醋酸水溶液连续精馏.docx
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醋酸水溶液连续精馏
课程设计任务书
课程名称:
化工原理课程设计
设计题目:
醋酸-水溶液连续精馏
院系:
化学工程与食品科学学院
学生姓名:
学号:
专业班级:
指导教师:
2012年6月20日
一……………………………………摘要
二………………………………设计条件
三………………………设计方案的确定
四……………………精馏塔的物料衡算
五…………………………塔板数的确定
六……………………………精馏塔的工艺条件及物性数据的计算
七……………………………精馏塔的塔体工艺尺寸计算
八……………………………塔板主要工艺尺寸计算
九…………………塔板的流体力学验算
十……………………塔板负荷性能曲线
十一……………………………对设计过程的评述和相关问题的讨论
一、摘要
醋酸学名乙酸,分子式C2H4O2,醋酸是一种重要的基本有机化工原料,主要用于制取醋酸乙烯单体(VCM)、醋酸纤维、醋酐、对苯二甲酸、氯乙酸、聚乙烯醇、醋酸酯及金属醋酸盐等。
此外,在染料、医药、农药及粘合剂、有机溶剂等方面有着广泛的用途,是近几年来发展较快的重要的有机化工产品之一。
因此醋酸的提纯对我们的生产生活有着比较重大的意义。
二、设计条件
1、处理量:
2.5万吨/年
2、料液浓度:
0.70(摩尔分数)
3、产品浓度:
0.99(摩尔分数)
4、釜液中醋酸含量:
0.05(摩尔分数)
5、每年实际生产时间:
7200小时/年
6、操作条件:
塔顶压强4kPa,塔底加热蒸汽压力0.5MPa,单板压降不大于0.7kPa,连续精馏,泡点进料,回流比为最小回流比的2倍。
7、塔板类型:
筛板或浮阀塔板(F1型)
三、设计方案的确定
本设计任务为分离水—醋酸混合物。
对于二元混合物的分离,应采用连续精馏分离。
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。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷却后送至储罐。
操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
四、精馏塔的物料衡算
1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔产率
水的摩尔质量:
MA=18kg/kmol
醋酸的摩尔质量:
Ma=60kg/kmol
XF=0.70若转化为质量分数则为XF=0.886
XD=0.99若转化为质量分数则为XD=0.997
XW=0.05若转化为质量分数则为XW=0.149
2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF=0.3×18+0.7×60=47.4kg/kmol
MD=0.01×18+0.99×60=59.58kg/kmol
MW=0.95×18+0.05×60=20.1kg/kmol
3、物料衡算
由于一年需处理2.5万吨,那么进料量应为:
2.5x107÷7200=3272kg/h,而原料液的平均摩尔质量为47.4kg/kmol,那么F=3272÷47.4=73.25kmol/h
总物料衡算:
73.25=D+W
醋酸物料衡算:
73.25×0.7=0.99×D+0.05×W
联立解得:
D=50.65kmol/hW=22.60kmol/h
五、塔板数的确定
1、理论塔板层数NT的求解
醋酸-水属于理想物系,可以采用图解法求理论板层数
1由手册查得醋酸-水物系的气液平衡数据,绘出x-y图
2求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比。
自点(0.70,0.70)作垂线即为进料线(q线)
该线与平衡线的交点坐标为:
yq=0.77Xq=0.64
又由书中公式可知
=
=
=0.63
故最小回流比为:
Rmin=1.7
R=2Rmin=
2×1.7=3.4
求精馏塔的气、液相负荷
L=RD=3.4×50.65=172.21kmol/h
V=(R+1)D=(3.4+1)×50.65=222.86kmol/h
L′=L+F=172.21+73.25=245.46kmol/h
V′=V=222.86kmol/h
④求操作线方程
精馏段操作线方程为:
yn+1=
xn+
xD=0.773xn+0.227xD
提馏段操作线方程为:
ym+1′=
xm′—
xW=1.1014xm′—0.00507
逐板法求理论板数:
对于精馏段
由于y1=xD=0.99
由相关手册查得相对挥发度为2.05
而板上的气液平衡关系为y=
那么x1=0.98
由精馏段操作线方程可以知道:
y2=
x1+
所以y2=0.98
同样的方法求得:
x2=0.96
y3=0.967x3=0.935
y4=0.947x4=0.897
y5=0.918x5=0.845
y6=0.878x6=0.778
y7=0.826x7=0.698
由于x7=0.698﹤xF=0.70,因此精馏段所需理论板层数为6层,第7层为加料板
对于提馏段:
其操作线方程为ym+1′=1.1014xm′-0.00507
由于x1′=x7=0.698则y2′=1.1014×0.698-0.00507=0.7637
由气液平衡关系式可知x2′=0.612
则y3′=0.669同理可知:
x3′=0.496
y4′=0.541x4′=0.365
y5′=0.397x5′=0.243
y6′=0.263x6′=0.148
y7′=0.158x7′=0.0839
y8′=0.0873x8′=0.0445
由于x8′=0.0445﹤xW=0.05
故提馏段所需理论板层数为7层
综上所述理论板层数为NT=14(不包含再沸器)
进料板位置为自塔顶往下的第7层即为NF=7
六、精馏塔的工艺条件及物性数据的计算
1.操作压力的计算
塔顶操作压力Pa=101.325+4=105.325kPa
每层塔板压降△P=0.7kPa
进料板压力PF=105.325+0.7×7=110.225kPa
塔底操作压力为101.325+500=601.325kPa
提馏段最后一块板的压力为P′=110.225+0.7×7=115.125kPa
精馏段平均压力Pn=(105.325+110.225)÷2=107.775kPa
提馏段平均压力为PM=(110.225+115.125)÷2=112.675kPa
全塔平均压力为P平=(107.775+112.675)÷2=110.225kPa
2.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算:
由于xD=y1=0.99,x1=0.98
液相平均摩尔质量MXD=0.02×18+0.98×60=59.16kg/kmol
气相平均摩尔质量MYD=0.01×18+0.99×60=59.58kg/kmol
进料板平均摩尔质量计算:
由于x7=0.698,y7=0.826
则MX7=0.302×18+0.698×60=47.316kg/kmol
MY7=0.174×18+0.826×60=52.692kg/kmol
塔底平均摩尔质量计算:
由于y8′=0.0873x8′=0.0445
则MX8′=0.9555×18+0.0445×60=19.869kg/kmol
MY8′=0.9127×18+0.0873×60=21.667kg/kmol
那么精馏段平均摩尔质量
MXn=(59.16+47.316)÷2=53.238kg/kmol
MYn=(59.58+52.692)÷2=56.136kg/kmol
那么提馏段平均摩尔质量
MXn′=(47.316+19.869)÷2=33.593kg/kmol
MYn′=(52.692+21.667)÷2=39.18kg/kmol
3.各部分温度计算
由相关相图查询可知道
塔顶温度TD=117.3℃
进料温度TF=110.5℃
塔底温度TW=100.3℃
那么精馏段平均温度Tn=(117.3+110.5)÷2=113.9℃
提馏段平均温度Tm=(110.3+100.3)÷2=105.3℃
精馏塔平均温度为T平=(113.9+105.3)÷2=109.6℃
4.各部分液相密度计算
塔顶:
由于塔顶温度TD=117.3℃,1/ρ=∑αi/ρi
所以ρD=1÷(0.99÷941+0.01÷945)=941kg/m3
ρF=1÷(0.70÷951+0.30÷952)=951.3kg/m3
ρW=1÷(0.05÷962+0.95÷958)=958.2kg/m3
ρ平=(ρD+ρF+ρW)÷3=950.2kg/m3
七、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
对于气相,由PV=nRT可以得到ρv=
,其中P平=110.225kPa,
MY平=(56.136+39.18)÷2=47.658kg/kmol
R=8.314T=109.6+273.15=382.75K
代入得ρv=1.651kg/m3
而液相的平均密度ρL=950.2kg/m3
由于umax=
,校正查出的负荷系数C=C20(
)0.2
C是操作物系的负荷系数σ为操作物系的液体表面张力,mN/m
根据史密斯关联图可查得C继而可求出umax,求得umax=1.92m/s
求出umax,乘以安全系数,便得适宜的空塔气速u,即
u=0.6umax=0.6×1.92=1.152m/s
依据流量公式可计算塔径,即
D=
D——塔径,mVS——塔内气体流量,m3/su——空塔气速,m/s
由于精馏段和提馏段的VS可能不一样,因此要分开计算
由VS=
,可得
精馏段的VS=222.86×56.136÷3600÷1.651=2.10m3/s
提馏段的VS′=222.86×39.18÷3600÷1.651=1.47m3/s
所以D=1.524mD′=1.275m
按标准塔径圆整得D=1.6mD′=1.3m
综上所述取塔径为1.6m
2.精馏塔有效高度的计算
根据Z=(
-1)HT
Z——塔的有效段高度,m
NT——塔内所需的理论板层数
ET——总板效率
HT——塔板间距,m
根据奥康奈尔方法可知ET=0.49(
)-0.245
——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度,对多组分系统,应取关键组分间的相对挥发度。
——塔顶与塔底平均温度下的液相黏度,mPa·s
对于多组分系统的
可以这么计算
=∑
——液相中任意组分i的黏度,mPa·s
——液相中任意组分i的摩尔分数
八、塔板主要工艺尺寸计算
1.溢流装置计算
可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘
由于D=1.6m,查表可知标准参数为
塔截面积AT=2.011m2塔板间距取HT=0.5m
弓形降液管堰长lw=1.171m弓形降液管宽度Wd=0.255m
降液管面积Af=0.207m2lw/D=0.732
溢流堰高度hW=hL-hOW
2.塔板布置
由于D=1.6m﹥1.2m,应该采用分块式塔板
取阀孔动能因子F0=10,由u0=
则孔速u0=10÷
=7.78m/s
而每层塔板上的浮阀数N=
而孔阀直径d0=0.039m
可得N=226
九、塔板的流体力学验算
1.塔板压降
气体通过浮阀塔板的压强降hp=hc+hl+hσ
1干板阻力hc的计算
由u∝=
所以u∝=7.98m/s
由于u0﹤u∝,那么可以这样计算干板阻力
hc=19.9
得hc=0.03m
2板上充气液层阻力
取充气系数ε0=0.5,由hl=ε0hL
得到hl=0.5hL
3液体表面张力所造成的阻力:
此阻力很小,忽略不计。
因此,与气体流经一层浮阀塔的压强降所相当的液注高度为
hp=hc+hl=0.03+0.5hL
则单板压降ΔPp=hpρLg=279.36+4656hL
2.雾沫夹带
由于泛点率=
×100﹪
其中K表示物性参数查表得K=1.0塔截面积AT=2.011m2
泛点负荷系数CF查图得CF=0.125VS=2.10m3/s
ρv=1.651kg/m3
ρL=950.2kg/m3
得到泛点率=44.7﹪低于80﹪,故可知雾沫夹带量能够满足要求
十、塔板负荷性能图
1.雾沫夹带线
根据泛点率=
×100﹪
其中板上液体流径长度ZL=D-2Wd=1.6-2×0.255=1.09m
板上液流面积Ab=AT-2Af=2.011-2×0.207=1.597m
令泛点率=
×100﹪=80﹪
代入相关数据整理得到
VS=3.83-35.5LS
在操作范围内任取若干个LS值,根据VS=3.83-35.5LS计算相应的VS值,并据此可作出相关图
2.液泛线
Φ(HT+HW)=hp+hl+hd=hc+hl+ho+hL+hd
由此公式可确定液泛线
3.液相负荷上限线
液体在降液管内停留的时间为
θ=
=3~5s
我们要保证液体的最大流量在降液管中的停留时间不低于3~5s
以θ=5s为液体在降液管中停留时间的下限,则
(LS)max=
=0.0207m3/s
4.漏液线对于F1型重阀,依u0=
,以F0=5作为规定气体最小负荷的标准,又由N=
可得(VS)min=
N
,代入相关数据的(VS)min=1.05m/s
据此可作出与液体流量无关的水平漏液线
5.液相负荷下限线
由hOW=
E(
)
我们取hOW=0.006m
那么有
E〔
〕
=0.006
取E=1,则
(LS)min=0.000999m3/s
浮阀塔板工艺设计计算结果
序号
项目
数值
1
平均温度
℃
109.6
2
回流比
3.4
3
相对挥发度
2.05
4
平均压力Pm,kPa
110.225
5
气相流量Vs,(m³/s)
2.10
6
液相流量Ls,(m³/s)
0.001
7
理论塔板数(不含再沸器)
14
8
液相平均密度kg/m3
950.2
9
气相平均密度kg/m3
1.651
10
塔径,m
1.6
11
板间距,m
0.5
12
溢流形式
单溢流
13
降液管形式
弓形
14
弓形降液管宽度Wd,m
0.255
15
降液管面积Af,m2
0.207
16
堰长,m
1.171
17
塔截面积AT,m2
2.011
18
堰上液层高度,m
0.006
19
孔阀直径,m
0.039
20
每层塔板上的浮阀数N
226
21
空塔气速,m/s
1.152
22
每层塔板压降,Pa
700
23
液相负荷上限
(LS)max=0.0207m3/s
24
液相负荷下限
(LS)min=0.001m3/s
25
泛点率
44.7﹪
十一、对设计过程的评述和相关问题的讨论
这次课程设计让我学到了很多东西,让我觉得化工原理真的是一门实用性很强的学科,我们生产化学产品的理论验算都要运用化工原理的相关知识,虽然我在做这份课题时遇到了很多困难,有很多数据查不到,有很多公式不理解,但是我都一一克服了,或者靠着自己网上查询资料,或者去询问老师,但当我自己真正把这篇课程设计做完时,我觉得很欣慰,我想说,当我自己独立完成这份设计时,发现真的学到了很多。
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- 醋酸 水溶液 连续 精馏