南昌大学甲醇水连续精馏塔的课程设计.docx
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南昌大学甲醇水连续精馏塔的课程设计
化工原理课程设计
一、设计题目
甲醇-水连续精馏塔的设计
二、设计条件
1、常压操作:
p=1atm
2、进精馏塔的料液含甲醇61%(质量),其余为水
3、产品的甲醇含量不得低于99%(质量)
4、残液中甲醇含量不得高于3%(质量)
5、生产能力为日处理(24h)66.5吨粗甲醇
三、设计内容
3.1:
设计方案的确定及流程说明
3.1.1:
选择塔型
精馏塔属气—液传质设备。
气—液传质设备主要有板式塔和填料塔两大类。
该塔设计生产时日要求较大,由板式塔与填料塔比较知:
板式塔直径放大时,塔板效率较稳定,且持液量较大,液气比适应范围大,因此本次精馏塔设备选择板式塔。
筛板塔是降液管塔板中结构最简单的,制造维修方便,造价低,相同条件下生产能力高于浮阀塔,塔板效率接近浮阀塔。
本次设计为分离甲醇与水,所以由各方面条件考虑后,本次设计应用筛板塔。
3.1.2:
精馏方式
由设计要求知,本精馏塔为连续精馏方式
3.1.3:
装置流程的确定
为获取也液相产品,采用全凝器。
含甲醇61%(质量分数)的甲醇-水混合液经过预热器,预热到泡点进料。
进入精馏塔后分离,塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品经产品冷却器冷却后流入甲醇贮存罐,一部分回流再进入塔中,塔底残留液给再沸器加热后,部分进入塔中,部分液体作为产品经釜液冷却器冷却后流入釜液贮存罐。
3.1.4:
操作压强的选择
常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用,提高经济效益, 在条件允许下常采用常压操作,因此本精馏设计选择在常压下操作。
3.1.5:
进料热状态的选择
泡点进料时,塔的操作易于控制,不受环境影响。
饱和液体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,提馏段和精馏段塔径大致相同,在设备制造上比较方便。
冷液进塔虽可减少理论板数,使塔高降低,但精馏釜及提馏段塔径增大,有不利之处。
所以根据设计要求,可采用泡点进料,q=1。
3.1.6:
加热方式
本次采用间接加热,设置再沸器
3.1.7:
回流比的选择
选择回流比,主要从经济观点出发,力求使设备费用和操作费用最低,一般经验值为:
R=(1.2~2)Rmin
经后面简捷法计算对应理论板数N时,可知,R=2Rmin时,理论板数最少,所以回流比选择为最小回流比的2倍。
3.2:
二元连续板式精馏塔的工艺计算
3.2.1:
相对挥发度的确定
根据安托因方程
查表得安托因常数
A
B
C
甲醇
7.19736
1574.99
238.86
水
7.07406
1657.46
227.02
塔顶产品浓度为99%,因此,可近似看成纯甲醇溶液;同理,塔底浓度为3%可近似看成纯水溶液。
所以,塔顶温度为甲醇沸点为64.6℃,塔底温度为水的沸点100℃。
因此塔底的相对挥发度aW=3.497
塔顶的相对挥发度aD=4.138
3.2.2:
全塔物料衡算
总物料:
F=D+W
易挥发组分:
FxF=DxD+WxW
F、D、W:
分别为进料、馏出液和釜液的流量(kmol/h)
xF、xD、xW:
分别为进料、馏出液和釜液中易挥发组分的组成、摩尔分率
由操作条件得;
即:
86.475=D+W
86.475*0.4677=0.98D+0.017W
解得:
D=40.752kmol/hW=45.7233kmol/h
3.2.3:
平衡线方程
3.2.4:
精馏段操作线方程
已知q=1、即xe=xF=0.4677
a=3.804
即
即
解得:
Rmin=0.6958
即R=2Rmin=1.3916
所以精馏段的操作线方程为
xn:
见第八页
yn+1:
同上
3.2.5:
提馏段操作线方程
3.2.6:
理论板数的求算
(1)逐板计算法
第一层板上升蒸汽组成等于塔顶产品组成:
y1=xD=0.98
根据操作线方程以及平衡线方程可得如下:
y1
0.98
x1
0.927960003
y2
0.94978
x2
0.832543565
y3
0.894257
x3
0.689745445
y4
0.811163
x4
0.530345371
y5
0.718408
x5
0.40143852
x5 y6 0.581773 x6 0.26776421 y7 0.385392 x7 0.141513587 y8 0.199918 x8 0.061637695 y9 0.082572 x9 0.023113414 y10 0.025976 x10 0.006961881 x10 即: 可知理论板数为10块 第5层理论版为进料板 精馏段理论板数为4层 提馏段理论板数为5层 (2)直角梯级图解法 (3)简捷法 Rmin=0.6958 根据吉利兰经验关联图以及关系式求得: R (R-Rmin)/(R+1) (N-5.95)/(N+1) N 1.2Rmin 0.835 0.075858311 0.577733459 15.45879873 1.3Rmin 0.90454 0.109601269 0.53871474 14.06659891 1.4Rmin 0.97412 0.140984337 0.504793898 13.0345605 1.5Rmin 1.0437 0.170230464 0.49 12.62745098 1.6Rmin 1.11328 0.197550727 0.48 12.36538462 1.7Rmin 1.18286 0.223129289 0.46 11.87037037 1.8Rmin 1.25244 0.247127559 0.44 11.41071429 1.9Rmin 1.32202 0.2696876 0.425 11.08695652 2Rmin 1.3916 0.290934939 0.4 10.58333333 可知: R=2Rmin时理论板数最少 xF=0.4677 由甲醇-水气液平衡数据可知 348.51Kx1=0.4 346.31Kx2=0.5 即用内插法算 xF=0.4677时T=347.02K=73.87℃ 即由安托因方程得 aF=3.94aD=4.138 即 即精馏段理论板数为3层 加料板为第4块板 3.2.7: 塔效率的估算 (1)Drickarner法 塔顶温度64.6℃塔釜温度100℃ 平均温度为 即82℃下 μ甲醇=0.272mpa.sμ水=0.3485mpa.s 即 (2)O’connell法 μL=0.4677*0.272+(1-0.4677)*0.3485=0.3127 82℃下的相对挥发度a为a=3.787 实际塔板数为 约为22块 3.3: 塔和塔板主要工艺尺寸的设计 3.3.1: 塔径的计算 (1)精馏段 精馏段平均温度为 查t-x-y图得 xa=0.72,ya=0.878 查表得: p甲醇=0.75g/cm3p水=0.978g/cm3 液相平均分子量: Ml=XaM甲醇+(1-Xa) M水=0.72*32.042+(1-0.72)*18=28.11kg/kmol 气相平均分子量: Mv= yaM甲醇+(1-ya) M水=0.878*32.042+(1-0.878)*18=30.33kg/kmol 液相密度: 气相密度 液相体积流量 气相体积流量 即气液动能参数 取塔板间距HT=0.45m、板上液层高度hl=0.07m 那么分离空间: HT- h1=0.45-0.07=0.38m 即由史密斯关联图得: C20=0.078 甲醇与水在各温度下的表面张力 温度(℃) 60 70 80 90 100 甲醇 18.76 17.82 16.91 15.82 14.89 水 66.2 64.3 62.6 60.7 58.8 即69.21℃时 μa=17.89mN/mμb=64.45mN/m 液相平均表面张力: mN/m C: 负荷系数 μmax: 最大空塔气速 令μ=0.7μmax=0.7*2.288=1.6m/s 根据流量公式计算塔径D 圆整取0.8m 塔截面积A= 实际空塔气速 (2)提馏段 提馏段平均温度为 查t-x-y图得 xa’=0.111,ya’=0.443 查表得: p甲醇’=0.728g/cm3p水’=0.967g/cm3 液相平均分子量: Ml’=Xa’M甲醇+(1-Xa’) M水=0.111*32.042+(1-0.111)*18=19.559kg/kmol 气相平均分子量: Mv’= ya’M甲醇+(1-ya’) M水=0.443*32.042+(1-0.443)*18=24.221kg/kmol 液相密度: 气相密度 液相体积流量 L’=L+qF 气相体积流量 V’=V-(1-q)F=V 即气液动能参数 取塔板间距HT=0.45m、板上液层高度hl=0.07m 那么分离空间: HT- h1=0.45-0.07=0.38m 即由史密斯关联图得: C20’=0.082 86.777℃时 μa=16.17mN/mμb=61.31mN/m 液相平均表面张力: mN/m μmax: 最大空塔气速 令μ’=0.7μmax’=0.7*3.34=2.34m/s 根据流量公式计算塔径D 圆整取0.8m 塔截面积A’= 实际空塔气速 3.3.2: 塔高的计算 此外在精馏段和提馏段分别设2人孔,人孔处板间距为0.7m 令塔顶空间为1.5HT=2.5*0.45=1.125m 令塔底空间为1.4m L’=0.00085m3/s Hd= 所以塔高为 Z=z精+z提+(0.7-0.45)*4+0.675+2=3.83+4.787+0.5+1.125+1.4=12.642m 约为12.7m 3.3.3: 溢流装置与液体流型 选用单溢流,弓形降液管。 因为弓形降液管具有较大容积,又能充分利用塔面积,且单溢流液体流径长,塔板效率高,结构简单,广泛用于直径小于2.2米的塔中。 3.3.3.1溢口堰(出口堰) 为维持塔板上一定高度的均匀流动的液层,一般采用平直溢流堰。 (1)堰长 取堰长lw=0.6D=0.8*0.6=0.48m (2)堰上液层高度how 平直堰的how 精馏段 Lh=5.66*10^-4*3600=2.0376m3/h 即 Lw/D=0.48/0.8=0.6 查液流收缩系数计算图得 E=1.08 所以 m 提馏段 Lh’=8.5*10^-4*3600=3.06m3/h 即 Lw/D=0.48/0.8=0.6 查液流收缩系数计算图得 E’=1.2 所以 m (3)堰高hw 精馏段 hw=hL-how=0.07-8.04*10^-3=0.062m 取0.07m 提馏段 hw’=hL-how’=0.07-6.32*10^-3=0.064 取0.07m 所以: hl=hw+how=0.07+8.04*10^-3=0.078m hl’=hw’+how’=0.07+6.32*10^-3=0.076m 修正后hL对μn影响不大,顾塔径计算不用修正. 3.3.3.2降液管 (1)降液管的宽度Wd与截面积Af 由lw/D=0.6查弓形降液管的宽度与面积关联图可得 所以Wd=0.098×0.8=0.0784m 液体在降液管内的停留时间 精馏段 提馏段 (2)降液管底隙高度h0 因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙, 取液体通过降液管底隙速度μ0=0.08m/s 精馏段 过小,取0.02m hw-h0=0.07-0.02=0.05m>0.006m 提馏段 hw’-h0=0.07-0.022=0.048m>0.006m 故降液管底隙高度设计合理 3.3.3.3受液盘及进口堰 选用平形受液盘。 不设进口堰。 3.3.4: 塔板设计 3.3.4.1: 塔板布置 (1)开孔区(鼓泡区)面积Aa计算 取边缘区宽度Wc=0.05m x=(D/2)-(Wd+Wc)=0.4-(0.0784+0.05)=0.2716m R=(D/2)-Wc=0.4-0.05=0.35m 即 (2)溢流区 溢流区面积Af及Af’分别为降液管和受液盘所占面积 (3)安定区(破沫区) 取溢流堰前的安定区宽度为Ws=0.07m 取进口堰后的安定区为Ws’=0.05m (4)无效区 取无效区宽度为0.03m 3.3.4.2: 筛板的筛孔与开孔率 (1)孔径d0 本设计所处理的物系无腐蚀性,可选用碳钢板,取筛孔直径d0=5mm。 (2)筛板厚度 取δ=0.8d0=4mm (3)孔心距t 筛孔在筛板上按正三角形排列,取孔心距t=3d0=15mm (4)开孔率ψ (5)筛孔数 3.3.5筛板的流体力学验算 3.3.5.1: 塔板压降△Pp 气体通过筛板的压降△Pp以相当的液柱高度表示时可由下式计算: hp=hc+hl+hσ hp: 气体通过每层塔板压降相当的液柱高度,m (1)干板阻力hc的计算 精馏段 筛孔气速 d0/δ=5/4=1.25 查干筛孔的流量系数图可知流量系数 C0=0.84 即 提馏段 筛孔气速 C0=0.84 即 (2)气体通过液层阻力hl的计算 精馏段 按有效流通面积计算的气速 查找充气系数ε0与Fa的关联图可知: ε0=0.58 即hl=ε0hL=ε0(hw+how)=0.58*0.078=0.045m 提馏段 查找充气系数ε0与Fa的关联图可知: ε0’=0.6 即hl’=ε0’hL=ε0’(hw’+how’)=0.6*0.076=0.0456m (3)液体表面张力的阻力hσ的计算 精馏段 提馏段 即精馏段板压降hp=hc+hl+hσ=0.049+0.045+0.0032=0.0972m △Pp=hpρLg=0.0972*783*9.82=747.38pa=0.747kpa 提馏段板压降hp’=hc’+hl’+hσ’=0.036+0.0456+0.005=0.0866m △Pp=hpρLg=0.0866*913*9.82=776.43pa=0.776kpa 3.3.5.2: 雾沫夹带量ev的计算 精馏段 提馏段 故本设计液沫夹带量在允许范围ev<0.1kg液/kg气内,所以符合要求。 3.3.5.3: 漏液点气速μow的计算 精馏段 稳定性系数K 所以无明显漏液现象 提馏段 稳定性系数K 所以无明显漏液现象 3.3.5.4: 液泛(淹塔)条件的校核 降液管内的清液层高度Hd的计算 精馏段 液体流过降液管的压强降相当的液柱高度hd的计算 即Hd=hp+hL+hd=0.0972+0.078+5.318*10^-4=0.1757m φ(HT+hw)=0.5(0.45+0.07)=0.26 Hd<φ(HT+hw)=0.26 提馏段 即Hd’=hp’+hL’+hd’=0.088+0.076+9.91*10^-4=0.165m φ(HT+hw’)=0.5(0.45+0.07)=0.26 Hd’<φ(HT+hw)=0.26 所以不会产生液泛 3.3.6塔板负荷性能图 3.3.6.1雾沫夹带线 (1) 精馏段 取极限值ev=0.1kg液/kg气 hf=2.5(hw+how)=2.5(0.07+ =0.175+2.938Ls^2/3 整理得 Vs=0.938-10.024Ls^2/3 在操作范围中,任取几个Ls值,根据上式算出Vs值列于下表中: Ls( ) 0.0005 0.0015 0.002 0.0045 Vs( ) 0.875 0.807 0.779 0.665 提馏段 hf’=2.5(hw’+how’)=2.5(0.07+ =0.175+3.264Ls’^2/3 整理得 Vs’=1.132-13.437Ls’^2/3 在操作范围中,任取几个Ls’值,根据上式算出Vs’值列于下表中: Ls( ) 0.0005 0.0015 0.002 0.0045 Vs( ) 1.047 0.956 0.919 0.766 3.3.6.2: 液泛线 (2) 精馏段 由式hp=hc+hl+hσHd=hp+hL+hd Hd=φ(HT+hw) hl=ε0hL=ε0(hw+how)=0.58*(hw+how)= 0.58*(0.07+ )=0.0406+0.682Ls^2/3 故hp=0.086Vs^2+0.0406+0.682Ls^2/3+0.0032=0.0438+0.086Vs^2+0.682Ls^2/3 Hd=0.0438+0.086Vs^2+0.682Ls^2/3+0.078+1660.156Ls^2 =0.1218+0.086Vs^2+0.682Ls^2/3+1660.156Ls^2 φ(HT+hw)=0.5(0.45+0.07)=0.26 即0.26=0.1218+0.086Vs^2+0.682Ls^2/3+1660.156Ls^2 整理得: Vs^2=1.607-7.93Ls^2/3-19304.14Ls^2 任取几个Ls值(2-18)式计算Vs值,见下,作出液泛线 (2) Ls(m3/s) 0.0005 0.0015 0.002 0.0045 Vs(m3/s) 1.246 1.208 1.185 1 提馏段 hl=ε0hL=ε0(hw+how)=0.6*(hw+how)= 0.6*(0.07+ )=0.042+0.783Ls^2/3 故hp’=0.056Vs’^2+0.042+0.783Ls^2/3+0.005=0.047+0.056Vs’^2+0.783Ls^2/3 Hd’=0.047+0.056Vs’^2+0.783Ls^2/3+1372.03Ls^2+0.076 =0.123+0.056Vs’^2+0.783Ls^2/3+1372.03Ls^2 φ(HT’+hw’)=0.5(0.45+0.07)=0.26 即0.26=0.123+0.056Vs’^2+0.783Ls^2/3+1372.03Ls^2 整理得: Vs’^2=2.446-13.98Ls^2/3-24500.54Ls^2 任取几个Ls’值计算Vs’值,见下,作出液泛线 (2) Ls(m3/s) 0.0005 0.0015 0.002 0.0045 Vs(m3/s) 1.534 1.486 1.458 1.253 3.3.6.3: 液相上限线(3) 以τ=3s作为液体在降液管中停留的下限 在Ls.max=0.0039m3/s处作出垂线得液相负荷上限线 3.3.6.4: 漏液线(气相负荷下限线)(4) 精馏段 hL=0.07+ =0.07+1.175Ls^2/3 A0=0.034m2 即: 据上式,取若干个Ls值计算相应Vs值,见下表,作漏液线 0.0005 0.0015 0.002 0.0045 0.379 0.394 0.401 0.425 提馏段 hL’=0.07+ =0.07+1.306Ls’^2/3 A0=0.034m2 即: 据上式,取若干个Ls’值计算相应Vs’值,见下表,作漏液线 0.0005 0.0015 0.002 0.0045 0.435 0.458 0.467 0.502 3.3.6.5: 液相负荷下限线(5) 取堰上液层高度最小允许值how=0.006m 精馏段 整理得Ls.min=3.65*10^-4m3/s 提馏段 整理得Ls.min’=3.11*10^-4m3/s 3.3.6.6: 塔的操作弹性 画图看 精馏段 OP为操作线,OP与液泛线的交点对应气相负荷为Vs.max,与漏夜线的交点对应气相负荷为Vs.min可知: >3符合要求 提馏段 >3符合要求 负荷性能图 精馏 提馏 3.4: 板式塔的结构与附属设备 3.4.1: 塔板结构 由于本设计塔径为0.8m,即选用整块式结构 3.4.2: 冷凝器的选择 本设计取传热系数K=2000w/m2.℃ 出料液温度64.6-64.6℃ 冷却水温度35-20℃ 逆流操作: △t1=44.6℃△t2=29.6℃ 冷凝蒸汽量 由于甲醇的摩尔分数为0.98,所以忽略水的冷凝热。 r=1100.18KJ/kg Q=G1*r=1100.18*0.821=903.38kw 水的比热容为Cp=4.1862KJ/kg.K 则水的冷却用量为 平均温度差为 换热器面积 安全系数取1.2,则A=1.2*11.48=13.78m2 3.4.2: 再沸器 计算热负荷 3.5: 设计一览表 参数符号 参数名称 精馏段 提馏段 ET 塔板效率 0.47 0.47 NT 有效塔板数 4 5 μL(mpa.s) 液相粘度 0.3127 0.3127 N 实际塔板数 9 11 Z(m) 有效段高度 3.83 4.787 Tm(℃) 平均温度 69.21 86.777 HT(m) 板间距 0.45 0.45 hL(m) 板上液层高度 0.078 0.076 安全系数 0.7 0.7 Tm(℃) 平均温度 69.21 86.777 Ml(kg/kmol) 液相平均摩尔质量 28.11 19.559 Mv(kg/kmol) 气相平均摩尔质量 30.33 24.221 ρL(kg/m3) 液相密度 783 913 Ρv(kg/m3) 气相密度 1.079 0.82 σ(mN/m) 液体平均表面张力 30.927 56.3 Ls(m3/s) 液相流量 5.66*10^-4 8.5*10^-4 Vs(m3/s) 气相流量 0.761 0.8 FLv 气液动能参数 0.02 0.035 C 负荷系数 0.085 0.1 μ(m/s) 空塔气速 1.522 1.6 D(m) 塔径 0.8 0.8 lw(m) 堰长 0.48 0.48 E 液流收缩系数 1.08 1.2 how(m) 堰上液层高度 8.04*10^-3 6.32*10^-3 hw(m) 堰高 0.07 0.07 Wd(m) 降液管宽度 0.0784 0.0784 Af(m2) 降液管截面积 0.026 0.026 τ(s) 液体在降液管内的停留时间 20.67 13.76 μ0’(m/s) 液体过降液管底隙速度 0.08 0.08 h0(m) 降液管底隙高度 0.02 0.022 Aa(m2) 有效传质面积
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