分离甲醇--水混合液的筛板精馏塔的设计计算.doc
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.
化工原理课程设计
分离甲醇-水混合液的筛板精馏塔设计
潍坊学院
小组成员:
吴鑫
李春阳
袁旭
目录
第一章设计题目························2
第二章工艺计算··························3
2.1精馏塔的物料衡算·················3
2.2塔板数的确定·····················4
2.2.1理论板数的求取··············5
2.3工艺条件及有关物性数据计算·····6
2.3.1图解法求理论塔板数 ··········6
2.3.2操作压力计算 ·················6
2.3.3操作温度计算··················6
2.3.4相对挥发度的计算··············7
2.3.5平均摩尔质量计算···············7
2.3.6平均密度的计算 ··············8
2.3.7体平均表面张力计算·············9
2.3.8液体平均黏度计算···············10
2.3.9实际塔板数的计算···············11
2.4塔的主要工艺尺寸计算·············11
2.5塔板主要工艺尺寸的计算···········13
2.5.1溢流装置计算····················13
2.5.2塔板板面布置····················14
2.5.3筛孔计算及排列··················14
2.6筛板的流体力学验算···················15
2.6.1液面落差 ··························16
2.6.2液沫夹带 ··························16
2.6.3漏液··································16
2.7负荷性能图 ··························17
2.7.1漏液线(气相负荷下限线)············17
2.7.2液体流量下限线 ···················17
2.7.3液体流量上限线······················18
2.7.4过量液沫夹带线···················18
2.7.5液泛线······························18
2.7.6塔板工作线 ··························20
第三章设计总结·······························21
第四章附属设备的选型与设计················24
4.1冷凝器的选择 ··························24
4.2再沸器的选择 ··························25
第五章塔附件的设计·························26
5.1接管的计算与选择······················26
5.1.1进料管 ·····························26
5.1.2回流管 ·····························26
5.1.3塔底出料管 ·························26
5.1.4塔顶蒸汽出料管 ··················26
5.1.5塔底进气管 ·························27
5.2筒体 ································27
5.3封头··································27
5.4法兰的选取 ·························27
5.5裙座···································28
5.6人孔···································28
第六章塔总高度设计 ·····················29
6.1塔顶部空间高度 ······················29
6.2塔总体高度计算 ·····················29
第七章设计心得······························30
参考文献 ···································32
前言
精馏是利用液体混合物中各组分挥发性的差异对其进行加热,然后进行多次混合蒸气的部分冷凝和混合液的部分加热汽化以达到分离目的的一种化工单元操作。
精馏操作应在塔设备中完成,塔设备提供气液两相充分接触的场所,有效地实现气液两相间的传热、传质,以达到理想的分离效果,因此它在石油化工生产中得到广泛应用。
该设计选用逐级接触式的筛板塔作为分离设备,一个完整的板式塔主要是由圆柱形塔体、塔板、降液管、溢流堰、受液盘及气体和液体进、出口管等部件组成,这就需要对各个部件做出选择并给出合理的工艺尺寸,因此我们对精馏塔进行物料衡算,由间的关系并差取相关数据,确定相对挥发度和回流比求出相平衡方程和操作线方程,然后通过逐板计算法算得理论塔板数并由全塔效率确定实际塔板数,最后对塔高、塔径、溢流装置等各个部件进行计算与核算校验(如负荷性能图),最终得到符合工艺要求的精馏塔并能完成生产任务。
第一章设计题目及设计方案简介
一.设计题目
分离乙醇—水混合液的筛板精馏塔设计
生产能力:
年处理原料能力为12万吨(开工率300天/年)
原料:
乙醇含量为25%(质量分数,以下同)的常温液体。
分离要求:
塔顶:
甲醇纯度不低于99%,
塔底:
甲醇不得高于0.6%。
二.设计方案简介
设计中采用泡点进料,塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝,冷凝液在泡点下回流至塔内该物系属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热具体如下:
塔型的选择本设计中采用筛板塔。
筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单,易于加工,造价约为泡罩塔的60%,为浮阀塔的80%左右。
处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加10~15%。
塔板效率高,比泡罩塔高15%左右。
压降较低。
缺点是塔板安装的水平度要求较高,否则气液接触不匀。
加料方式和加料热状况的选择:
加料方式采用泵加料。
虽然进料方式有多种,但是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,饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同,无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易,为此,本次设计中采取泡点进料。
塔顶冷凝采用全冷凝器用水冷却。
甲醇和水不反应而且容易冷却,故使用全冷凝器,塔顶出来的气体温度不高冷凝回流液和产品温度不高无需进一步冷却,此分离也是为了得到甲醇故选用全冷凝器。
回流方式可分为重力回流和强制回流,对于小型塔冷凝器一般安装在塔顶。
其优点是回流冷凝器无需支撑结构,其缺点是回流控制较难。
如果需要较高的塔处理或因为不易检修和清理,这种情况下采用强制回流故本设计采用强制回流。
加热方式为直接加热和间接加热。
直接加热由塔底进入塔内。
由于重组分是水故省略加热装置。
但在一定的回流比较条件下,塔底蒸汽对回流有稀释作用,使用理论板数增加,费用增加,间接蒸汽加热器是塔釜液部分汽化维持原来浓度,以减少理论板数。
本设计采用间接蒸汽加热。
目前,精馏塔的设计方法以严格计算为主,也有一些简化的模型,此次设计采用精确计算与软件验算相结合的方法。
第二章工艺计算
2.1精馏塔的物料衡算
甲醇的分子式为,千摩尔质量为,水的分子式为,千摩尔质量为原料液的平均千摩尔质量
:
进料量:
进料组成(摩尔分数,下同)
:
塔顶产品流量:
塔顶组成
:
塔底残液流量:
塔底组成
原料液以及塔顶,塔釜平均摩尔质量:
原料液:
塔顶:
塔釜:
所以:
即采出率为:
由上式求出塔顶馏出液量为
则塔釜残液量为
塔顶产品流量:
塔釜产品流量:
2.2塔板数的确定
由手册查得水-甲醇物系的气液平衡数据,绘出x-y图
表1水-甲醇物系的气液平衡数据
温度t/0C
液相中的摩尔分数/x
气相中的摩尔分数/y
100
0.00
0.000
96.4
0.02
0.134
93.5
0.04
0.234
91.2
0.06
0.304
89.3
0.08
0.365
87.7
0.10
0.418
84.4
0.15
0.517
81.7
0.20
0.579
78.0
0.30
0.665
75.3
0.40
0.729
73.1
0.50
0.779
71.2
0.60
0.825
69.3
0.70
0.870
67.6
0.80
0.915
66.0
0.90
0.958
65.0
0.95
0.979
67.6
1.00
1.000
图1
2.2.1理论板数的求取
甲醇—水可采用图解法求理论板层数:
由表1可绘出甲醇—水气液平衡数据图见图1
求最小回流比及操作回流比,用作图法求最小回流比。
在图中对角线上,自点E作垂线EF即为去q线(泡点线)该线与平衡线交点坐标为
由可得q线与平衡线的交点坐标(xq,yq)为(0.36,0.72),则最小回流比为
取回流比
则精馏塔的气液负荷:
精馏段:
提馏段:
由于泡点进料
所以
精馏段操作线方程:
提馏段操作线方程:
2.3工艺条件及有关物性数据计算
2.3.1图解法求理论塔板数
图2
采用图解法求理论板层数,如图2所示,求解结果为
总理论板层数:
进料板位置:
2.3.2操作压力计算
塔顶操作压力:
每层塔板压降:
进料板压力:
精馏段平均压力:
塔底压力:
提馏段平均压力:
2.3.3操作温度计算
塔顶气相:
运用内插法
塔顶液相:
塔釜:
进料板:
则有,精馏段温度:
提馏段温度:
2.3.4相对挥发度的计算
查手册得甲醇的安托因常数为:
表2安托因常数
项目
A
B
C
甲醇
7.19736
1574.99
238.86
水
7.07406
1657.46
227.02
由得:
2.3.5平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由查平衡曲线(图1)得
进料板平均摩尔质量计算气相:
液相:
精馏段平均摩尔质量计算
由(图1)得查平衡曲线得
精馏段气相平均摩尔质量:
精馏段液相平均摩尔质量:
塔釜平均摩尔质量
由(图1)得
提馏段平均摩尔质量计算:
2.3.6平均密度的计算
⑴气相平均密度计算
由理想气体状态方程得
⑵液相平均密度计算
表3甲醇与水在各温度下的密度
温度(℃)
60
70
80
90
100
ρ甲醇(kg/m3)
751
743
734
725
716
ρ水(kg/m3)
983.2
977.8
971.8
965.3
958.4
图3
液相平均密度依式计算
塔顶液相平均密度的计算
由,查表由内插法得,
进料板液相平均密度的计算
由查表3由内插法得,
进料板液相的质量分率:
精馏段液相平均密度为:
塔底平均密度
提馏段液相平均密度:
2.3.7体平均表面张力计算
表4甲醇与水在各温度下的表面张力
温度(℃)
60
70
80
90
100
σ甲醇(mN/m)
18.76
17.82
16.91
15.82
14.89
σ水(mN/m)
66.2
64.3
62.6
60.7
58.8
图4
液相平均表面张力,依计算
塔顶液相平均表面张力的计算
由,查表4由内插法得,
进料板液相平均表面张力的计算
由,查表4由内插法得:
,
精馏段液相平均表面张力为:
塔底表面张力:
,查表4得:
,
提馏段液相平均表面张力:
2.3.8液体平均黏度计算
表5甲醇和水的黏度表
温度t/0C
40
60
80
100
120
μL,水(mPa.s)
0.439
0.344
0.277
0.228
0.196
μL,甲醇(mPa.s)
0.549
0.470
0.355
0.282
0.237
图5
液相平均黏度依计算
塔顶液相平均黏度的计算
由,由表5内插法得:
,
解出
进料板液相平均黏度计算
由,由表5内插法得:
,
解出
精馏段液相平均表面张力为
塔底平均黏度计算:
,由表5得,
解出
提馏段平均黏度:
全塔平均黏度:
2.3.9实际塔板数的计算
蒸馏塔可用相对挥发度与液相黏度的乘积作为参数来关联全塔效率,其经验式为:
式中——相对挥发度;
——液相黏度,mPa·s
所以,全塔效率
计算实际塔板数
精馏段
提馏段
实际总板数
2.4塔的主要工艺尺寸计算
精馏段上升与下降的气液体积流率为
初选板间距,
则分离空间为:
气液动能参数为:
图6史密斯关联图
由图6查得气体负荷因子,因表面张力的差异,气体负荷因子校正为
计算最大允许速率:
取空塔速率为最大允许速率的0.62倍,则空塔速率为
则塔径为
根据标准塔径圆整为
塔横截面积为:
实际空塔气速:
当塔径为时,其板间距可取,因此,所设板间距可用
塔高:
2.5塔板主要工艺尺寸的计算
2.5.1溢流装置计算
因塔径可选用单溢流弓形降液管,采用凹型守液盘
堰长:
溢流堰高度:
由选用平直堰,堰长高度由公式计算
,查图3所以,,
降液管的宽度和面积由图3确定降液管横截面积,
图7
,
即
验算液体在降液管中停留时间:
,符合要求
降液管底隙高度:
()
,故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘,深度
2.5.2塔板板面布置
开孔面积计算
取,,
2.5.3筛孔计算及排列
因为处理物系没有腐蚀性可选用处理物系没有腐蚀性可选用碳钢板,取筛孔直径筛孔按正三角形排列,取孔中心距为:
筛孔按正三角形排列,取孔径,则
开孔率:
筛孔数:
筛孔总面积:
2.6筛板的流体力学验算
图9史密斯关联图
因为,查图4,确定空流系数
气体通过阀孔的气速:
干板阻力计算由于则
气体通过液层的阻力计算:
气体速率为:
查表确定充气系数关联图得
液相表面张力的阻力计算:
气体通过每层塔板的液体柱高度计算:
符合要求
2.6.1液面落差
由于筛板塔上的正常液体流量范围内,的筛板液面落差可以忽略不计
2.6.2液沫夹带
液沫夹带将导致塔板效率下降。
通常塔板上液沫夹带量要求低于0.1kg液体/kg干气体,则有
可见液沫夹带量符合要求
2.6.3漏液
则漏液点气速
稳定系数:
故本实验无明显漏液可见不会发生严重漏液现象。
2.6.4液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高度应保证降液管中泡沫液体总高度不能超过上层塔的出口堰即由于甲醇—水为一般物系取
因为所以不会发生液泛
由筛板流体力学验算结果可见,塔板结构参数选择基本合理,所设计的各项尺寸可用。
2.7负荷性能图
2.7.1漏液线(气相负荷下限线)
,,
得
则对应的漏点气速为
在操作线范围内日,任取几个值,算出VS值计算如表6得出线①
表6漏液线数据
Ls,m3/s
0.0006
0.0015
0.003
0.0045
0.006
Vs,m3/s
0.6545
0.6721
0.6931
0.7061
1.131
2.7.2液体流量下限线
令
故
在负荷性能图处作垂直线,即为液体流量下限线②。
2.7.3液体流量上限线
以作为液体在降液管中停留时间的下限
在负荷性能图处作垂直线,即为液体流量上限线③。
2.7.4过量液沫夹带线
以为限,
则
在操作线范围内日,任取几个值,算出VS值计算如表7
表7液沫夹带线数据
Ls,m3/s
0.0006
0.0015
0.003
0.0045
Vs,m3/s
1.233
1.179
1.111
1.053
2.7.5液泛线
令,,,
联立得;
所以:
在操作线范围内日,任取几个值,算出VS值计算如表8
表8液泛线数据
Ls,m3/s
0.0006
0.0015
0.003
0.0045
Vs,m3/s
2.636
2.58
2.494
2.401
2.7.6塔板工作线
在负荷性能图上做出斜率为的直线,塔板工作线。
此线与流体力学上下限线相交于A、B两点,读出A、B两点的纵坐标值即为和,并求出操作弹性:
第三章设计总结
因为甲醇和水不能形成恒沸点的混合物,所以可直接采用传统的精馏法制备高纯度的甲醇溶液,本设计进行甲醇和水的分离,采用直径为1.4米的精馏塔,选用效率较高、结构简单、加工方便的单溢流方式、并采用了弓形降液盘。
由于在设计过程中,对板式塔只有一个整体的直观认识以及简单的工作原理的了解,而对于设备中重要部件——塔板、管路等缺乏了解,查询了各种相关书籍,走了很多弯路,但终于通过自己努力解决了其中的难题。
在设计过程中,考虑到设计踏板所构成的板式塔,不但要具有应有的生产能力,满足工艺要求,还要考虑到能耗,经济,污染等问题,为今后走向工作岗位很有价值。
主要符号及结果
序号
项目
符号
单位
计算数据
1
平均温度
℃
65.59
2
气相流量
m3/s
2.44
3
液相流量
m3/s
4
实际塔板数
---
46
5
有效高度
Z
m
18.4
6
塔径
D
m
1.4
7
板间距
HT
m
0.4
8
堰长
m
0.98
9
堰高
m
0.06
10
板上清液层高度
m
0.07
11
堰上清液层高度
m
0.0101
12
降液管内清夜层高度
m
0.1567
13
塔板压降
m
0.086112
14
降液管底隙高度
m
0.02342
15
弓形降液管宽度
m
0.21114
16
筛孔总面积
m2
0.102
17
筛孔直径
m
0.005
18
筛孔数目
---
5162
19
孔中心距
t
m
0.0015
20
开孔率
10.08
21
筛孔气速
23.94
22
稳定系数
K
---
2.1
23
停留时间
s
31.16
24
液沫夹带
Kg液/kg气
0.0001133
25
气相负荷上限
m3/s
2.11
26
气相负荷下限
m3/s
0.72
27
操作弹性
---
---
2.93
第四章附属设备的选型与设计
4.1冷凝器的选择
有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为:
本设计取
出料液温度:
→
冷却水温度:
20℃35℃
逆流操作:
,
全凝器的热负荷Qc的计算:
因为回流是在泡点温度下进入塔内,,其中r为塔顶上升蒸汽的汽化热,则
因为塔顶温度,查表得该温度下甲醇
蒸发潜热:
同理,水:
,
则
换热面积:
冷凝器的型号是
4.2再沸器的选择
选用卧式U型管换热器,经处理后放在塔釜内,选用的饱和蒸汽加热
传热系数取
出料液温度:
→
热流体温度:
逆流操作:
,
则
换热面积:
在废弃的型号是
第五章塔附件的设计
5.1接管的计算与选择
5.1.1进料管
本设计采用直管进料管,管径计算如下:
取
查GB8163-88取
5.1.2回流管
冷凝器安装在塔顶时,回流管在管道中的流速一般不能过高,否则冷凝器高度也要相应提高,本次设计取主管回流管,流速取为
查GB8163-88取
5.1.3塔底出料管
塔釜流出液体的速度一般在0.5~1.0m/s,本次设计取
查GB8163-88取
5.1.4塔顶蒸汽出料管
直管出气,取出口气速
查GB8163-88取
5.1.5塔底进气管
直管出气,取出口气速
查GB8163-88取
5.2筒体
腐蚀余量
壁厚选,所用材质为A3
5.3封头
本设计采用椭圆形封头,由公称直径dg=1400mm,第一块板距封头切线的高度h=1.2m。
选用封头Dg1800×6,JB1154-73
5.4法兰的选取
由于常压操作,所有法兰均采用标准管法兰,平焊法兰,由不同的公称直径,选用相应的法兰。
进料管接管法兰:
Pg6Dg50HG5010-58
回流管接管法兰:
Pg6Dg40HG5010-58
塔底出料管法兰:
Pg6Dg40HG5010-58
塔顶出料管法兰:
Pg6Dg350HG5010-58
5.5裙座
塔底常用裙座支撑,裙座的结构性能好,连接出产生的局部阻力小,所以它是塔的主要支座形式,为了制作方便,一般采用圆筒形。
由于裙座内径大于,故裙座壁厚去
基础环内径:
基础环外径:
圆整,考虑到腐蚀余量取,再沸器裙座高度取
5.6人孔
人孔是安装灬检测人员进出的通道,人孔的设置便于进入任何一层塔板,由于设置人孔处塔间距离大且人孔设备通过会使制造时塔件弯曲度难以达到要求,一般每个块塔板设一个人孔。
本塔共46块板要求设置3个
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- 分离 甲醇 混合液 筛板 精馏塔 设计 计算