甲醇水溶液连续精馏塔设计.docx
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甲醇水溶液连续精馏塔设计.docx
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甲醇水溶液连续精馏塔设计
课程设计说明书
武汉工程大学
化工与制药学院
课程设计说明书
课题名称
专业班级学生学号学生姓名学生成绩指导教师课题工作时间
武汉工程大学化工与制药学院
化工与制药学院
课程设计任务书
专业班级学生姓名_
发题时间:
2015年12月1_日
一、课题名称
甲醇-水溶液连续板式精馏塔设计
二、课题条件(文献资料、仪器设备、指导力量)
(一)设计任务
(1)处理能力:
T/Y,年开工7200小时。
(2)原料甲醇-水溶液:
(甲醇的质量分数)。
1%
3产品要求:
塔顶产品甲醇含量(质量分数)不低于,釜液中甲醇含量不高于
(二)操作条件:
(1)操作压力:
塔顶压强为
(2)单板压降:
不高于75mm液柱
(3)进料状况:
(4)回流比:
自选
(5)加热方式:
间接蒸汽加热
(6)冷却水进口温度:
30C
试设计一板式精馏塔,完成该生产任务。
三、设计任务
1确定设计方案,绘制工艺流程图。
2塔的工艺计算。
(1)精馏塔的物料衡算;
(2)最佳回流比的确定
(3)塔板数的确定.
3塔工艺尺寸的计算
(1)板间距;
(5)塔径;
(6)塔盘结构设计;
4塔板的流体力学核算;
5绘出负荷性能图
6辅助设备的计算与选型
确定塔顶冷凝器、塔底再沸器面积,加料泵,回流泵型号。
7附件尺寸确定
塔顶空间、塔底空间、人孔、裙座、封头、进出管口等。
8设计计算结果汇总表
9设计结果评价
10、绘制精馏塔装配图
11、编制设计说明书
四、设计所需技术参数
物性数据:
热容、粘度、密度、表面张力和饱和蒸气压等。
五、设计说明书内容与装订顺序
1封面
2任务书
3《课程设计》综合成绩评定表
4中英文摘要。
5目录及页码
6说明书正文
7参考文献
8附录
9附精馏塔装配图及流程图
六、进度计划(列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期)
1设计动员,下达设计任务书搜集资料,阅读教材,拟订设计
进度一
3设计计算(包括电算)一
4绘图一
5整理设计资料,撰写设计说明书一
6设计小结及答辩指导教师(签名):
2015年12月7日
学科部(教研室)主任(签名):
15年12月7日
说明:
1.学生进行课程设计前,指导教师应事先填好此任务书,并正式打印、签名,经学科部(教研室)主任审核签字后,正式发给学生。
设计装订时应将此任务书订在设计说明书首页。
2.如果设计技术参数量大,可在任务书后另设附表列出
3.所有签名均要求手签,以示负责。
化工与制药学院
《课程设计》综合成绩评定表
学生姓名
学生班级
设计题目
指导教师评语
指导教师签字:
年月日
答辩记录
答辩组成员签字:
记录人:
年月日
成绩综合评定栏
设计情况
答辩情况
项目
权
重
分
值
项目
权
重
分
值
1、计算和绘图能力
35
1、回答问题能力
20
2、综合运用专业知识能力
10
2、表述能力(逻辑性、条理性)
10
3、运用计算机能力和外语能力
10
4、查阅资料、运用工具书的能力
5
5、独立完成设计能力
5
6、书写情况(文字能力、整洁度)
5
综合成绩
指导教师签名:
学科部主任签名:
年月日年月
摘要
本设计任务为分离甲醇-水混合物。
对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。
设计中采用冷夜进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
关键词:
甲醇-水,精馏塔,预热器,全凝器,塔釜
Abstract
Thisdesigntaskfortheseparationofmethanol/watermixture.Fortheseparationofbinarymixture,continuousdistillationprocessshouldbeadopted.Usedinthedesignofcoldnightfeed,rawmaterialliquidthroughpreheaterheatuntilafterthebubblepointintothecolumn.Towerrisingsteamcondensercoolingusedtocondensateunderthebubblepointpartandreturntothetower,thecooleraftertherestoftheproductssenttothestoragetank.Towerkettlebyindirectsteamheating,bottomproductssenttoastoragetankaftercooling.
Keywords:
methanolwater,distillationcolumn,preheater,thewholecondenser,towerkettle.
1.概述1
2.工艺设计2
3.主要设备设计..6
4.辅助设备的计算和选型..8
5.流体力学校核17
6.塔板负荷性能图20
7.设计结果汇总28
8.设计评述29
9.参考文献30
1概述
设计方案的确定塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。
根据塔
内气液接触部件的结构型式,可分为板式塔和填料塔。
板式塔为逐级接触型气-液传质设备,其种类繁多,根据塔板上气-液接触元件的不同,可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
其内部设置一定数目的塔板,气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递,气液相组成呈阶梯变化。
填料塔内装有一定高度的填料层,液体自塔顶沿填料表面下流,气体逆流向上(也有并流向下者)与液相接触进行质热传递,气液相组成沿塔高连续变化,属微分接触操作过程。
工业上对塔设备的主要要求是:
(1)生产能力大,不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象;
(2)传热、传质效率高;
(3)气流的摩擦阻力小,将大大节省动力消耗,从而降低操作费用;
(4)操作稳定,适应性强,操作弹性大;
(5)结构简单,材料耗用量少;
(6)制造安装容易,操作维修方便。
(7)还要求耐腐蚀、不易堵塞等。
板式塔大致可分为两类:
(1)有降液管的塔板,如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板;
(2)无降液管的塔板,如穿流式筛板(栅板)、穿流式波纹板等。
工业应用较多的是有降液管的塔板,如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
本次设计主要是浮阀板式塔的设计。
2.工艺计算
精馏塔物料衡算
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲醇的摩尔质量Ma=kg/kmol
水的摩尔质量MB=kmol
0.38/32.04
Xf==
0.38/32.04__0.62/18.02
XD=0.90/32.04
0.90/32.040.10/18.02
M=X32+X18=
l20000x1000
F=
300x24x23.32
总物料衡算F=D+W
甲醇的物料衡算Fxf=Dx)+Wx
DXd
FXf
0.90
联立求解D=h
W=h
Xw=
相对挥发度的计算:
表1甲醇-水x-y表
温度/r
x
y
温度/r
x
y
100
所以
12
4.20
用内插法求得f5.04d2.738w7.606
2.7385.043.715
7.6065.046.191
浓度
(%
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
沸点
(C)
100
泡点温度的计算:
表2甲醇水溶液的沸点
tF82.2C
塔顶温度:
tD67.264.667.2
92.58010090
得tD66.55C
塔底温度:
tw10091.8100
0.00430100
得tw99.65C
tm(5582.2)/268.6C
比热(C)KJ/(kgC)
汽化热(C)KJ/kg
水
甲醇
表3
则
1.480.19424.1864°.8。
58
3.6608KJ/(kgC)
1054.300.19422299.20.80582057.44KJ/(kgC)
O(tF-t进)r汽3.6608(82.255)2057.44,‘
q-1.04841
r汽2057.44
最小回流比的计算:
采用图解法求最小回流比。
在图中对角线上e,作垂线ef即为进料线(q线),
该线与平衡线的交点坐标为
Xq
0.2096
y0.5269
Rmin=
XD
Yq
Xq
=0.89700.5269
0.5269__0.2096
1.1664
故取操作回流比R=2Rmin=
求精馏塔的气液相负荷:
精馏段气液负荷
V=(R+1)D=+1)=kmol/h
vmv,精69.7726.503/o
VS==0.5251m/s
3600V,mw36000.978
L=RD=kmol/hls
LMl精47.9025.503600L,m精3600827.1
3
0.00041m/s
提馏段气液负荷计算
VV(q-1)F69.770.048499.4174.58Kmol/h
V'Mv提=74.5821.26
3600V,m提36000.780
0.5647m3/s
LLqF47.891.048499.41152.11Kmol/h
L,'LMl提=152.1119.400.00088m3/s
3600L,m提3600934.65
LRD2.1921.8747.89Kmol/h
V(R1)D3.1921.8769.77Kmol/h
L,LqF47.891.048499.41152.11Kmol/h
V,V(q-1)F69.770.048499.4174.58Kmol/h
操作线方程:
精馏段操作线方程
ynl
RXd
R1XnR1
0.6865
0.2740
提馏段操作线方程
I
Lw
0.002562
ymiV^XmV'Xw2.0396
3.主要设备设计
采用逐板法求理论塔板数
x
4.2-3.2y
1
(1)x
第一块板时yyD0.8740
X1
0.8740
0.6229
y2
0.68650.62290.2740
0.7016
4.2-
■3.20.8740
0.7016
0.3589
y3
0.6865
0.3589
0.2740
0.5204
X2
4.2-
-3.20.7016
0.5204
0.2053
y4
0.6865
0.2053
0.2740
0.4149
X3
4.2-
-3.20.5204
0.4149
0.1444
X4
4.2-
-3.20.4149
X4XF
以下为提馏段
ym1
2.0369
0.1444-0.002562
0.2919
y6
2.0369
0.08938-0.002562
0.1797
2.0396Xm
0.002562
0.2919
0.08938
X5
4.2-
3.20.2919
0.1797
0.04957
X5
4.2
-3.20.1797
y72.03690.04957-0.0025620.09854
0.09854
X74.2-3.20.09854
0.02537
y2.03690.02537-0.0025620.04918
0.04918
X84.2-3.20.04918
0.01216
y2.03690.01216-0.0025620.02224
0.02224
50.005386
X54.2-3.20.02224
y102.03690.005386-0.0025620.008423
X5
0.008423
4.2-3.20.008423
0.002018
X10XW
理论上达到设计要求
实际塔板层数的求取:
tm
tDtw
2
66.5599.65
2
83.10C
在tm83.10C时查得,
0.3440mpas
甲醇
0.269mpas
0.33mpas
则lXju0.!
9420.269(10.1942)0.344
全塔效率Et=(卩La)X100%坯
实际板层数:
精馏段实际板层数
提馏段实际板层数
8.8
0.4523
6
0.4523
13.3
9
14
4.辅助设备的计算和选型
初选塔板间距
板间距HT的选定很重要。
选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。
对完成一定生产任务,若采用较大的板间距,能允许较高的空塔气速,对塔板效率、操作弹性及安装检修有利;但板间距增大后,会增加塔身总高度,金属消耗量,塔基、支座等的负荷,从而导致全塔造价增加。
反之,采用较小的板间距,只能允许较小的空塔气速,塔径就要增大,但塔高可降低;但是板间距过小,容易产生液泛现象,降低板效率所以在选取板间距时,要根据各种不同情况予以考虑。
可参照下表所示经验关系选取。
表4塔板间距与塔径的关系
塔径/D,m
板间距/HT,mm
200〜
300
250〜350
300〜450
350〜600
400〜600
板间距需要初步选定,是因为计算空塔速度已估算塔径时,必须先选定板间距。
板间距的尺寸在最后还需进行流体力学验算,如不满足流体力学的要求,则可适当地调整板间距或塔径。
在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。
例如在塔体人孔处,应留有足够的工作空间,其值不应小于600mm
现初选板间距Ht0.4m。
物性数据计算
操作压力计算
塔顶操作压力Pd=
每层塔板压降△P=
进料板压力Pf=+x9=
精馏段平均压力Pm=+/2=
塔釜板压力Pw=+14X=
提馏段平均压力Pm(107.6111.1)/2109.35kPa
操作温度计算
塔顶温度tD=C
进料板温度tF=C
塔底温度tw=C
所以,精馏段平均温度tm=+/2=C
提馏段平均温度t'm=+)=C
平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
Xd0.8740y0-71
气相MVdp=x+x=kmol
液相MLvm=x+x=kmol
进料板平均摩尔质量计算
Xf0.1942y0.5030
气相MVFn=x+x=kmol
液相MLFm=x+x=kg/kmol
塔底平均摩尔质量计算
Xw0.002464y0.01027
气相MVw=x+x=kmol
液相Mwi=x+x=kmol
精馏段平均摩尔质量
气相MVm=+/2=kg/kmol
液相Mm=+/2二kmol
提馏段平均摩尔质量
气相MVm=+)/2=kg/kmol
液相Mm=+/2=kg/kmol
平均密度m
气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算,即
a.精馏段
Vm
PmMvm=109.3526.50
8.314(273.1583.10)
3
0.978kg/m
b.提馏段
3
0.780kg/m
PmMvm=109.3521.62
vmRTm8.314(273.1590.39)
液相密度Lm
进料板:
1=0.300.7
LF,m
734.6970.4
塔顶:
L,m
0.9250.075
753.3981.5
表5
温度/:
:
c
WA
Wb
甲醇/kg/m3
水/kg/m3
塔顶
进料板
塔底
1=WAWB
L,mL,AL,B
L,m=Kg/m3
3
lf,m=Kg/m
塔釜:
1
Lw,m
=0.0043
712.4
0.9957
985.6
3
Lw,m=Kg/m
故精馏段平均液相密度
L,m精
769.2885.0
2
提馏段平均液相密度
885
L,m提=
984.3
2
827.1Kg/m3
934.65Kg/m3
液体表面张力m
n
m=Xi
i1
由tD=C查化工原理上册附表十九得
水mN/m甲醇mN/m
塔顶液体平均表面张力m.D=mN/m由tF=C查化工原理上册附表十九得
mN/m
甲醇
mN/m
加料板液体平均表面张力
mF=mN/m由tv=C查化工原理上册附表十九得
水mN/m甲醇
mN/m
mw0.00246414.79
10.00246462.2762.15mN/m
精馏段平均表面张力
提馏段平均表面张力
蛙—
m,精
液体粘度L,m(p12,p573)
n
L,m=Xii
i1
22.6253.05
2
53.0562.15
2
37.83mN/m
57.6mN/m
甲醇
mPa.s
水
mPa.s
L,D=
:
mPa.s,
查化工原理上册
甲醇
mP,.s
水
mPa.s
L,F=
mFa.s
tw=C,
查化工原理上册
甲醇
mPa.s
水
mPa.s
LW
0.002464
12.28
10.002464
tD=C,查化工原理上册
0.28930.3188
精馏段液体平均粘度
=9.79
L,M精=
提馏段液体平均粘度
255也6.17mPa.s
2
2.550.3188L,M提:
1.43mP,.S
塔径
参考有关资料,初选板间距Ht=,取板上液层高度hL=
故日丁-介=精馏段:
1/2
LsL=0.00041
Vsv0.5251
827.1
0.978
1/2
0.023
0.2
C=
20
LV
V
827.10.978
0.978
2.906m/s
查史密斯关联图
可得C20=
校核至物系表面张力为m时的C,即
0.2
37.83
20
可取安全系数,则
u=
Umax
m/s
故D=
提馏段:
1/21/2
LsL=0.00088934.68
Vsv0.56470.780
查图可得C20=
校核至物系表面张力为m时的C,即
0.2
57.6
0.2
0.049
20
C=C2020
可取安全系数,则
934.680.78
0.78
1.70m/s
u=
Umax
按标准,塔径圆整为,则
塔截面积A=_d2=
4u
精馏段空塔气速为u=m/s提馏段空塔气速为u=m/s
精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
Z精(N精1)HT=(9-1)=
提馏段有效高度为
Z提(N提1HT=(14-1)=
精馏塔的有效高度:
+=
溢流装置的确定
采用单溢流、弓形降液管,平形受液盘及平行溢流堰,不设进口堰。
⑴堰长lw
取堰长lw=
lw=出口堰高
选用平直堰,堰上液层高度how由下式计算
how=1o80E
1000
2/3
Lh
Lw
精馏段:
近似取E=1,则
2.84,
1
1000
0.00041
3600
2/3
0.462
0.0062m
取板上清液层高度hL=
故hw0.060.00620.0538m
提馏段:
近似取E=1,则
hc>W
2.84
1000
0.000883600
0.462
0.01010m
取板上清液层高度hL=
故hW0.060.010100.0499m
⑶弓形降液管的宽度Wd与弓形降液管的面积Af
由W0.66查《化工设计手册》得
D
Wl=a
D,A
故Wd==
22
Af=D=m
4
依下式验算液体在降液管中停留时间,即精馏段:
AfHT
Ls
0.02770.40
0.00041
27.02>5s
提馏段:
AH
Ls
0.02770.40
0.00088
12.59>5s,故降液管设计合理
(4)降液管底隙高度h
精馏段:
h=^=提馏段:
h=hw=降液管底细隙高度壁溢流堰高度低,以保证降液管底部的液
封。
塔板布置
溢流区:
降液管及受液盘所占的区域
破沫区:
鼓泡区与溢流区之间的区域,WS=
无效边缘区:
靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域,以供支撑塔板的边梁之用
%=
开孔区面积A2xR2x2R2sin1仝
180R
D
R=Wc==
2
Aa=20.16.0.2920.162
0.292sin10.16
1800.29
浮阀数目及排列
(1)浮阀的排列
采用F1型浮,
由于塔径为,故塔板米用整块式。
浮阀排列方式米用正二角形
叉排,孔心距t=
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- 甲醇 水溶液 连续 精馏塔 设计