甲醇-水板式精馏塔课程设计

1 课课程程设计报设计报告告 处理量为处理量为 5000T a5000T a 的分离苯的分离苯 甲苯的精馏塔的工艺甲苯的精馏塔的工艺 设计设计 专专 业 业 应用化学工程与工艺应用化学工程与工艺 班班 级 级 化工化工 082 姓姓 名 名 常伟常伟 指导教师 指导教师 王雪静王雪静 年年 月月 日日 化工原理化工原理课课程程设计设计任任务书务书 2 一 一 设计题设计题目 乙醇精目 乙醇精馏馏塔塔 二 二 设计设计任任务务及条件及条件 1 进料含甲醇 30 其余为水 均为质量分率 下同 2 产品甲醇含量不低于 98 3 釜残液中乙醇含量不高于 xxx 4 生产能力 17500T Y 乙醇产品 年开工 7200 小时 5 操作条件 间接蒸汽加热 塔顶压强 1 03 atm 绝对压强 进料热状况 泡点进料 单板压降 75mm 液柱 三 三 设计设计内容内容 1 流程的确定与说明 2 塔板和塔径计算 3 塔盘结构设计 i 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图 ii 流体力学验算 iii 塔板负荷性能图 4 其它 i 加热蒸汽消耗量 ii 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量 四 四 设计设计成果成果 1 设计说明书一份 2 A4 设计图纸包括 流程图 精馏塔工艺条件图 3 目录目录 4 1 精精馏馏塔的物料衡算塔的物料衡算 1 原料液及其塔原料液及其塔顶顶与塔底与塔底产产品的摩品的摩尔尔分率分率 甲醇的摩尔质量为 32 04kg kmol 水的摩尔质量为 18 01kg kmol 194 0 01 1870 0 04 3230 0 04 3230 0 F x 982 001 1801 004 3299 0 04 3299 0 D x 2 原料液及其塔原料液及其塔顶顶与塔底与塔底产产品的平均摩品的平均摩尔质尔质量量 molKgMF73 20194 0 101 18194 0 04 32 molKgMD78 31982 0 101 18982 0 04 32 则可知 原料的处理量 hKmolF117100073 202430017500 根据回收率 99 FxDx FD 则有 hKmolD23 由总物料衡算 WDF 以及 WDF xWDxFx 容易得出 hKmolW94 0012 0 W x 2 塔板数的确定塔板数的确定 2 1 逐板逐板计计算法求取理算法求取理论论板板层层数数 T N 甲醇 水汽液平衡数据 xyxyxy 0 000 0000 150 5170 700 870 0 020 1340 200 5790 800 915 0 040 2340 300 6650 900 958 5 0 060 3040 400 7290 950 979 0 080 3650 500 7791 001 000 0 100 4180 600 825 最小回流比及其操作回流比的求解 0 570 0 194 y x 0 982 0 570 0 570 0 194 xyyxR D min 1 096 取操作回流比为 1 8 1 096 1 97 min 8 1 RR 2 1 1 精馏塔的气 液相负荷 1 97 23 45DRL hKmol 682397 2 1 DRVhKmol 16211745 FLLhKmol 68 VVhKmol 2 1 2 精馏段 提馏段操作线方程 6 精馏段操作线 332 0 6618 0 xxVDxVLy D 提馏段操作线 0016 0832 2 xxVWxVLy W 2 1 3 用逐板计算法求塔板数 相平衡方程 n n n x x y 11 1 由前面可得 194 0 Fq xx982 0 1 D xy 解得 692 0 1 x 依次解得 X 0 692 1 X 0 674 2 X 0 629 3 X 0 571 4 X 0 459 5 Y 0 982 1 Y 0 790 2 Y 0 778 3 Y 0 748 4 Y 0 710 5 X 0 323 6 X 0 150 7 X 0 0464 8 X 0 0463 9 X 0 045 10 Y 0 636 6 Y 0 546 7 Y 0 356 8 Y 0 109 9 Y 0 108 10 即前面 7 块板是精馏段 后面起用提留段操作线方程和相平衡方程进行 q xx 7 计算 X 0 043 11 X 0 041 12 X 0 040 13 X 0 027 14 X 0 0026 15 X 0 00018 16 Y 0 107 11 Y 0 101 12 Y 0 096 13 Y 0 095 14 Y 0 064 15 Y 0 00471 16 2 2 理理论论板板层层数数 NT的求取的求取 精馏段实际塔板数 N 7 60 12 块 精 提馏段实际塔板数 N 9 60 15 块 提 3 精精馏馏塔的工塔的工艺艺条件及有关物性数据数据条件及有关物性数据数据 3 1 操作操作压压力的力的计计算算 设每层塔压降 一般情演况下 板式塔的每一个理论级压降约在Kpap74 0 7 0 4 1 1 Kpa 进料板压力 KpaPF 7 10574 0 63 101 精馏段平均压力 KpaPM 5 1032 7 105 3 101 塔釜板压力 KpaP W 4 11274 0 153 101 提馏段平均压力 KpaPM05 1092 4 112 7 105 3 2 操作温度的操作温度的计计算算 查表可得 安托尼系数ABCMin Max H2O7 074061657 46227 0210 168 CH3OH7 197361574 99238 23 16 91 H2O 的安托尼方程 02 22746 165707406 7 lg A o A tp CH3OH 的安托尼方程 86 23899 157419736 7 lg B o B tp 甲醇的 tB 86 23899 157419736 7 3 101lg B t 5 64 B t 由泡点方程试差可得当 时 0 67 D t1 i ix K 同理可求出 时 2 85 F t1 i ix K 时 2 103 W t1 i ix K 所以 塔顶温度 0 67 D t 进料板温度 2 85 F t 塔釜温度 2 103 W t 精馏段平均温度 1 762 2 85 0 67 m t 提馏段平均温度 2 9422 852 103 m t 3 3 平均摩平均摩尔质尔质量的量的计计算算 8 3 3 1 塔顶平均摩尔质量计算 由 查平衡曲线得 982 0 1 D xy956 0 1 x molKgM m VD 79 3101 18982 0 104 32982 0 molKgM m LD 42 3101 18956 0 104 32956 0 3 3 2 进料板平均摩尔质量计算 由 查平衡曲线得 546 0 F y150 0 1 x molKgM m VF 67 2501 18546 0 104 32546 0 molKgM m LF 11 2001 18150 0104 32150 0 3 3 3 塔釜平均摩尔质量计算 由 查平衡曲线得 00471 0 1 y00018 0 1 x molKgM m VW 08 1801 1800471 0104 3200471 0 molKgM m LW 01 1801 1800018 0 104 3200018 0 3 3 4 精馏段平均摩尔质量 molKgM m V 73 28267 2579 31 molKgM m L 77 25211 2042 31 3 3 5 提馏段平均摩尔质量 molKgM m V 88 21208 1867 25 molKgM m L 06 19201 1811 20 4 精精馏馏塔的塔体工塔的塔体工艺艺尺寸尺寸 4 1 精精馏馏段塔径的段塔径的计计算算 由上面可知精馏段hKmolL45 hKmolV68 精馏段的气 液相体积流率为 s m VMV mm VVs 3 481 1 01 1360073 28683600 9 s m LML mm LLs 3 00084 0 1 819360077 25453600 式中 负荷因子由史密斯关联图 查得 C20再 max LV V uC 2 0 20 02 0 CC 求 图的横坐标为 0162 0 5 0 V L L VLF v 取板间距 板上清液层高度取 则mHT40 0 mhL05 0 mhH LT 35 0 史密斯关史密斯关联图联图如下如下 由上面史密斯关联图 得知 075 0 20 C 气体负荷因子 08526 0 02 0 2 0 20 CC 取安全系数为 0 8 则空塔气速为 43 2 max U s m UU94 1 8 043 2 8 0 max 按标准塔径圆整后为 u V D 785 0 mD0 1 塔截面积为 2 785 0 1114 3 mAt 实际空塔气速为 s m 887 1 785 0 481 1 U 实际 安全系数在充许的范围内 符全设计要求 78 0 43 2 887 1 max UU实际 4 2 提提馏馏段塔径的段塔径的计计算算 10 由上面可知提馏段 hKmolL65 389 hKmolV61 189 提馏段的气 液相体积流率为 s m MVV mm VVS 3 4660 1 80 0 360088 2161 1893600 式中 负荷因子由史密斯关联图 查得再 max LV V uC 2 0 20 02 0 CC 20 C 求图的横坐标为 051 0 5 0 V L L VLF v 取板间距 板上清液层高度取 则mHT40 0 mhL06 0 mhH LT 34 0 由史密斯关联图 得知 076 0 20 C 气体负荷因子093 0 20 2 0 20 CC 取安全系数为 0 7 则空塔气速为 s m U14 3 max s m UU20 214 3 7 07 0 max 0 921m u V D 785 0 按标准塔径圆整后为mD1 0 塔截面积为 2 785 0 1114 3 mAt 实际空塔气速为 s m 868 1 785 0 466 1 U 实际 安全系数在充许的范围内 符全设计要求 59 0 14 3868 1 max UU实际 4 3 精精馏馏塔有效高度的塔有效高度的计计算算 精馏段有效高度为 4m 4 40 0 112H1NZ T 精精 提馏段有效高度为 6m 5 40 0 115H1NZ T 提提 在进料板上方开一个人孔 其高度为m8 0 故精馏塔有效高度为4m 108 0Z 提精 ZZ 5 塔板主要工塔板主要工艺艺尺寸尺寸 5 1 精精馏馏段塔板工段塔板工艺艺尺寸尺寸计计算算 5 1 1 溢流装置计算 11 因塔径 所以可选取单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 此种溢流方式液体流径较长 塔板效率较高 塔板结构简单 加工方便 在直径小于的塔中被广泛使用 m2 2 各项计算如下 5 1 1 1 堰长 w l 可取mDlw6 06 0 5 1 1 2 溢流堰高度 w h 由 owlw hhh 选用平直堰 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种 设计中一般采用平直形溢 流堰板 堰上层液高度由下列公式 计算 即有 ow h 并由图液流收缩系数计算图 则可取用 3 2 100084 2 w h ow l l Eh0 1 E 则 mhw0083 0 取板上清液层高度mhl05 0 故0417 0 w h 5 1 1 3 弓形降液管的宽度和截面积 d W f A 由 查 可求得6 0 DWd 057 0 Tf AAmDWd125 0 2 0448 0 785 0 057 0 mAf mWd125 0 0 1125 0 并依据下式验算液体在降液管中的停留时间 即 其中即为板间距ss L H A h T f 531 21 0084 0 3600 40 0 0448 036003600 T H 0 40m 即为每小时的体积流量 h L 验证结果为降液管设计符合要求 5 1 1 4 降液管底隙高度 o h 12 取 owho ulLh 3600 s m uo07 0 mmho02 0020024 0 07 0 6 0360036000084 0 mhh ow 006 0 02167191 0020024 0 0417 0 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘 深度mmhw55 5 1 2 塔板布置 5 1 2 1 塔板的分块 因为 所以选择采用分块式 查 可得 塔板可分为 3 块 mmD800 5 1 2 2 边缘区宽度确定 取 mmWW ss 65 mmWc35 5 1 3 开孔区面积计算 开孔区面积按下面式子计算 则有 a A rxrxrxAa 1222 sin1802 其中 sd WWDx 2 并由 推出 c WDr 2mDWd125 0 125 0 d W 由上面推出 2 530 0 mAa 5 1 4 筛孔计算与排列 本实验研究的物系基本上没有腐蚀性 可选用碳钢板 取筛孔直径mm3 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 为 mmdo5 t3 tmmdo15 筛孔的数目为n 开孔率为个2721155 1 2 tAn o 1 10907 0 2 tdo 气体通过阀孔的气速为 s m AAVu aoso 67 27481 1 5 2 提提馏馏段塔板工段塔板工艺艺尺寸的尺寸的计计算算 计计算公式和原理同精算公式和原理同精馏馏段段 5 2 1 溢流装置计算 13 因塔径 mD0 1 所以可选取单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 同精馏段 各项计算如下 5 2 1 1 堰长 w l 可取mDlw6 06 0 5 2 1 2 溢流堰高度 w h 由可选取平直堰 堰上层液高度由下列公式计算 即有 owlw hhh ow h 并由图液流收缩系数计算图 则可取用 则 3 2 100084 2 w h ow l l Eh1 E 取板上清液层高度mhow0159 0 mhl06 0 故 mhw0441 0 0159 0 06 0 5 2 1 3 弓形降液管的宽度和截面积 d W f A 由 查图 可求得6 0 D Wd 057 0 Tf AAmDWd125 0 mAf044745 0785 0 057 0 mWd125 0 0 1125 0 并依据下式验算液体在降液管中的停留时间 即 其中即为板间距ss L H A h T f 514 8 0022 0 3600 40 0 044745 0 36003600 T H 0 40m 即为每小时的体积流量 h L 验证结果为降液管设计符合要求 5 2 1 4 降液管底隙高度 o h 取 owho ulLh3600muo17 0 则 mmho02 0 022 0 17 0 6 0360036000022 0 mmhh ow 006 0 0197 0022 0 0417 0 故降液管底隙高度设计合理 14 选用凹形受液盘 深度 mmhw55 5 2 2 塔板布置 5 2 2 1 塔板的分块 因为 所以选择采用分块式 查表 可得 塔板可分为 3 块 mmD800 5 2 2 2 边缘区宽度确定 取 mmWW ss 65 mmWc35 5 2 3 开孔区面积计算 开孔区面积按式子 5 12 计算 则有 a A rxrxrxAa 1222 sin1802 其中 sd WWDx 2 并由 推出 c WDr 2mDWd125 0 125 0 d W 由上面推出 2 530 0 mAa 5 2 4 筛孔计算与排列 本实验研究的物系基本上没有腐蚀性 可选用mm3 碳钢板 取筛孔直径 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 为mmdo5 t 筛孔的数目为3 t15 o dn 个2721155 1 2 tAn o 开孔率为 1 10907 0 2 tdo 气体通过阀孔的气速为 s m AAVu aoso 38 27466 1 6 筛筛板的流体力学板的流体力学验验算算 6 1 精精馏馏段的力学段的力学验验算算 6 1 1 塔板的压降 6 1 1 1 干板的阻力计算 c h 干板的阻力计算由公式 c h 15 并取 可查史密斯关联图得 lvooc cuh 2 051 067 1 o d 772 0 o c 所以液柱mhc0786 0 1 819 01 1 772 0 67 27 051 0 2 6 1 1 2 气体通过液层的阻力的计算 l h 气体通过液层的阻力由公式 l h Ll hh s m AAVu fTSa 897 10047 0785 0 481 1 可查 得 得 5 0 5 0 5 0 90 1 01 1 897 1 sm kg Fo 54 0 所以液柱 mhl027 0 0083 0 0417 0 54 0 6 1 1 3 液体表面张力的阻力计算 h 液体表面张力的阻力由公式计算 则有 h ol l gd h 4 液柱mh0038 0 气体通过每层塔板的液柱高度 可按下面公式计算 p h 液柱mhhhh lcp 1094 0 0038 0 027 00786 0 气体通过每层塔板的压降为 设计允许值 Kpapaghp lp 9 007 87981 91 8191094 0 6 1 2 液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 由于塔径和液流量均不大 所以可忽略液面落差的 影响 6 1 3 液沫夹带 液沫夹带量 采用公式 由 气 液 气 液 kg 1 0068 0 125 0 4 0 897 1 1097 37107 5 107 5 2 3 36 2 3 6 kg kg kg hH u e fT a L v 所以可知液沫夹带量在设计范围之内 mhh Lf 125 005 0 5 25 2 16 6 1 4 漏液 对于筛板塔 漏液点气速可由公式 min o u 实际孔速为稳 min 67 27 oo u s m u 定系数为 5 114 3 81 8 67 27 min o o u u K 故在本设计中无明显漏液 6 1 5 液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液高度应服从式子 d H 甲醇与水属于一般物系 取 则 wTd hHH 5 0 mhH wT 221 0 0417 0 40 0 5 0 而 dlpd hhhH 板上不设进口堰 则有 液柱muh od 0007 0 07 0 153 0 2153 0 2 液柱mhhhH dlpd 160 00007 005 01094 0 则有 wTd hHH 于是可知本设计不会发生液泛 6 2 提提馏馏段的力学段的力学验验算算 6 2 1 塔板的压降 6 2 1 1 干板的阻力计算 c h 干板的阻力计算由公式 c h 并取 可查图得 lvooc cuh 2 051 067 1 o d 772 0 o c 所以液柱mhc0561 0 6 2 1 2 气体通过液层的阻力计算 l h 气体通过液层的阻力由公式 l h 17 Ll hh mAAVu fTSa 879 1 可查图得 5 0 5 0 5 0 68 1 8 0897 1 sm kg Fo 58 0 所以液柱mhh Ll 0344 0 6 2 1 3 液体表面张力的阻力计算 h 液体表面张力的阻力 h 由公式计算 则有 ol l gd h 4 液柱mh0052 0 气体通过每层塔板的液柱高度 可按公式 p h 液柱mhhhh lcp 0947 0 气体通过每层塔板的压降为 计算结果在设计允值内Kpapaghp lp 9 059 850 6 2 2 液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 因塔径和液流量均不大 所以可忽略液面落差的 影响 6 2 3 液沫夹带 液沫夹带量 采用公式 可知液沫夹带量 气 液 气 液 kg 1 0048 0 125 04 0 897 1 1013 55107 5 107 5 2 3 36 2 3 6 kg kg kg hH u e fT a L v 在设计范围之内 6 2 4 漏液 对于筛板塔 漏液点气速可由公式 min o u s m hh Cu VL L Oo 55 9 13 0 0056 0 4 4 5 0 min 18 稳定系数为 故在本设计中无明 min 38 27 oo u s m u 5 187 2 55 9 38 27 min o o u u K 显漏液 6 2 5 液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液高度 Hd 应服从式子 wTd hHH 甲醇与水属于一般物系 取 则5 0 mhH wT 221 0 0417 0 40 0 5 0 而 dlpd hhhH 板上不设进口堰 则有 液柱muh od 004 0 2153 0 液柱 则有 wTd hHH 于是可知本设计不会发生液泛 7 辅辅助助设备设备的的计计算及算及选选型型 7 1 原料原料预热预热器器 原料加热 采用压强为的水蒸汽加热 温度为 130 冷凝温度至Kpa25 270 130 流体形式采用逆流加热 则 同时有 Kkg KJ Q hm 13 631324330100050000 Kkg KJ C hp 48 2 甲醇 Kkg KJ C hp 183 4 水 质量分数根据上式可知 3 0 F x Kkg KJ Cpc 6721 37 0183 43 048 2 设加热原料温度由 10 到 85 则有 h KJ TcQ pchm 6 107387 1 756721 313 6313 选择传热系数则传热面积由下列公式计算 Km w K 2 800 19 其中 m TK A 故有 K T T TT Tm49 76 ln 2 1 21 取安全系数为 0 8 则 2 41 28m TK A m 选择固定管板式换热器系列 规格为 2 35 51m0 841 8 2 实际 A 采用加热管的直径为 25 2 5mm 名称公称直径 Dg mm 公称压力 Pg MPa 管程数 N管子根数 n 规格5001 6 152 名称中心排管数 管程流通面积 m2 计算换热面积 m2 换热管长度 mm 规格 0 011935 513000 7 2 塔塔顶顶全凝器全凝器 甲醇的气化热r 冷凝塔顶产品 h kg rDRQc25701101360079 3102 89197 1 1 由温度 67 0 冷却到温度 40 采用冷凝水由 20 到 40 选择 则有 K T T TT Tm33 23 ln 2 1 21 Km w K 2 800 取安全系数为 0 8 2 70 137m TK A m 实际面积 2 12 1728 070 137mA 选择冷凝器的系列 采用加热管的直径为 25 2 5mm 名 公称直径 Dg mm 公称压力 管程数 N管子根数 n 20 称Pg MPa 规 格 6001 6 254 名 称 中心排管数 管程流通面积 m2 计算换热面积 m2 换热管长度 mm 规 格 0 0399172 126000 7 3 塔底再沸器塔底再沸器 塔釜产品由温度 103 2 加热到温 h kg WrVQc 8 214302 18225861 189 度 130 选择 则有 KTm 8 26 2 103 0 130 Km w K 2 1000 取安全系数为 0 8 则有 2 00 78m TK A m 2 00 1008 000 78mA 实际 名 称 公称直径 Dg mm 公称压力 Pg MPa 管程数 N管子根数 n 规 格 6002 5 242 名 称 中心排管数 管程流通面积 m2 计算换热面积 m2 换热管长度 mm 规 格 0 0190100 006000 7 4 产产品冷却器品冷却器 假设产品从 67 0 冷却到 40 时 冷却水从进口温度 15 到 40 时 21 h KJ TcQ pccm 5 108950 1406748 279 3102 89 取 Km w K 2 600 取安全系数为 0 8 则 2 25 3 m TK A m 2 06 4 8 025 3mA 实际 名 称 公称直径 Dg mm 公称压力 Pg MPa 管程数 N管子根数 n 规 格 2732 5 32 名 称 中心排管数 管程流通面积 m2 计算换热面积 m2 换热管长度 mm 规 格 0 00504 063000 7 5 精精馏馏塔塔的其他尺寸的其他尺寸 7 5 1 塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距 为利于出塔气体夹带的液滴沉降 其高度应该大于板间距 所以塔顶间距为 mHT72 0 4 08 10 25 1 7 5 2 塔底空间 塔底高度选择储存液量停留在 5 分钟而定 设塔底的密度为 3 1000 m kg 算出 所以 塔底高 3 30 0 1000 60 504 1804 200 mV hRV 2 mh38 0 度设计为m45 1 7 5 3 塔支座为m5 2 7 5 4 塔体总高度为 22 m HHHHHnHnHnnnH BDppFFTpF 77 10 5 25 045 172 0 8 014 014 011114 1 21 7 6 管径的管径的设计设计 7 6 1 塔顶蒸气出口管的直径 v d 操作压力为常压时 蒸气导管中常用流速为 20 12 s m 蒸气管的直径为 其中 5 0 4 v s v U V d 塔顶蒸气导管内径 m 塔顶蒸气量 则 v d s V s m3 mdv31 0 0 2014 3 55 1 4 5 0 名称 接管公称直径 Dg 接管 外径 厚 度 接管伸出长 度 补强圈 内径 外 径 规格350mm377 10mm200mm620 381mm 7 6 2 回流管的直径 R d 当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时 回流液靠重力自流入塔内 流速可 R u 取 0 5 当用泵输送时 可取 2 5本设计应用前者 回流液靠重2 0 s m 5 1 s m 力自流入塔内 流速取 0 5 R u s m m U V d F s v 050 0 5 014 3 001 0 44 5 0 5 0 名称 接管公称直径 Dg 接管 外径 厚 度 接管伸出长 度 补强圈 内径 外 径 规格50mm57 3 5mm150mm 7 6 3 进料管的直径 F d 若采用高位槽送料入塔 料液速度可取 0 8 如果用泵输送时 料 F U4 0 s m 23 液速度可取 本设计采用高位槽送料入塔 料液速度 s m 5 2 5 15 0 F U s m m U V d F s F 124 0 5 014 3 006 0 44 5 0 5 0 名称 接管公称直径 Dg 接管 外径 厚 度 接管伸出长 度 补强圈 内径 外 径 规格150mm159 5mm200mm 7 6 4 塔底出料管的直径 w d 一般可取塔底出料管的料液流速为 循环式再沸器取 w U s m 5 1 5 0 s m 5 1 0 1 本设计取塔底出料管的料液流速 为 0 8 w U s m 名称 接管公称直径 Dg 接管 外径 厚 度 接管伸出长 度 补强圈 内径 外 径 规格100108 6150200 112 24 八八 附 一些特殊符号所代表的附 一些特殊符号所代表的实际实际意意义义 英文字母英文字母 Aa 塔板的开孔区面积 m2 Af 降液管的截面积 m2 Ao 筛孔区面积 m2 AT 塔的截面积 m2 PP 气体通过每层筛板的压降 C 负荷因子 无因次t 筛孔的中心距 C20 表面张力为 20mN m 的负荷因 子 do 筛孔直径 u o 液体通过降液管底隙