=L’h/0.785D’2=34.91m3/m2h
最小喷淋密度:
计算过程同上
要求液体喷淋量>最小喷淋量
7.5塔内附件选择
7.5.1液体喷淋装置选择
填料塔操作要求液体沿同一塔截面均匀分布。
为使液流分布均匀,液体在塔顶的初始分布必须均匀。
莲蓬式喷洒器具有半圆球形外壳,在壳壁上有许多可供液体喷洒的小孔,液体由泵或高位槽以一定压头流入,然后由小孔喷出.常用参数直径d为塔径D的1/3~1/5;球面半径为(0.5~1.0)D;喷洒角小于80°,喷洒外圈距塔壁x=70~100mm,莲蓬高度y=(0.5~1.0)D,小孔直径d0=3~10mm,莲蓬头一般用于直径在600mm以下的塔中.
在此选取莲蓬头式喷淋器,选用此装置能使截面积的填料表面较好湿润,结构简单,制造维修方便,喷洒比较方便,安装也方便。
φ—流速系数,0.5~0.82,在此取0.82。
H取0.06
小孔输液能力计算:
小孔点面积:
小孔直径d取4mm,
则小孔数:
7.5.2液体再分布装置选择
为使流向塔壁的液体能重新流回塔中心部位,一般在液体流过一定高度的填料层后装置一个液体再分布器。
液体再分布器形状如漏斗,在液体再分布器侧壁装有若干短管,使近塔壁的上升气流通过短管与中心气流汇合,以利气流沿塔截面均匀分布。
通常将整个填料层分为若干段,段与段之间设置液体再分布器。
现本设计填料层分为3段,装2个分布器
7.5.3填料支撑装置选择
填料支撑装置结构最简单的是栅板,由竖立的扁钢焊在钢圈上制得。
为防止在栅板处积液导致液泛,栅板的自由截面率应大于50%。
此外,效果较好的是具有圆形或条形升气管的筛板式支承板,液体从板上筛孔流下,气体通过升气管由管壁的小孔流出,气液分布较均匀,又因在支承装置处逆流的气液相各有通道,可避免因支承装置而引起的积液现象。
当直径小于500mm时,栅板可制成整块的.
栅板条间距为填料环外径的0.6~0.7则我选用的间距=
7.5.4除沫器选择
气体从塔顶流出时,总会带少量液滴出塔。
为使气体夹带的液滴能重新返回塔内,一般在塔内液体喷淋装置上方装置除沫器。
常用的除沫器有折流板式和填料层式。
折流板式除沫器:
气体流过曲折通道时,气流中夹带的液滴因惯性附于折流板壁,然后流回塔内。
填料层式除沫器:
气体流过填料层时,气流中夹带的液滴附于填料表面流回塔内。
在此选用填料层式除沫器
根据塔径选择除沫器尺寸由表37-2[6]查的参数:
表7-5-4除沫器尺寸
公称直径
DN
主要外形尺寸
质量(kg)
H
H1
D
丝网
格栅及定距杆
支承件
400
100
210
400
1.83
2.27
0.19
150
260
2.75
2.32
0.19
7.6管道设计与选择
为减少气液进出塔对塔内操作的冲击,管径选取按下述条件:
液体流速uL<1m/s
气体流速uG<10m/s
蒸汽:
u=10~30m/s
公式:
u=V/(π/4)di2
7.6.1塔顶回流管管径
取uL=0.3m/s
则回流管管径:
选用HG20592-97PN1.6DN40壁厚3.5mm的管子
7.6.2进料管管径
取uL=0.15m/s
则进料管管径:
选用HG20592-97PN1.6DN100壁厚4mm的管子
7.6.3塔顶蒸汽出口管
取u=38.46m/s
则蒸汽出口管管径:
选用HG20592-97PN1.6DN150壁厚6mm的管子
7.6.4塔顶产品出口管
取uL=2m/s
则产品出口管管径:
7.6.5塔釜出料管管径
取uL=0.58m/s
则出料管管径:
选用HG20592-97PN1.6DN50壁厚3.5mm的管子
7.6.6塔釜回流管管径
取uL=26.7m/s
则产品出口管管径:
选用HG20592-97PN1.6DN150壁厚6mm的管子
7.6.7塔釜产品出口管
取uL=2m/s
则产品出口管管径:
7.7其他附件选择
7.7.1筒体
圆筒计算厚度,
考虑到介质对筒壁的腐蚀作用,在设计筒体所需厚度时,还应在计算厚度δ的基础上,增加腐蚀裕度C2。
由此得到筒体的设计厚为
式中δd-圆筒设计厚度,mm;Di-圆筒内径,mm;p-容器设计压力,MPa;φ-焊接头系数.
由于p与[δ]tφ比很小,采用简写式:
:
根据表8-6[2],设计温度为98℃≈100℃,采用碳素钢钢板,查得钢号为Q235-B,钢板标准为GB912,在此设计温度下的许用应力为113MPa,
计算压力
圆筒内径
焊接头系数
则
园整后为3mm,在钢号为A3,钢板标准为GB912的厚度3~4mm范围内。
表7-7-1碳素钢钢板型号
钢号
钢板标准
使用状态
厚度mm
常温强度指标
100℃下的许用应力
MPa
δb
MPa
δs
MPa
A3
GB912
热轧
3~4mm
370
235
113
7.7.2封头
选用标准椭圆形封头
这种封头是由半个椭圆球和一段高度为h0的圆柱形筒节构成。
公称直径
曲面深度
根据表8-12[5],封头直边高度
由标表2-2[6]选用JB/T4746—2002的封头,类型代号EHA
表7-7-2封头
公称直径
DN
(mm)
总深度
H
(mm)
那表面积
A
(m2)
容积
V
(m3)
400
125
0.2049
0.0115
封头高度:
7.7.3法兰
由于在常压下操作,所有法兰均采用标准管法兰—平焊法兰。
根据表10-2[5],由公称压力PN=0.25MPa,选择如下参数:
表7-7-3法兰参数
公称直径DN
mm
法兰/mm
螺柱
连接尺寸
法兰厚度
质量
Kg
规格
数量
D
D1
D2
D3
D4
d
甲型
400
515
480
450
440
437
18
30
18.50
M16
20
7.7.4裙座
根据表13-15[5],裙座参数:
表7-7-4裙座参数
公称直径DN
mm
每根支腿允许载荷kN
支腿数量
支承最大高度
Hmax
mm
尺寸/mm
焊缝长度hf
垫板
地脚螺栓
宽度
Aφ
长度
Ax
厚度
δn1
孔径
db
规格
400
6
3
800
60
120
90
2.21
24
M20
裙座高度:
7.7.5塔总高度计算
式中:
Hd——塔顶空间高度(不包括封头),m。
取1.5m。
Hf——液体再分布器的空间高度,m。
取0.8m。
Hb——塔底空间高度,m。
取1.5m。
n——填料层分层数。
八、设计计算结果总表
表8-1计算结果总表
项目
符号
单位
计算数据
精馏段
提馏段
平均压强
Pm
kPa
101.3
101.3
平均流量
气相
WL
kg/h
2388.6
2388.6
液相
WG
kg/h
1244.1
3952.4
塔板数
N
块
5
3(不包括再沸器
- 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:
- 化工 原理 课程设计 精馏塔 批注