年产3万5千吨甲醇精馏塔的设计_课程设计.doc

湖南师范大学化工原理课程设计说明书设计题目 年产3万5千吨甲醇精馏塔的设计甲醇生产过程精馏塔的设计1 甲醇水连续精馏塔设计条件（） 生产能力：35000吨/年，年开工7200小时（） 料液组成：甲醇含量30%（质量分数）（） 采用间接蒸汽加热（） 采用泡点进料（） 塔顶馏出液甲醇含量98%（质量分数）（） 塔顶易挥发组分99%（质量分数）（） 塔顶压强1.05atm（绝对压强）（） 单板压降70kpa液柱（） 加热蒸气压力：0.5mpa（表压） 主要使用数据表1 甲醇水溶液汽液相平衡数据（摩尔）xyxyxy0.000.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825 设计方案的确定本设计任务为甲醇的精馏。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至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易挥发物系，最小回流比较小，塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。4 主要工艺计算4.1 原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率xf= 0.194xd= 0.965xw=0.0024图1 精溜塔工艺流程图4.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量mf=0. 19432.04+(1-0.194)18.02=20.74kg/kmolmd=0.96532.04+0.03518.02=31.55 kg/kmolmw=0.002446+(1-0.0024)18.02=18.10 kg/kmol4.3 物料衡算 原料处理量 f= kg/kmol总物料衡算 f=d+w又 xf=0.194 xd =0.965由得 d=46.65kmol/h 代入上式得：w=f-d =187.73kmol/h甲醇物料衡算 fxf=xdd+wxwxw =0.00244.4 塔板数的确定1 理论塔板层数nt的求取可利用图解法求理论板层数由手册查得水-甲醇物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见图2。求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图（二）中对角线上，自点（0.194，0.194）作垂线即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.574 xq=0.194故最小回流比为 rmin=取操作回流比为 r=2rmin=20976=1.9524.4.1 操作线方程求精馏塔的气液相负荷l=rd=1.95246.65=91.06kmol/hv=(r+1)d=2.95246.65=137.71kmol/hl=l+f=91.68+234.38=325.44 kmol/hv=v=137.71 kmol/h精馏段操作线方程： 提留段操作线方程：4.4.2 理论塔板数的确定作出两条操作线，并用m.t法求出理论板数：nt=10.5精馏段：nt=6提馏段：nt=4.5，由图可知第7块为进料板 图2 理论塔板数示意图4.4.3 塔板效率和实际塔板数由查图可知当 xd=0.965时， td=65.76当 xw=0.0024时， tw=99.64平均温度：tm=（65.76+99.64）/2=82.7当t=82.7时， 求得，pa=199.25kpa而 求得，pb =52.794 kpaa=pa/ pb =199.25/52.794=3.774求得 a=3.72当进料液黏度在82.7时l=xfa+(1-xa)b=0.1940.48+（1-0.194）0.3447=0.37095al=1.4000用oconnell法et=0.49(al)-0.245=0.45实际板np=块精馏段实际层数n精=6/0.45=13块提馏段实际层数n提=4.5/0.45=10块4.5 物性数据计算4.5.1平均分子量4.5.1.1 塔顶 xd=y1=0.965,查平衡曲线x1=0.916气相 mvdm=0.96532.04+0.03518.02=31.55/kmol液相 mjdm=0.91632.04+0.08418.02=30.86/kmol4.5.1.2 进料板由图可知， xf=0.120 yf=0.460气相 mvdm=0.4632.04+(1-0.46)18.02=24.47/kmol液相 mldm=0.1232.04+(1-0.12)18.02=19.70/kmol4.5.1.3精馏段气相 mvfm=0.5(31.55+24.47)=28.01/kmol液相 mlfm=0.5(30.86+19.70)=25.28/kmol4.5.2 平均密度因为 pd=1.03atm=101.325+4=105.325kpa单板压降 p=70mm液柱=0.07011031013=9100pa=9.1 kpapf=pd+0.7013=114.425kpa精馏段平均压力 pm=(105.325+114.425)/2=109.875kpa4.5.2.1 气相pm= 109.875 kpakg/m34.5.2.2 液相lm=(1) 塔顶因为塔顶 t=65.76查手册得 a=749.85/m3； b=980/m3代入公式得 ldm= 756.06/m3（2） 进料板由图2可知： x进料板=0.120，查气液相平衡数据可知：t进料板=82所以，进料板 b=970.5/m3 ；a=734.85/m3 进料板液相的质量分率液相密度 精馏段液相平均密度为lm=0.5(ldm+lfm)=0.5(756.06 +913.38)=834.72/m34.5.3 表面张力由公式m=分别进行计算4.5.3.1 塔顶由td=65.76，查手册得a=18.00mn/m b=65.28mn/mldm =0.96518.00+0.03565.28=19.651mn/m4.5.3.2 进料板由tf=82.00，查手册得a=16.8mn/m b=62.22mn/mlfm=0.1216.8+0.8862.22=56.77mn/m4.5.3.3 平均表面张力精馏段液相平均表面张力为：lm=(19.65+56.77)/2= 38.21mn/m4.5.4 液体平均粘度的计算液体平均粘度的计算公式lglm=4.5.4.1 塔顶由td=65.76,查手册得a=0.340mpas ；b=0.436mpaslgldm=0.965lg0.340+0.035lg0.436得 ldm=0.3434.5.4.2 进料板由tf=82.00,查手册得a=0.5mpas ；b=0.347mpas得 lfm=0.363 mpas精馏段的平均表面张力为 lm=0.353 mpas4.6 塔和塔板工艺尺寸计算vs=m3/sls= m3/s可得：lh=ls3600=2.7576m3/hvh=vs3600=3618 m3/h4.6.1 塔径取ht=0.45m,取板上清液hl=0.06mht-hl=0.39m由 umax=c查史密斯关联图c20=0.084取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7umax=0.72.069=1.4486m/sd= 按标准塔径圆整后为d=1.0m塔截面积为实际空塔气速为u=1.005/0.785s=1.280m/s4.6.2 精馏塔高度的计算精馏段有效高度为 z精=（n精-1）ht=（13-1）ht=120.45=5.4m提馏段有效高度为z提=（n提-1）ht=（15-1）0.4=90.45=4.05m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为z=z精+z提+0.8=5.4+4.05+0.8=10.25m4.6.3 溢流装置因塔径d=1.0m5s故符合要求。4.6.3.5降液管底隙高度h0取降液管底的流速为 =0.08m/s,根据h0=lh/(lw3600)计算得：h0=0.0145mhw-h0=0.053-0.0145=0.03851m0.006m故降液管底隙高度设计合理，符合要求选用凹形受液盘，深度 h=50nm4.6.4 塔板布置4.6.4.1 塔板的分块因为d800mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。如下图所示:图3 塔板分块示意图4.6.4.2边缘区宽度确定取ws=0.065m,wc=0.035m 4.6.4.3 开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即aa=2(x+sin-1)其中x=d/2-（wd+ws）=1.0/2-(0.124+0.065)=0.311mr=d/2-wc=1.0/2-0.035=0.465m故aa=2(x+sin-1)=2(0.311+ sin-1)=0.532m2 图5 塔板布置图4.6.4 筛孔计算及其排列取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列，碳钢板原为=3mm取 t/d0=3.0孔心距 t=3.05.0=15.0mm筛孔数目n= 1.155ao/t2=1.1550.532/0.0152=2731个开孔率为=0.907(do/t )2=0.907(0.005/0.015 )2=0.0101气体通过阀孔的气速为u0=vs/a0=1.005/(0.01010.532)=18.07m/s图6 筛孔布置图4.6.5 塔高的计算h=（n-n f-n p-1）ht+n fhf+n php+hd+hb+h1+h2 h塔高，m；n实际塔板数（不包括加热釜），23块；nf进料板数，3个；hf进料孔处板间距，0.45m；np人孔数（包括塔顶塔底空间所开人孔;塔顶塔底空间各一个，进料板处一个，见工艺图），5个；hb塔底空间高，3m；hp设人孔处的板间距，0.8m；hd塔顶空间高，取1.2m；ht板间距，0.45m；h1封头高度，0.5m；h2裙座高度；3m;求得：h=18.65m4.7 筛板的流体力学验算4.7.1 塔板压降气体通过筛板压降相当的液控高度hp依式 hp=hc+hl+h 来计算4.7.1.1 干板阻力hc计算干板阻力hc,由d0/ =5/3=1.67,查图得， c0=0.772m故 m 4.7.1.2 气流通过板上液层的阻力hc计算气体通过液层的阻力hl计算h=hl查表得=0.60故 hl=hl=（hw+how）=0.60(0.0467+0.0133)=0.036m液柱4.7.1.3 液体表面张力的阻力的计算液体表面张力所产生的阻力m液柱4.7.1.4 气体通过筛板的压降hp=hc+hl+h=0.0382+0.036+0.0037=0.0779单板压降 pp= hplg=0.0779834.729.81=638pa0.7kpa故设计合理4.7.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。4.7.3 液沫夹带 hf=2.5hl=2.50.06=0.15m故 =0.0152液/气u0,min筛板稳定系数 k=u0/u0,min=18.70/9.3651.5故本设计中无明显漏液4.7.5 液泛验算为防止塔内发生液泛,降液管内液层高hd应服从下式的关系,即hd(ht+hw)依式, hd=hp+hl+hd 计算hdhd=0.153()2=0.153(0.08)2=0.001mhd=0.0779+0.06+0.001=0.1389m取=0.5,则 (ht+hw)=0.5(0.4+0.053)=0.2265hd (ht+hw)故在本设计中不会发生液泛现象.4.8 塔板负荷性能图 4.8.1 漏液线由 u0,min=u0,min=vs,min/ao hl=hw+howhow= 得 =4.40.7720.1010.532整理得 vs,min=5.106表2 漏液线数据表ls(10-3m3/s)0.61.53.04.56.0v s (m3/s)0.540.5570.57660.5930.5934.8.2 液沫夹带线以ev=0.1液/气为限,求vs-ls关系如下:ev=hf=2.5(hw+how)hw=0.053m故 hf=0.133+2.2ht-hf=0.267-2.2ev= =0.1整理得vs=1.486-12.245 在操作范围内任取几个ls值,依上式算出相应的vs值，得：表3 液沫夹带线数据表ls(10-3 m 3/s)0.61.53.04.56.0v s (m3/s)1.41.3621.2311.1521.0824.8.3 液相负荷下限线取how=0.006m作为液相负荷的下限条件， 取e约等于1.0，则解得 ls,min=0.00056m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线34.8.4 液相负荷上限线取液体在降液管中的停留时间为4秒，则ls,max=afht/ls=0.00567 m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线44.8.5 液泛线令 hd=(ht+hw)由 hd=hp+hl+hd；hp=hc+hl+h；hl=hl=（hw+how）联立得： ht+(-1)hw=(+1)how+hc+hd+h忽略h，将how与ls，hd与ls,hc与vs的关系式代入上式，并整理得=0.153/(lwh0)2=2.8410-3e(+1)(3600/lw )2/3将有关数据代入，得=0.038=0.50.4+(0.5-0.6-1)0.053=0.142=1670.58=2.8410-3(0.6+1)(3600/0.794 )2/3=1.218故=3.737-43947-37.395在操作范围内，任取几个ls值，依上式计算出vs值，得：表4 液泛线数据表ls10-3（m3/s)0.61.53.04.56.0vs m3/s1.8951.1901.6011.3520.92图7 精馏段负荷性能图由精馏段负荷性能图得vs,max=1.367m3/s；vs,min=0.75 m3/s可得：精馏段的操作弹性为 4.9 塔进出口管径的选择4.9.1 蒸汽管vs=d2 u，d为蒸汽管的直径， u为气体速度，取为30m/s d= =0.2065=206.5mm取2196.0系列的管子4.9.2 回流管取回流速度u=0.5m/s,ls=0.000766 m3/sd= 0.0442m=44.2mm取502.5系列的管4.9.3 进料管u=0.5m/s，泡点时/ m3d= = = 0.0623m=62.3mm取502.5系列的管4.9.4 塔釜液出口tw=99.8时查表：水=958.4/ m3，乙醇=785/ m3=0.00426lwd= =957.49/m3ws=0.00098m3/s取u=0.7m/sd= 0.042m=42mm取683.0系列的管4.9.5 间接蒸汽加热管取u=20m/s,进气为3个大气压，t=132.8查表得=1.618/m3d=0.165m=165mm取1685.0系列的管管径的选择见下表：表5 塔进出口管径列表蒸汽管回流管塔釜液出口进料管间接蒸汽加热管2196.0502.5502.5683.01685.04.10热量衡算用以下公式计算焓：h=a(t-t0)+b(t2-t02)+c(t3-t03)+d(t4-t04)水：a=18.2964， b=472.11810-3， c=-1338.7810-6， d=1314.2410-9甲醇：a=-258.25，b=335810-3 ，c=-11638.810-6， d=14051.610-94.10.1塔顶蒸汽带出热量qvqvvhv从甲醇水溶液的相平衡数据查得xd0.965时泡点t65.76，此时甲醇的比汽化热为1120kj/kg摩尔汽化热为112032.0435884.8kj/kmolt65.76时，水的比汽化热为2500kj/kg摩尔汽化热为250018.0445050kj/kmol组成为xd0.965的乙醇水溶液的摩尔汽化热为hv=35884.80.965+450500.035=36205.6 kj/kmol塔顶蒸汽带出热量qv为 qv=vhv =137.7136205.6=4985873.176kj/h4.10.2塔底产品带出热量qwqwwhwxw=0.00024, t=99.9hw =7538.895kj/mol所以qwwhw=187.737583.895=1415276.758kj /h4.10.3进料带入热量qfqffhfxf=0.194, t=82hf =6314.114kj/mol所以qnfhf=234.386314.114=1479902.004kj /h4.10.4回流带入热量qlqllhlxl=0.965, t=65.76hl =5411.95kj/mol所以qllhl=91.065411.95=492812.16kj /h4.10.5 塔釜加热量qb釜液中甲醇的含量很小，可视为纯水。在99.9时，水的比汽化热为2300kj/kg摩尔汽化热为230018.0241446kj/kmol组成为xw0.00024的甲醇水溶液的热量为qb=41446137.71=5707528.66kj/h4.10.6 设备向外界散发的热损失qnqn0.17qb5707528.660.17970279.8722 kj/h4.10.7总的热量衡算qlqfqb = qvqwqnqvqwqn7371429.8062 kj/hqlqfqb7680242 .864kj/h将以上数据列入下表：表6 热量衡算表进出项目数量（kj/h）项目数量（10kj/h）进料带入热量qf塔釜加热量qb回流带入热量ql合计1479902.044492812.165707528.667680242.864塔顶蒸汽带出热量qv塔底产品带出热量qw散发的热损失qn合计4985873.1761415276.758970279.87227371429.8062表7 计算结果总表项 目计算数据精馏段提馏段各段平均压强109.85 略各段平均温度tm，73.88平均流量气相1.005液相0.00076实际塔板数n，块23板间距0.45板的有效高度z，m18.65塔径d，m1.0略空塔流速u，m/s1.