化工原理课程设计任务书甲醇水连续填料精馏塔

文档编制序号：[KKIDT-LLE0828-LLETD298-POI08]化工原理课程 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 任务书甲醇水连续填料精馏塔化工原理课程设计说明书设计题目：甲醇—水连续填料精馏塔设计者：专业：学号：指导老师：2007年7月13日目录设计任务书………………………………………1二、设计的 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 介绍………………………………….1三、工艺流程图及其简单说明……………………….2四、操作条件及精熘塔工艺计算…………………….4五、精熘塔工艺条件及有关物性的计算…………....14六、精馏塔塔体工艺尺寸计算………………………19七、附属设备及主要附件的选型计算………………..23八、参考文献………………………………………....26九、甲醇－水精熘塔设计条件图一、设计任务书甲醇散堆填料精馏塔设计：1、处理量：12000吨/年(年生产时间以7200小时计算)2、原料液状态：常温常压3、进料浓度：%(甲醇的质量分数)塔顶出料浓度：%(甲醇的质量分数)塔釜出料浓度：%(甲醇的质量分数)4、填料类型：DN25金属环矩鞍散堆填料5、厂址位于厦门地区二、设计的方案介绍1、进料的热状况精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受厦门季节温度影响，而且基于恒摩尔流假设，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。2、精熘塔的操作压力在精馏操作中，当压力增大，混合液的相对挥发度减小，将使汽相和液相的组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小，混合液的相对挥发度增大，α值偏离1的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。在实际设计中，要充分考虑这两个方面的影响，我们一般采用的是常压精馏。如果在常压下无法完成操作，可以在一定条件下进行小幅度的减压或者增压来改变混合液的相对挥发度，实现精馏分离。对于甲醇—水二元混合物系统在常压的情况下，相对挥发度的差异很大，容易分离。因此在考虑多方面因素之后，本设计采用的常压精馏，即塔顶的操作压力控制在下。由于本设计精馏塔不是很高，故可近似忽略每层塔板的压降。在实际计算当中，将全塔近似看做是在恒压下操作。3、精馏塔加热与冷却介质的确定在实际加热中，由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确控制加热温度。水蒸气容易获取，环保清洁不产生环境污染，并且不容易使管道腐蚀，成本降低。因此，本设计是以℃总压是300kpa的饱和水蒸汽作为加热介质。冷却介质一般有水和空气。在选择冷却介质的过程中，要因地制宜充分考虑。厦门市地处亚热带，夏天室外平均气温28℃。因此，计算选用28℃的冷却水，选择升温10℃，即冷却水的出口温度为38℃。4、回流比的确定塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，并且回流比是影响精馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也影响混合液的分离效果。适宜的回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。通常适宜回流比的数值范围为：根据经验，考虑操作费用和设备费用两方面因素，因此选用。5、填料的选择填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。填料按装填方式可分为散装填料和规整填料。本设计选用散装填料――散装金属环距鞍填料。环距鞍填料将环形填料和鞍形填料两者的优点集于一体，其综合性能优于鲍尔环和阶梯环，又由于本设计的物系为甲醇－水不易腐蚀，故选用金属环距鞍填料DN=25mm。三、工艺流程图及其简单说明1、工艺流程图(附图一)2、工艺流程简介来自贮槽的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入精馏塔，塔顶冷凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品取出，另一部分重新引回塔顶作为回流液。最终塔顶出来的甲醇产品再经过一个冷却器冷却后进入甲醇贮槽。塔釜设有再沸器。加热的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样在每层塔板上进行汽液两相的热质交换。塔釜的另一部分釜液经冷却器后排入下水道。加热蒸汽分为两路，分别进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后的液体水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。同样，冷却水分为三路，分别进入冷凝器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。在流程设计伤，釜出液为100℃左右的高温水，热值高，将其送回热水循环管路用于高炉产蒸汽，具有节能的特点。塔顶采用分段冷凝泡点回流，也是出于节能考虑。在流量控制上采用自动控制，有利于节约劳动力，并使过程控制精确，并可实现计算机控制，有利于连续生产。在检修方面充分考虑到泵的日常维护，因此运用双泵设计便于实际生产中的不停车检修。3、精馏塔塔顶的冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，并且也容易被水冷凝，塔顶出来的汽相温度不高，故本设计选用全凝器。4、塔顶的回流方式对于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安装在比精熘塔略高的地方，液体依靠自身的重力回流。但是必须保证冷凝器内有一定持液量，或加入液封装置防止塔顶汽相逃逸至冷凝器内。本设计采用重力回流，全凝器放置略高于塔顶的位置，并且设置流量计 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和保证冷凝器内的液面高度。5、精熘塔塔釜的加热方式加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交换。这样减少了理论板数，从而降低了成本，但是也存在着增加加热装置的缺点。综合考虑以上两方面因素，本设计选用间接蒸汽加热。四、操作条件及精熘塔工艺计算：本设计任务是分离甲醇水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精熘流程。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熘塔内。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，其余部分冷却后送至储罐。回流比设定为最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。(一)物料衡算1、原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量：MA＝32kg/kmol水的摩尔质量：MB＝18kg/kmolxF’＝%，xD’＝%，xw’＝%(均为质量比)xF＝(xF’/MA)/[xF’/MA＋(1－xF’)/MB]＝32)/32＋18)＝%xD＝(xD’/MA)/[xD’/MA＋(1－xD’)/MB]＝(98.5/32)/(/32＋/18)＝%xW＝(xW’/MA)/[xW’/MA＋(1－xW’)/MB]＝/32)/(/32＋/18)＝%2、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量MF＝%×32＋%×18＝kmolMD＝%×32＋%×18＝kg/kmolMW＝%×32＋%×18＝kg/kmol3、物料衡算原料处理量：F＝12000t/y＝（12×106/7200）/＝h总物料衡算：＝D＋W甲醇物料衡算：×%＝D×%＋W×%得D＝hW＝h表一塔顶、塔底、进料液的物料数据塔顶xD’＝%xD＝%MF＝kmolF＝h进料液xF’＝%xF＝%MD＝kg/kmolD＝kmol/h塔底xW’＝%xW＝%MW＝kmolW＝h(二)理论塔板数的确定甲醇－水属于理想物系，可采用以下三种方法求解理论塔板数：1、拟合相平衡曲线后逐板计算法在的总压下，甲醇和水的混合物系的x－y图是建立在汽液平衡数据下，表示的是不同温度下互成平衡的汽液两相组成y与x的关系。对于理想物系，汽相组成y恒大于液相组成x，因此相平衡线位于y＝x对角线上方。平衡线偏离对角线越远，表示该溶液越容易分离。如果已知甲醇和水的混合物系的汽液平衡关系，即汽液平衡数据，则离开理论板的互成平衡、温度相等的汽液两相组成yn与xn之间的关系就可以确定。若知道由该板下降的液体组成xn及由它的下一层塔板上升的汽相组成yn+1之间的关系，从而塔内各板的汽液相组成可逐板予以确定，从而便可以求得在指定分离条件下的理论板层数。(1)由手册查出甲醇－水汽液相平衡数据，拟合出相平衡方程及作出x－y图，表二甲醇－水汽液相平衡数据[1]温度t/°C液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数温度t/°C液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数1000011在对甲醇和水二元物系汽液平衡数据做拟合之后，可得出汽相组成y和液相组成x的函数关系式：Y＝＋－＋－X4＋－＋－(2)求最小回流比及操作回流比由于本设计采用的是泡点进料，q＝1，xq＝xF＝根据拟合得到的y－x方程，可得到yq＝最小回流比Rmin＝(xD－yq)/(yq–xq)可得到Rmin＝所以回流比R＝2Rmin＝2×＝(3)求精熘塔的汽、液相负荷L＝RD＝×＝hV＝(R＋1)D＝×＝hL’＝L＋F＝＋＝hV’＝V＝h(4)精熘段和提熘段的操作线方程精熘段操作线方程为：y＝(R/R+1)x＋xD/（R+1）＝x＋＝＋提熘段操作线方程为：y’＝(L’/V’)x－(W/V’)xW＝x－×＝－(5)逐板计算法求理论塔板数规定塔釜是第一层塔板，从下往上依次命名为第2、3……n块。一连续精馏塔，泡点进料，塔釜间接蒸汽加热。本设计从塔底液相组成开始计算。根据理论板的概念，从塔釜下降的液相组成xW与y1应互成平衡，就可以利用相平衡方程求出y1.从第二层塔板上升的蒸汽组成y1与x2符合提馏段操作关系，故可用提馏段操作线方程由y1求得x2。同理，x2与y2为平衡关系，可以用平衡方程由x2求得y2，再用提馏段操作线方程由y2求得x3。如此交替利用平衡方程及提馏段操作线方程进行逐板计算，直到x7≥xF时，则第6块板是加料板。由于对于间接蒸汽加热，再沸器内汽液两相可视为平衡，因此再沸器相当于一层塔板。因此提馏段所需的理论板层数是5。然后改用精馏段操作线方程由y6求得x7，再利用相平衡方程由x7求得y7。如此重复计算，直到计算到x13≥xD为止。因此，根据计算结果精馏段所需的理论板层数是。在计算过程当中，每使用一次平衡关系，便对应一层理论板。逐板计算的结果是精馏塔理论塔数为11块，提馏段5块，精馏段块，进料板是第5块(不包括再沸器)。2.根据热力学求解法[2]用Wilson方程计算甲醇－水体系在常压下下的汽液平衡已知二元体系的Wilson方程能量参数：g12－g11＝J/molg21－g22＝J/mol查得甲醇，水的Antoine方程及液相摩尔体积与温度的关系式：甲醇：Inp1s＝－/(T－)V1＝－×10－2T＋×10－4T2水：Inp2s＝－/(T－)V2＝－×10－2T＋×10－4T2由于是低压，汽相可视为理想汽体，液相为非理想溶液，汽液平衡关系式为pyi＝xiγipis且有y1＋y2＝1二元体系的Wilson方程为：Inγ1＝－In(x1＋Λ12x2)＋x2[Λ12/(x1＋Λ12x2)－Λ21/(x2＋Λ21x1)]Inγ2＝－In(x2＋Λ21x1)－x1[Λ12/(x1＋Λ12x2)－Λ21/(x2＋Λ21x1)]Λ12＝(V2/V1)exp[－(g12－g11)/(RT)]Λ21＝(V1/V2)exp[－(g21－g22)/(RT)]以下做一个示例计算求解汽液相平衡数据：以xW＝%作为初始点，需要试差求解，设T＝K，带入公式求得：p1s＝×105Pa，V1＝cm3/molp2s＝×105Pa，V2＝cm3/molΛ12＝，Λ21＝，γ1＝，γ2＝y1＝，y2＝，由于y1＋y2＝，可以近似看成符合试差的要求可得到y1＝/＝，T1＝K故用此方法不需甲醇－水汽液相平衡数据即可结合逐板计算法得出理论塔，且比利用某一套汽液相平衡数据来进行计算，结果更可靠。计算过程略。同理，相平衡和操作线的交替使用，逐板计算法得到精熘段6块塔板，提熘段5块，共11块塔板(不包含再沸器)，第5块塔板进料。与利用相平衡数据进行的逐板计算法，结果基本一致。3、图解法(由于准确性比较低，故略。)4、汽液平衡数据的热力学一致性检验采用Herington推荐的经验方法检验表二列出的数据的热力学一致性根据γi＝pyi/(xipis)，先求得各个温度下的pis值，然后列出下表表三利用热力学检验汽液平衡数据有关数据列表x1In(γ1/γ2)x1In(γ1/γ2)－－－－－－－积分得出两个阴影部分面积：A＝，B＝－I＝∫10In(γ1/γ2)dx1＝A＋B＝Σ＝∫10|In(γ1/γ2)dx1|＝A－B＝D＝(I/Σ)×100＝J＝150×θ/Tm＝150×(100－/＋＝其中：θ——两组分沸点差Tm——体系最低沸点，K150——经验常数D8，符合条件。(2)提馏段塔径计算将ρV＝kg/m3，ρL＝kg/m3，μL＝mPasL1’＝Wl＝kg/h，V1’＝WV＝kg/h代入上式可以求得:uf＝s空塔气速：u＝＝×=m/st=(tF＋tW)/2=＋/2＝℃体积流量：Vs=××＋/(3600×100×=m3/sD=[4Vs/(πu)]1/2=[4×/×]1/2=圆整后，D=500mm，对应的空塔气速u=s校核D/d=500/25=20>8，符合条件。(3)全塔塔径的确定精馏段塔径圆整后，D=400mm，提馏段塔径圆整后，D=500mm。因此，选用D=500mm为精馏塔的塔径。(4)最小喷淋密度的校核填料塔中汽液两相间的传质主要是在填料表面流动的液膜上进行的。要形成液膜，填料表面必须被液体充分润湿，而填料表面的润湿状况取决于塔内的液体喷淋密度及填料材质的表面润湿性能。液体喷淋密度是单位塔截面积上，单位时间内喷淋的液体体积量，U表示。精馏段：U＝4L’/(πD2ρL)＝4×/××＝m3/(m2h)提馏段：U＝4L’/(πD2ρL)＝4×/××＝m3/(m2h)为保证填料层的充分润湿，必须保证液体喷淋密度大于某一极限值，该极限值称为最小喷淋密度，以Umin表示。最小喷淋密度是以下式计算：取m3/(mh)，a=185m2/m3可得m3/(m2h)从计算上看精馏段与提馏段的喷淋密度都小于计算出的最小喷淋密度。在吸收操作中，最小喷淋密度可能会达到计算得出的这个值，但是在精馏过程中，最小喷淋密度可能只有所计算得的1/3，甚至更小。故符合条件。2、塔高的计算对于DN25金属环矩鞍填料，一般取的HETP=355～485mm。本设计选用HETP=450mm。(1)精馏段的填料层高度在精馏段，空塔气速u＝m/s，精馏塔的塔板数是。Z=HETP×NT=×=m采用上述方法计算出填料层高度后，留出一定的安全系数，取Z’==×=m(2)提馏段的填料层高度在提馏段，空塔气速u＝m/s，精馏塔的塔板数是5。Z=HETP×NT=×5=m采用上述方法计算出填料层高度后，留出一定的安全系数，取Z’==×=m(3)精馏塔的填料层高度Z=＋=m3、填料层压力降的计算本设计中，散装填料的压降值由埃克特通用关联图来计算。计算时，先根据有关物性数据求出横坐标值，再根据操作空塔气速、压降填料因子以及有关的物性数据，求出纵坐标值。通过作图得出交点，读出过交点的等压线值，得出每米填料层压降值。查得，DN25金属环矩鞍散堆填料的压降填料因子m－1。(1)精馏段的压降经计算得：横坐标：纵坐标：查埃克特通用关联图，可得p/Z=30×=pa/m因此，精馏段的压降p1=×=pa(2)提馏段的压降横坐标：纵坐标：查埃克特通用关联图，可得p/Z=100×=981pa/m因此，提馏段的压降p2=981×=pa(3)精馏塔的压降p=＋=pa表十四精熘塔各部分工艺尺寸及相关物性参数精熘段提熘段全塔空塔气速(m/s)塔径(m)每米填料层压降(pa/m)981总压降(pa)填料层高度(m)七、附属设备及主要附件的选型计算冷凝器的选用取全凝器的传热系数K=2400kJ/(m2h℃)，选择逆流操作。冷却水进口温度是35℃，出口温度是45℃。原料液是泡点回流，进出口温度基本相等。逆流：T65.19℃→65.19℃t35℃←45℃t2=－45=℃t1=－35＝℃tm=(t2－t1)/In(t2/t1)=℃A=Qc/(Ktm)=/(2400×＝m2本设计选用的列管换热器是G400－2－16－22。2、加热器的选用由于本设计选择的是℃总压是300kpa的饱和水蒸汽作为加热介质，取传热系数K=kJ/m2*h*℃。t=－100＝℃A=QS’/(Kt)=×106/×＝m2本设计选用的列管换热器是G273－1－25－16。3、塔内管径的计算及选择本设计选用的是热轧无缝钢管。(1)进料管：选用WF=0.6m/sdF=[4F’/(3600πWFρLF)]1/2=[4×/(3600×××]1/2=m圆整后，选用的是φ=38mm。(2)回流管：选用WR=0.4m/sdR=[4L’/(3600×πWRρL1)]1/2=[4×/(3600×××]1/2=m圆整后，选用的是φ=32mm。(3)塔顶蒸汽接管：选用WV=20m/sdV=[4V’/(3600πWVρVD)]1/2=[4×/(3600××20×]1/2=m圆整后，选用的是φ=133mm。(4)塔釜出料管：选用WW=0.6m/sdV=[4W’/(3600πWWρLW)]1/2=[4×/(3600×××]1/2=m圆整后，选用的是φ=32mm。4、离心泵的选用当贮槽与受液槽两液面保持恒定，则泵对单位重量液体所做的净功为：设塔釜离地面3m，忽略两截面间的压头损失。贮槽的液面和塔顶一样，可看做是常压下操作，压力差可近似看做是精馏段的压力降，p1=pa。而在特定条件下，因此：He=z＋p1/(ρLF×g)=3＋/×=mQe=/=m3/h根据以上条件，选用IS50－32－125，转速n=1450r/min。5、液体分布器的选取填料塔的传质过程要求塔内任一截面上汽液两相流体能均匀分布，从而实现密切接触、高效传质，其中液体的初始分布至关重要。根据塔径D=500mm，液体负荷较小，填料层不高，因此选用列管式液体分布器。由于填料层不需分段，因此不需要液体再分布器。6、气体入塔分布气体入塔分布的均匀分布对精馏填料塔十分重要，这对分布器的要求是压降尽可能小，分布均匀。D≤500mm的小塔多采用的是进气管分布，可使进气管伸到塔的中心线的位置，管的末端向下开缺口，可使气流折转而上。较低的入口气速有利于气体在塔内的分布，适宜的管内气速为10－18m/s。7、除雾沫器为捕集出填料层气体中所夹带的液沫和雾滴，需在塔顶液体初始分布器的上方设置除雾沫器。本设计塔径小，填料层高度不高，且汽液易分离，因此采用小型的丝网除沫器，装入设备上盖。8、塔釜设计料液在塔内停留5min塔釜液量LW＝L’×(5/60)＝(L’/ρL)×(5/60)＝m3VW＝LW＝πd2h/4已得到d＝，可得h＝m精熘塔主要设计参数汇总表塔顶塔釜进料精熘段提熘段气相摩尔流量(kmol/h)液相摩尔流量(kmol/h)气相质量流量(kg/h)液相质量流量(kg/h)摩尔分率质量分率气相平均相对分量(kg/kmol)18液相平均相对分量(kg/kmol)18气相平均密度(kg/m3)液相平均密度(kg/m3)温度(℃)平均粘度(mPaS)八、参考文献1、GmehlingJ.，Vaper-LiquidEquilibriumDataCollection，McGrawHillInc.，19782、陈钟秀，顾飞燕，胡望明，化工热力学，北京：化学工业出版社，20023、化学 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