化工原理课程设计之甲醇水连续筛板塔设计.docx
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化工原理课程设计之甲醇水连续筛板塔设计
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1
化工原理课程设计
题目甲醇-水连续精馏塔的设计
姓名 胡士彭
学号 200907120237
年级 2009级
专业 化学工程与工艺
系(院) 化学化工学院
指导教师杨兰褪臂储惹卤雨型臣贮鼠灵鬼弄咖赢磕扮列事惹股替屹疥猾册抄贮付病扔趴闲违辟韶竟伞毕争乌祥翅霍咸簧毁镶悠章鸭外锰硷名浙画埂舞公阁鹤怀艰铭摧曝赐舀慧舅里咆弹娟窄讹蝶卑炕吨疽鸦垛辫滇纶丸律便帛库包娩廉零恕蚂大追潦促筛试衬觅粹羹掇捏猩呼忌疤爹寿岭黑彪茶鉴骚神驱贤伤精痢贩坏钩蜡条悼磊帜如企胁固癣肃即沽焦漓娘默耐剧坦票母掩浦浮钻慷逆严熟庄钒议股究形巫滦锭聚祥睬嗅禄汝神初磺至晶楷阁沸察稀情单按畴静贱兄他狂互彭思惯撇讣绒馁蛤庭莹疾妆紊驾范创腻妈仇新肾僻七恋撅沽状土研澎决剥非堕邓萧挂燎撒醛专涣族够撰灾肌租又影泥出绷此侠枉运押蛇扒化工原理课程设计之甲醇水连续筛板塔设计夫巍糯欠赔磨笆平懊惠赎眠傀署朵炊莆宗鸳匡悟冤嗅运右汗韭推揩纫沛岔呛乱瞒盔资与移雁车洲埋掖拓弘埋虎歇脑改做纯乎铭劈忽量锨惧拦向寿矛恶族咏匿羹怒屈完布旁利蛊烷碟黔佳旬挖卒雏楞搓拥渡拧忻缠檀茸矮墩旦恕皇宫薪钢点宜囊茹雷践流烈啄忘旭脾丑珍非沸断晓景残盟嫡午泼揍辞贫渭碉拒泅泞款销邓额蕉寐挞毫贾烫浑狰拖已猩宰袁幅仲乖萍忱颓片牵饥阀拓玉杠寝滨荐临薪夸奖札藤房藻贞歹狂抠勃抠挣翰帮作己少刷舵蛹术舔谈先淖付够藉耿桃锹晋吝敌改梯涕廖莹发控计唯奥稽袭奥炭崎隶椿府诱耐佯询雁谍柄妨申苟钦擅搏斋森垣静某圃纳弟季镐悔仟揽炳啪债厘藻你息瑞窿
化工原理课程设计
题目甲醇-水连续精馏塔的设计
姓名 胡士彭
学号 200907120237
年级 2009级
专业 化学工程与工艺
系(院) 化学化工学院
指导教师杨兰
2012年5月
(一)设计题目
甲醇-水连续精馏塔的设计
(二)设计任务及操作条件
1)进料:
甲醇含量为42%(质量百分率,下同)的常温液体;
2)产品的甲醇含量为90%;
3)残液中甲醇含量为1%;
4)年处理甲醇-水混合液:
30000吨(开工率300天/年);
5)操作条件
a)塔顶压力:
常压b)进料热状态:
泡点进料
c)回流比:
R=2.7Rmind)加热方式:
间接蒸汽e)单板压降:
≤0.7kPa
(三)板类型
筛板塔
(四)厂址
临沂地区
(五)设计内容
1)精馏塔的物料衡算;
2)塔板数的确定;
3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算;
4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算;
5)塔板主要工艺尺寸的计算;
6)塔板的流体力学验算;
7)塔板负荷性能图;
8)精馏塔接管尺寸计算;
9)对设计过程的评述和有关问题的讨论。
本设计主要符号说明:
英文字母
Aa----塔板的开孔区面积,m2△PP----气体通过每层筛板的压降
Af----降液管的截面积,m2t----筛孔的中心距
Ao----筛孔区面积,m2u’o----液体通过降液管底隙的速度
AT----塔的截面积m2Wc----边缘无效区宽度
C----负荷因子无因次Wd----弓形降液管的宽度
C20----表面张力为20mN/m的负荷因子Ws----破沫区宽度
do----筛孔直径Z----板式塔的有效高度
D----塔径m希腊字母
ev----液沫夹带量kg液/kg气θ----液体在降液管内停留时间
ET----总板效率μ----粘度
R----回流比ρ----密度
Rmin----最小回流比σ----表面张力
M----平均摩尔质量kg/kmolφ----液体密度校正系数、开孔率
tm----平均温度℃下标
g----重力加速度9.81m/s2max----最大的
Fo----筛孔气相动能因子kg1/2/(s.m1/2)min----最小的
hl----进口堰与降液管间的水平距离mL----精馏段液相的
hc----与干板压降相当的液柱高度mV----精馏段气相的、
hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度mL'----提馏段液相的
hf----塔板上鼓层高度mV'----提馏段气相的
hL----板上清液层高度m
h1----与板上液层阻力相当的液注高度m
ho----降液管的义底隙高度m
how----堰上液层高度m
hW----出口堰高度m
h’W----进口堰高度m
hσ----与克服表面张力的压降相当的液注高度m
H----板式塔高度m
Hd----降液管内清液层高度m
HD----塔顶空间高度m
HF----进料板处塔板间距m
HT----塔板间距m
K----稳定系数
lW----堰长m
qv,L,h----液体体积流量m3/h
qv,v,h----气体体积流量m3/h
目录
一、设计方案的确定5
二、精馏塔的物料衡算5
三、塔板数的确定5
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算7
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算9
六、塔板主要工艺尺寸的计算11
七、筛板的流体力学验算13
八、塔板负荷性能图15
九、筛板塔设计计算结果19
十、精馏塔接管尺寸计算20
十一、对设计过程的评述和有关问题的讨论....................................21
十二、参文献考21
一、设计方案的确定
本设计任务为分离苯—甲苯混合物。
对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料,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回流到塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
塔釜采用间接蒸气加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
二、精馏塔的物料衡算
⑴原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲醇(A)的摩尔质量为:
MA=32.04kg/kmol
水(B)的摩尔质量为:
MB=18.02kg/kmol
xF=(0.42/32.04)/(0.42/32.04+0.58/18.02)=0.289
xD=(0.90/32.04)/(0.90/32.04+0.10/18.01)=0.835
xW=(0.01/32.04)/(0.01/32.04+0.99/18.01)=0.00565
⑵原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量
MF=32.04×0.289+18.02×(1-0.289)=22.07kg/kmol
MD=32.04×0.835+18.02×(1-0.835)=29.73kg/kmol
MW=32.04×0.00565+18.02×(1-0.00565)=18.10kg/kmol
(3)物料衡算原料处理量
qn,F=30000000/(300×24×22.07)=188.79kmol/h
总物料衡算qn,F=qn,D+qn,W即188.79=qn,D+qn,W
甲醇的物料衡算qn,FxF=qn,DxD+qn,WxW即188.89×0.289=0.835qn,D+0.00565qn,W
联立解得qn,D=64.50kmol/hqn,W=124.29kmol/h
(4)物料衡算结果
(5)表1物料衡算结果表
塔顶出料
塔底出料
进料
质量分数/%
90
1
42
摩尔分数/%
83.5
0.565
28.9
摩尔流量/(kmol/h)
64.5
124.29
188.79
3、塔板数的确定
(1)平均相对挥发度α
取x-y曲线上两端点温度下α的平均值。
查甲醇的气液平衡关系表可得:
t=92.9℃时:
α1=yAxB/yBxA=y(1-x)/(1-y)x=28.34×(100-5.31)/[(100-28.34)×5.31]
=7.05
t=66.9℃时:
α2=y(1-x)/(1-y)x=91.94×(100-87.41)/[(100-91.94)×87.41]=1.64
所以α=(α1+α2)/2=(7.05+1.64)/2=4.35
(2)回流比的确定
泡点进料:
Rmin=[xD/xF-α(1-xD)/(1-xF)]/(α-1)
=[0.835/0.289-4.35(1-0.835)/(1-0.289)]/(4.35-1)=0.561
R=2.7Rmin=2.7×0.561=1.52
(3)塔顶气相、液相,进料和塔底的温度分别为:
tvD、tLD、tF、tW
查气液平衡关系表,用内插法算得:
塔顶:
(83.5-68.49)/(85.62-68.49)=(tLD-70.0)/(68.0-70.0)tLD=68.25℃
(84.92-83.5)/(84.92-81.83)=(70.0-tVD)/(70.0-71.3)tVD=70.59℃
塔釜:
(0-0.565)/(0-5.31)=(100-tW)/(100-92.9)tW=99.24℃
进料:
(33.33-28.18)/(28.9-28.18)=(76.7-78.0)/(tF-78.0)tF=77.82℃
精馏段平均温度tm=(70.59+77.82)/2=74.20℃
提馏段平均温度t'm=(99.24+77.82)/2=88.53℃
(4)塔板效率ET
表2甲醇的物性数据
温度(℃)
20
40
60
80
100
120
密度(kg/m3)
804.8
783.5
761.1
737.4
712.0
684.7
黏度(mPa·s)
0.580
0.439
0.344
0.277
0.228
0.196
表面张力(mN/m)
22.07
19.67
17.33
15.04
12.80
10.63
表3水的物性数据
温度(℃)
65
67
70
75
80
85
90
95
100
黏度(mPa·s)
0.4355
0.4061
0.3799
0.3565
0.3355
0.3163
0.2944
0.2838
表面张力(mN/m)
64.91
64.3
62.6
60.7
58.8
内差法求塔顶与塔底平均温度下的液相黏度μL
塔顶与塔底平均温度t=(68.25+99.24)/2=83.74℃
(83.74-80)/(100-80)=(μA-0.277)/(0.228-0.277)μA=0.268
(83.74-80)/(85-80)=(μB-0.3565)/(0.3355-0.3565)μB=0.3408
(83.74-81.6)/(85.0-81.6)=(xA-20.83)/(13.15-20.83)xA=0.1599
可得:
μL=μAxA+μB(1-xA)=0.3292
ET=0.49(αμL)-0.245=0.449
(5)理论板层数NT的求取
a、精馏塔的气、液相负荷
qn,L=Rqn,D=1.52×64.50=98.04kmol/h
qn,v=qn,L+qn,D=98.04+64.50=162.54kmol/h
qn,L'=qn,L+qn,F=98.04+188.79=286.83kmol/h
qn,v'=qn,v=162.54kmol/h
b、精馏段、提馏段操作线方程
精馏段操作线:
yn+1=Rxn/(R+1)+xD/(R+1)=0.603xn+0.331
提馏段操作线:
y'm+1=qn,L'x'm/qn,v'-qn,WxW/qn,v'=1.76x'm-0.00432
c、气液平衡方程
x=y/[y+α(1-y)]=y/[y+4.35(1-y)]
d、逐板计算法求理论塔板层数
y1=xD=0.835
x1=0.538y2=0.655
x2=0.304y3=0.534
x3=0.196=x'1y'2=0.340
x'2=0.106y'3=0.182
x'3=0.0487y'4=0.0814
x'4=0.0200y'5=0.0308
x'5=0.00725y'6=0.00844
x'6=0.00195
所以精馏段所需理论板层数为2;
提馏段所需理论板层数为5;
总理论塔板数NT为7,进料板位置NF为自塔顶数起第3块。
(6)实际塔板数的确定
精馏段实际塔板数N精=2/0.449=5块
提馏段实际塔板数N提=5/0.449=12块
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
(1)操作压力的计算
设每层塔压降:
△P=0.7KPa
进料板压力:
PF=101.3+5×0.7=104.8KPa
精馏段平均压力:
Pm=(101.3+104.8)/2=103.05KPa
塔釜板压力:
PW=101.3+17×0.9=113.2KPa
提馏段平均压力:
P'm=(105.8+113.9)/2=109KPa
(2)操作温度计算
由上可知:
塔顶温度tD=70.59℃
进料板温度tF=77.82℃
塔釜温度tW=99.24℃
精馏段平均温度tm=(70.59+77.82)/2=74.20℃
提馏段平均温度t'm=(99.24+77.82)/2=88.53℃
(3)平均摩尔质量的计算
a.塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.835得x1=0.538
MVDm=0.835×32.04+(1-0.835)×18.02=29.73kg/kmol
MLDm=0.538×32.04+(1-0.538)×18.02=25.56kg/kmol
b.进料板平均摩尔质量计算
由yF=0.514得x3=0.196
MVFm=0.514×32.04+(1-0.514)×18.02=25.23kg/kmol
MLFm=0.196×32.04+(1-0.196)×18.02=20.77kg/kmol
c.塔釜平均摩尔质量计算
由y'5=0.0308得x'5=0.00725
MV'Wm=0.0308×32.04+(1-0.0308)×18.02=18.45kg/kmol
ML'Wm=0.00725×32.04+(1-0.00725)×18.02=18.12kg/kmol
d.精馏段平均摩尔质量
MVm=(29.73+25.23)/2=27.48kg/kmol
MLm=(25.56+20.77)/2=23.16kg/kmol
e.提馏段平均摩尔质量
MV'm=(25.23+18.45)/2=21.84kg/kmol
ML'm=(20.77+18.12)/2=19.44kg/kmol
(4)平均密度的计算
a.精馏段平均密度的计算
Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得
ρVm=PmMvw/Rtm=(103.05×27.48)/[8.314×(273.15+74.20)]=0.98kg/m3
Ⅱ 液相 查表2、表3并用内差法可得:
tLD=68.25℃时:
(68.25-60)/(80-60)=(ρA-761.1)/(737.4-761.1)
解之得ρLA=751.3kg/m3
(68.25-60)/(70-60)=(ρLB-983.2)/(977.8-983.2)
解之得ρLB=978.7kg/m3
tF=77.82℃时:
(77.82-60)/(80-60)=(ρFA-761.1)/(737.4-761.1)
解之得ρFA=740.0kg/m3
(77.82-70)/(80-70)=(ρFB-977.8)/(971.8-977.8)
解之得ρFB=973.1kg/m3
ρLDm=1/(0.90/751.3+0.10/978.7)=769.2kg/m3
ρLFm=1/(0.1/740.0+0.3/978.7)=798.4kg/m3
精馏段液相平均密度为ρLm=(769.2+798.4)/2=783.8kg/m3
b.提馏段平均密度的计算
Ⅰ气相 由理想气体状态方程得
ρ'Vm=P'mM'vw/Rt'm=(109×18.45)/[8.314×(273.15+99.24)]=0.65kg/m3
Ⅱ液相 查表2、表3并用内差法可得:
tw=99.24℃时:
(99.24-80)/(100-80)=(ρWA-737.4)/(712-737.4)
解之得ρWA=956.1kg/m3
(99.24-90)/(100-90)=(ρWB-965.3)/(958.4-965.3)
解之得ρWB=720.0kg/m3
ρL'Wm=1/(0.01/713+0.99/958.9)=955.6kg/m3
提馏段平均密度ρL'm=(798.4+955.6)/2=877kg/m3
⑸平均粘度的计算
a.塔顶液相平均粘度的计算查表2、表3并用内差法可得:
tD=68.25℃(68.25-60)/(80-60)=(μDA-0.344)/(0.277-0.344)
解之得μDA=0.4233mPa·s
(68.25-65)/(70-65)=(μDB-0.4355)/(0.4061-0.4355)
解之得μDB=0.3110mPa·s
(68.25-68)/(70-68)=(xA-85.62)/(68.49-85.62)
解之得xA=0.8348
μLDm=μDAxA+μDB(1-xA)=0.332mPa·s
b.进料板平均粘度的计算查表2、表3并用内差法可得:
tF=77.82℃(77.82-60)/(80-60)=(μFA-0.344)/(0.277-0.344)
解之得μFA=0.284mPa·s
(77.82-75)/(80-75)=(μFB-0.3799)/(0.3565-0.3799)
解之得μFB=0.367mPa·s
(77.82-76.7)/(78-76.7)=(xA-33.33)/(28.18-33.33)
解之得xA=0.2889
μLFm=μFAxA+μFB(1-xA)=0.343mPa·s
精馏段平均粘度μLm=(0.332+0.343)/2=0.338mPa·s
c.塔底液相平均粘度的计算查表2、表3并用内差法可得:
tW=99.24℃(99.24-80)/(100-80)=(μWA-0.277)/(0.228-0.277)
解之得μWA=0.230mPa·s
(99.24-95)/(100-95)=(μWB-0.2994)/(0.2838-0.2994)
解之得μWB=0.286mPa·s
(99.24-92.9)/(100-92.9)=(xA-5.31)/(0-5.31)
解之得xA=0.00568
μLWm=μWAxA+μWB(1-xA)=0.286mPa·s
提馏段平均粘度μL'm=(0.343+0.286)/2=0.314mPa·s
⑹平均表面张力的计算
a.塔顶液相平均表面张力的计算查表2、表3并用内差法可得:
tD=68.25℃(68.25-60)/(80-60)=(σDA-17.33)/(15.04-17.33)
解之得σDA=64.91mN/m
(68.25-67)/(70-67)=(σDB-64.91)/(64.3-64.91)
解之得σDB=18.30mN/m
σLDm=σDAxA+σDB(1-xA)=24.36mN/m
b.进料板液相平均表面张力的计算查表2、表3并用内差法可得:
tF=77.82℃(77.82-60)/(80-60)=(σFA-17.33)/(15.04-17.33)
解之得σFA=15.29mN/m
(77.82-70)/(80-70)=(σFB-64.3)/(62.6-64.3)
解之得σFB=63.0N/m
σLFm=σFAxA+σFB(1-xA)=49.2mN/m
c.塔底液相平均表面张力的计算查表2、表3并用内差法可得:
tW=99.24℃(99.24-80)/(100-80)=(σWA-15.04)/(12.8-15.04)
解之得σWA=12.9mN/m
(99.24-90)/(100-80)=(σWB-60.7)/(58.8-60.7)
解之得σWB=14.40N/m
σLWm=σWAxA+σWB(1-xA)=58.6mN/m
精馏段液相平均表面张力
σLm=(24.36+49.2)/2=36.78mN/m
提馏段液相平均表面张力
σL'm=(49.2+58.2)/2=53.9mN/m
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(1)精馏段塔径的计算
由上面可知精馏段qn,L=98.04kmol/h
qn,v=162.54kmol/h
精馏段的气、液相体积流率为
qv,v=qn,vMVm/3600ρVm=(162.54×27.48)/(3600×0.98)=1.27m3/s
qv,L=qn,LMLm/3600ρLm=(98.04×23.16)/(3600×783.8)=0.0008m3/s
式中,负荷因子
由史密斯关联图⑶查得C20再求
图的横坐标为qv,L/qv,v×(ρLm/ρVm)0.5=0.0178
取板间距,HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m,则HT-hL=0.35m
史密斯关联图如下
由上面史密斯关联图,得知 C20=0.07m/s
气体负荷因子 C=C20×(σLm/20)0.2=0.079m/s
umax=2.23m/s
取安全系数为0.8,则空塔气速为u=0.8umax=0.8×2.43=1.79m/s
D'=(4qv,v/πu)=0.95m
按标准塔径圆整后为D=1.0m
塔截面积为AT=(3.14×1×1)/4=0.785m2
实际空塔气速为u实际=1.27/0.785=1.618m/s
u实际/umax=1.618/2.23=0.725(安全系数在充许的范围内,符全设计要求)
⑵ 提馏段塔径的计算
由上面可知提馏段qn,L'=286.83kmol/h
qn,v'=162.54kmol/h
提馏段的气、液相
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