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. 194×32.04+(1-0.194)×18.02=20.74kg/kmolMD=0.965×32.04+0.035×18.02=31.55 kg/kmolMW=0.0024×46+(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 F×xF=xD×D+W×xwxw =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=2×0976=1.9524.4.1 操作线方程求精馏塔的气液相负荷L=RD=1.952×46.65=91.06kmol/hV=(R+1)D=2.952×46.65=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=0.194×0.48+（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=0.965×32.04+0.035×18.02=31.55/kmol液相 MJDM=0.916×32.04+0.084×18.02=30.86/kmol4.5.1.2 进料板由图可知， xF=0.120 yF=0.460气相 MVDM=0.46×32.04+(1-0.46)×18.02=24.47/kmol液相 MLDM=0.12×32.04+(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=0.070×1×103×10×13=9100Pa=9.1 kPaPF=PD+0.70×13=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 =0.965×18.00+0.035×65.28=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=0.12×16.8+0.88×62.22=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=Ls×3600=2.7576m3/hVh=Vs×3600=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=0.7×2.069=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=12×0.45=5.4m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（15-1）×0.4=9×0.45=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=1.0m<2.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘.4.6.3.1 堰长取溢流堰长LW=0.66×D=0.66m4.6.3.2 堰高由hWhL-hOW选用平直堰，堰上液层高度hOW由式计算，即how=×E()2/3取E=1how=×()2/3=0.007m取板上清液高度hL=0.06mhW=hL-how=0.06-0.007=0.053m4.6.3.3弓形降液管宽度Wd与降液管面积Af由lW/D=0.66,查弓形降液管的宽度与面积图得：Wd/D=0.124 Af/AT=0.0722Wd=0.124×D=0.124×1.0=0.124mAf=0.0722××D2=0.0722×AT=0.05674.6.3.4 降液管停留时间以检验降液管面积：T=23.02s>5s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/(lw××3600)计算得：h0=0.0145mhw-h0=0.053-0.0145=0.03851m>0.006m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=3.0×5.0=15.0mm筛孔数目n= 1.155Ao/t2=1.155×0.532/0.0152=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/(0.0101×0.532)=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=0.0779×834.72×9.81=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=2.5×0.06=0.15m故 =0.0152液/气<0.1液/气故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内,不会发生夹带过量液沫.4.7.4 漏液验算由式 u0,min= = =9.361m/s 实际孔速 u0=9.361m/s>u0,min筛板稳定系数 K=u0/u0,min=18.70/9.365>1.5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 =4.4×0.772×0.101×0.532×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=2.84×10-3E(+1)(3600/Lw )2/3将有关数据代入，得=0.038=0.5×0.4+(0.5-0.6-1)×0.053=0.142=1670.58=2.84×10-3×(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LS×10-3（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219×6.0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50×2.5系列的管4.9.3 进料管u=0.5m/s，泡点时/ m3d= = = 0.0623m=62.3mm取50×2.5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68×3.0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168×5.0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219×6.050×2.550×2.568×3.0168×5.04.10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=472.118×10-3， c=-1338.78×10-6， d=1314.24×10-9甲醇：a=-258.25，b=3358×10-3 ，c=-11638.8×10-6， d=14051.6×10-94.10.1塔顶蒸汽带出热量QVQVV×HV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1120×32.0435884.8kJ/kmolT65.76时，水的比汽化热为2500kJ/kg摩尔汽化热为2500×18.0445050kJ/kmol组成为xD0.965的乙醇水溶液的摩尔汽化热为Hv=35884.8×0.965+45050×0.035=36205.6 kJ/kmol塔顶蒸汽带出热量QV为 QV=V×Hv =137.71×36205.6=4985873.176kJ/h4.10.2塔底产品带出热量QWQWW×HWXW=0.00024, T=99.9HW =7538.895kJ/mol所以QWW×HW=187.73×7583.895=1415276.758kJ /h4.10.3进料带入热量QfQfF×Hfxf=0.194, T=82Hf =6314.114kJ/mol所以QnF×Hf=234.38×6314.114=1479902.004kJ /h4.10.4回流带入热量QLQLL×HLXL=0.965, T=65.76HL =5411.95kJ/mol所以QLL×HL=91.06×5411.95=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2300×18.0241446kJ/kmol组成为Xw0.00024的甲醇水溶液的热量为QB=41446×137.71=5707528.66kJ/h4.10.6 设备向外界散发的热损失QNQN0.17×QB5707528.66×0.17970279.8722 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/s1.28塔板液流形式单流型溢流装置溢流管形式弓形堰长，m0.66堰高，m0.053溢流堰宽度m0.124管低与受液盘距离，m 0.0145板上清液高度，m 0.06孔径的d0，mm5孔间距t，mm15开孔率,%10.1略筛孔气速18.70筛孔数目,个2731每层塔板压降0.638液体在降液管中的停留时间t，s25.80降液管内清液高度0.141雾沫夹带ev，kg液/kg气0.0156负荷上限雾沫夹带控制略负荷下限液相负荷下限线控制气相最大负荷1.367气相最小荷0.750操作弹性1.8235 参考文献：1 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计M.天津：天津大学出版社，20022 时钧，汪家鼎，余国琮，陈敏恒. 化学工程手册M. 北京：化学工业出版社，19963 陈英南，刘玉兰. 常用化工单元设备的设计M. 上海：华东理工大学出版社，20054 杨祖荣. 化工原理M. 北京:化学工业出版社,20045 王红林,陈砺. 化工设计M. 上海：华东理工大学出版社，20016 王志魁. 化工原理M. 北京：化学工业出版社，20056 后记通过这次课程设计的学习，让我从以往的纯理论的思维中走了出来。认识到在工程实际之中，还有很多理论不能解决或不能完全解决的问题。这时候，更多的用到的是经验公式和近似的处理方法。并且，这些经验公式和近似的处理方法往往还有一定适用范围，这些都给我们课程设计的计算带来了一些麻烦。我想这些也给工程计算人员带来了诸多不便。这样就给我们化工人员提出了新的课题建立更加合理的模型、找到更加正确理论解决工程问题。另外，在完成这次课程设计的过程中，我感到自己的专业知识还不够扎实。处理问题时还不是得心应手，在被问题卡住时，经常求助于老师和书本。知道了临阵磨枪的无奈，在今后的学习中，我会更加严格的要求自己，认真学好。最后，我要感谢老师在我完成课程设计时给我帮助与指导，让我的课程设计顺利完成。由于水平有限本次课程设计的错误在所难免，希望老师批评指出。