化工原理课程设计--甲醇和水的分离精馏塔的设计.docx
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——化工原理课程设计说明书
课题:
甲醇和水的分离
学院:
材料与化学工程学院班级:
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学号:
指导老师:
1
目录
第一章流程确定和说明 2
1.1.加料方式 2
1.2.进料状况 2
1.3.塔型的选择 2
1.4.塔顶的冷凝方式 2
1.5.回流方式 3
1.6.加热方式 3
第二章 板式精馏塔的工艺计算 3
2.1物料衡算 3
2.3塔板数的确定及实际塔板数的求取 5
2.3.1理论板数的计算 5
2.3.2求塔的气液相负荷 5
2.3.3温度组成图与液体平均粘度的计算 6
2.3.4实际板数 7
2.3.5试差法求塔顶、塔底、进料板温度 7
第三章 精馏塔的工艺条件及物性参数的计算 9
3.1平均分子量的确定 9
3.2平均密度的确定 10
3.3.液体平均比表面积张力的计算 11
第四章精馏塔的工艺尺寸计算 12
4.1气液相体积流率 12
4.1.1精馏段气液相体积流率:
12
4.1.2提馏段的气液相体积流率:
13
第五章塔板主要工艺尺寸的计算 14
5.1溢流装置的计算 14
5.1.1堰长 14
5.1.2溢流堰高度:
15
5.1.3弓形降液管宽度 15
5.1.4降液管底隙高度 16
5.1.5塔板位置及浮阀数目与排列 16
第六章 板式塔得结构与附属设备 24
6.1附件的计算 24
6.1.1接管 24
6.1.2冷凝器 27
6.1.3再沸器 28
第七章 参考书录 28
第八章 设计心得体会 29
第一章流程确定和说明
1.1.加料方式
加料方式有两种:
高位槽加料和泵直接加料。
采用高位槽加料,通过控制液位高度,可以得到稳定的流速和流量,通过重力加料,可以节省一笔动力费用,但由于多了高位槽,建设费用相应增加;采用泵加料,受泵的影响,流量不太稳定,流速不太稳定,流速不太稳定,从而影响了传质效率,但结构简单,安装方便。
本设计采用泵加料。
1.2.进料状况
实际生产中,进料状况一般有接近泡点的冷液进料和泡点进料。
对于冷夜进料,当组成一定时,流量一定,对分离有利,省加热费用,但其受环境影响较大;而泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响,塔的操作比较容易控制。
此外,泡点进料时,基于恒摩尔流假定,精馏段和提留段的塔径基本相等,无论是设计计算还是设计加工制造这样的精馏塔都比较容易,故在本设计中选用泡点进料。
1.3.塔型的选择
塔有浮阀塔和筛板塔。
浮阀塔生产能力大,操作弹性大,在较宽的气速范围内,板效率变化较小,其操作弹性范围较筛板塔大。
由于气液接触状态良好,以及气体水平吹出,雾沫夹带量少,因此板效率高。
塔板结构简单,容易安装。
筛板塔生产能力大,塔板压降低。
本设计根据阀孔气速的值依据手册选择浮阀塔。
1.4.塔顶的冷凝方式
塔顶冷凝采用分凝器,以水为冷却介质进行冷凝。
31
1.5.回流方式
回流方式可分为重力回流和强制回流。
对于小塔型,回流冷凝器一般安装在塔顶,其优点是回流冷凝器无需支承结构,其确定是回流冷凝器回流控制难。
如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时,回流冷凝器不适合于塔顶安装,且塔顶冷凝器不宜安装、检修和清理。
在此情况下,可采用强制回流,塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。
本次设计为大塔,故采用强制回流。
1.6.加热方式
加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热,直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔内加热。
但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液由稀释作用,使理论塔板数增加。
间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化,维持原来的浓度,以减少理论板数,缺点是增加加热装置。
本设计采用直接蒸汽加热。
第二章 板式精馏塔的工艺计算
物系:
甲醇—水;D=600t/d;要求:
质量分数:
2.1物料衡算
通过全塔物料衡算:
基础物性参数:
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率:
原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔分率:
全塔总物料衡算
总物料:
易挥发组分:
2.2操作线方程
饱和液体进料q=1;q线斜率为∞
此时,在平衡线上并与精馏、提馏段操作线相交:
最小回流比
此时R=0.605*1.5=0.9075;
精馏段操作线
提馏段操作线过精馏段操作线与q线交点(0.667,0.8234)和(0.0056,0.0056)则操作线方程为
2.3塔板数的确定及实际塔板数的求取
2.3.1理论板数的计算
1.0
0.8
0.6
a
y
0.4
0.2
0.0
0.0 0.2 0.4 0.6 0.8 1.0
xa
由图解法求理论板层数,从图中可以读出总理论板层数为
精馏段;提馏段;第5层为加料板。
2.3.2求塔的气液相负荷
2.3.3温度组成图与液体平均粘度的计算
C
105
100
(0.00555,98.9583)
######
95
90
85
℃
T/ 80
75
70
65
(0.964987,64.8543)
60
0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0
x
温度组成(t-x-y)图
组份的液相粘度
T
60
70
80
90
100
甲醇
0.0109
0.0112
0.0115
0.0118
0.0122
水
0.4688
0.4061
0.3565
0.3165
0.2838
⑴精馏段
⑵提馏段
2.3.4实际板数
2.3.5试差法求塔顶、塔底、进料板温度
塔顶的操作压力:
每层操作压力
进料板的压力塔底的压力
精馏段的平均压力提馏段的平均压力
甲醇和水的安托因常数:
A
B
C
T/K
甲
塔顶
7.20587
1582.271
239.726
288-357
醇
塔釜
7.313257
1669.678
250.3901
357-513
水
7.07406
1657.46
227.02
284-441
公式:
t —℃由内插法计算得
⑴精馏段塔顶压力塔顶温度
(2)进料板进料板压力进料板温度
(3)提馏段提馏段压力提馏段温度
精馏段平均温度:
提馏段平均温度:
第三章 精馏塔的工艺条件及物性参数的计算
3.1平均分子量的确定
精馏段的平均摩尔质量:
提馏段的平均摩尔质量:
3.2平均密度的确定
组份的液相密度
温度
60
70
80
90
100
110
水
983.2
977.8
971.8
965.3
958.4
951
纯组分在任何温度下的密度由下式:
甲醇:
式中:
t-温度,℃
⑴精馏段
气相平均密度
液相平均密度:
液相密度
进料板:
进料板,由加料板液相组成
⑵提馏段
气相平均密度
液相平均密度:
3.3.液体平均比表面积张力的计算
组份的液相表面张力
温度
60
70
80
90
100
110
甲醇
19
17.5
16.3
15.1
14.5
13.7
水
66.2
64.3
62.6
60.7
58.8
56.9
⑴精馏段:
⑵提馏段
第四章精馏塔的工艺尺寸计算
4.1气液相体积流率
4.1.1精馏段气液相体积流率:
初选
取安全系数为0.8(一般0.75~0.85)则空塔气速为
按标准塔径圆整后:
D=3.0m塔的截面积
实际的空塔气速
4.1.2提馏段的气液相体积流率:
取安全系数为则空塔气速为
按标准塔径圆整后:
塔的截面积
实际的空塔气速
3.2精馏塔的有效高度:
精馏段的有效高度:
在进料板上方开一个孔高度为0.7m
提馏段的有效高度:
故精馏塔的有效高度为
第五章塔板主要工艺尺寸的计算
5.1溢流装置的计算
D=3m,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘及平直形溢流堰,不设进口堰。
5.1.1堰长
取
5.1.2溢流堰高度:
出口堰高
选用平直堰,堰上液层高度
.02
取板上清液层高度故
故故
5.1.3弓形降液管宽度
由
m
液体在降液管中停留时间为:
故降液管设计合理
5.1.4降液管底隙高度
5.1.5塔板位置及浮阀数目与排列
取阀孔动能因子
每层塔板上的浮阀数,
取边缘区宽度计算塔板上
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排.取同一横排的孔心距
排间距为
考虑到塔采用分块式板塔,而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积,因此排间距不宜采用81.2mm,而应小于此值
故取
按以等腰三角形交叉排方式作图,排得阀数
按N=862重新核算孔速及阀孔动能因数:
阀孔动能因数变化不大,塔板开孔率=
2.流体力学检验
气相通过浮阀塔板的压强降
①干板阻力
②板上充气液层阻力:
这里
③液体表面张力所造成的阻力:
与气体流经一层浮阀塔的压降所相当的液柱高度为
单板压降
⑵淹塔 为了防止淹塔现象的发生,要求控制降液管中请液层高度,
①与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度:
前已算出
②液体通过降液管的压头损失:
因不设进口堰,
③板上液层高度:
前已选定板上液层高度
取,又选定
⑶雾沫夹带
①
②
板上液体流径长度板上液流面积
甲醇和水为正常系统,取物性系数,查的泛点负荷系数,
由②得
由①②计算出的泛点率都在以下,故可知雾沫夹带量能够满足。
3.塔板负荷性能图
整理的
0.02
0.004
0.07631
15.3989
15.2483
9.8
可知雾沫夹带线为直线,则在操作范围内取两个值,得出相应的列于下表
⑵液泛线
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