分离甲醇-水混合物化工设计.docx

《分离甲醇-水混合物化工设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《分离甲醇-水混合物化工设计.docx（12页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。

1、示例 1设计条件如下：操作压力：105.325 Kpa(绝对压力)进料热状况：泡点进料回流比：自定单板压降：0.7 Kpa塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa(表压)全塔效率：E =47%T建厂地址：设计计算(一)设计方案的确定本设计任务为分离甲醇-水混合物。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，其余部分经产品冷却后送至储罐。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。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。(二)精馏塔的物料衡算1、

2、 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量：M =32 Kg/Kmol水的摩尔质量：M =18 Kg/KmolABx =32.4%Fx =99.47%Dx =0.28%W2、 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M = 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/KmolFM = 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/KmolDM = 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/KmolW3、 物料衡算原料处理量：F=(3.61*103)/22.54=160.21 Kmol/h总物料衡算：160.21=D+W甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D

3、*99.47%+W*0.28%得 D=51.88 Kmol/hW=108.33 Kmol/h (三)塔板数的确定1、 理论板层数M 的求取T甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y 图(附表)求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e(0.324，0.324)作垂线 ef 即为进料线(q 线)，该线与平衡线的交战坐标为 (x =0.324,y =0.675)qq故最小回流比为R = (x - y )/( y - x )=0.91minDqqq取最小回流比为：R=2R =2*0.91=1.82min求精馏塔的气、液相

4、负荷第 12 页 共 12 页L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=(R+1)D=2.82*51.88=146.30 Kmol/hL=L+F=94.42+160.21=254.63 Kmol/h （非泡点进料要注意q 值）V=V=146.30 Kmol/h精馏段操作线方程为：y =(L/V)x + (D/V)xD=(99.42/146.30)x+(51.88/146.30)*99.47%=0.6454x+0.3527提馏段操作线方程为：y=(L/V)x + (W/V)x =(254.63/146.30) x-(108.33/146.30)*0.28%W=1.7405 x

5、-0.0021图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数(附图)，求解结果为： 总理论板层数：N =13(包括再沸器)T进料板位置：N =10F2、实际板层数的求取a = yA (1 - xA )x (1 - y )a温度 t（）xAyA4.0353.5253.1432.8682.6912.5342.45475.373.171.269.367.666.065.00.40.50.60.70.80.90.950.7290.7790.8250.8700.9150.9580.979AAa = 3.036m = 0.345(见后）a * m1.047故E 47%0精馏段实际板层数：N9/47%=20N精4

6、/47%=9提(四) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算1、 塔顶操作压力：P 101.3 KpaD每层塔板压降：P0.7 Kpa进料板压力：P 105.3+0.7*20119.3 KpaF精馏段平均压力：（105.3+119.3）/2112.3 Kpa 2、 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略，计算结果如下：塔顶温度：t 64.6进料板温度：t 76.3DF精馏段平均温度：t 70.45M3、 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由x =y =0.9947,查 y-x 曲线（附表），得D1

7、x 0.9861M =0.9947*32+(1-0.9947)*18=31.93VDmM =0.9860*32+(1-0.9860)*18=31.80LDm进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（附图），得y =0.607x =0.229fFM =0.607*32+(1-0.607)*18=26.50VFmM =0.229*32+(1-0.229)*18=21.21LFm所以精馏段平均摩尔质量：M =（31.93+26.50）/2=29.22VmM = (31.80+21.21)/2=26.51Lm4、 平均密度计算气相密度计算由理想气体状态方程计算，即P Mr= mVmVmRT112.3* 29

8、.22= 1.15Kg / M 3（这里也可以分别计算进料8.314 *(273 + 70.45)m板与塔顶第一板的密度再取平均值）液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1 r= ai rLmi塔顶液相平均密度的计算由 t 64.6查手册得，Dr = 745Kg / m3r 980.3Kg / m3AB10.9947 r + 0.0053 rr=LDmA= 746Kg / m3B进料板液相平均密度的计算由 t 76.3查手册得，Fr = 735Kg / m3r 978Kg / m3AB进料板液相的质量分量a=0.229 *32= 34.56%A0.229 *32 + 0.771*1810

9、.3456r+ 0 .6544rr=LF mA= 877 .7 K g / m 3B精馏段液相平均密度为：=1r(rLm+ r )22 = 812Kg / m35、 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即o= x sLi im（ 苯 、 甲 苯 体 系 可 用 此 式 ， 醇 水 体 系 请 用 公 式o 1/ 4m= js 1/ 4 +jswwo 1/ 4soo来计算 ）塔顶液相平均表面张力的计算由 t 64.6，查手册得Do = 18.8 mN / msAB= 65.2 mN / mo= 0.9947sLDAm+ 0.0053sB= 19.05 mN / m进料板液相平均表面张

10、力的计算由 t 76.3，查手册得Fo = 17.5 mN / msAB= 62.7 mN / mo= 0.229sLFAm+ 0.771sB= 52.35 mN / m)2精馏段液相平均表面张力为：(+osmmo=LDLFLm= 35.7 mN / m6、 平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即lg mLm塔顶液相平均粘度的计算 由 t 64.6查手册得，D= x lg miim 0.34mpa / sm 0.437mpa / sAlg mLD= 0.9947 lg mAB+ 0.0053 lg mB解得mLD0.34mpa / smm进料板液相平均粘度的计算由 t 76.3查手册得Fm

11、0.28mpa / sm 0.374mpa / sAlg mLF= 0.229 lg mAB+ 0.771 lg mB解得mLF0.35mpa / smm精馏段液相平均表面张力为m （m + m ）12A2 0.345mpa / s（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：VM146.30 * 29.22V = Vm= = 1.033m3 / ss3600 * rVmLM3600 *1.1594.42 * 26.51L = Lm= = 856 *10-4 m3 / ss3600 * rLm3600 *812r - rLVrVsmax由u= C其中CC（ L ）0

12、.22020Lr1Lr18.56 *10-4 812 1Vh ( rL ) 2 = Vs ( rL ) 2 =1.08()1.152 = 0.021hVsV取板间距H 0.4m，板上液层高度h =0.06m，则TLH -h =0.40-0.060.34m查史密斯关联图得，C 0.074TL20o35.7CC（ L ）0.2 = 0.07（4 ）0.2 = 0.083812 -1.151.1520 2020umax= 0.083= 2.204 m / s取安全系数为 0.7，则空塔气速为u = umax= 0.7 * 2.204 = 1.543 m / s4Vspu4 *1.033p *1.54

13、3D = 0.948 m / s按标准塔径圆整后，为D=1.0m塔截面积为 ATp= D2 = 0.785m24实际空塔气速为u=1.033/0.785=1.316 m / s2、 精馏塔有效高度的计算（实际高度要注意人孔处、进料板、再沸器、塔顶空间等）精馏段有效高度为Z（N 1）H （20-1）*0.47.6m精精T提馏段有效高度为Z（N 1）H （9-1）*0.43.2m提提T在进料板上方开 2 人孔，其高度为 0.8m故精馏塔有效高度为ZN +N精（六）塔板主要工艺尺寸的计算1、 溢流装置计算+0.8*212.4m提因塔径D1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：

14、塔长l =0.66D=0.66mW溢流堰高度h由 h h -hWWLOW选用平直堰，堰上液层高度hOW2.84L 2h= E( h ) 3ow1 0 0 0 lw近似取E1，则 3h= 2.84 *1*(8.56 *10-4 * 3600 )2ow10000.66= 7.93m取板上清液层高度h 60mmL故h = 60 *10-3 - 7.93 *10-3 = 52.07 *10-3 mw弓形降液管宽度W 和截面积Adf由 l /D=0.66,查图得A /A =0.0722W /D=0.124wfTdA = 0.0722 * A = 0.0567m2fTW = 0.124D = 0.124m

15、d = 26.5s 5s验算液体在降液管中停留时间3600 A Hq = fTLh= 3600 * 0.0567 * 0.40 8.56 *10- 4 * 3600故降液管设计合理降液管底隙高度h=Lhh03600 * l uw 00取u0.08 m / s0则h = 8.56 *10- 4 * 3600 = 0.016m 0.006m03600 * 0.66 * 0.08故降液管底隙设计合理选用凹形受液盘，深度h =50mmw2、 塔板布置塔板的分块因 D800mm，故塔板采用分块式，且分为 3 块边缘区宽度确定取W = W = 0.065mW = 0.035mSSC开孔面积Aar 2 -

16、x2pr 2xA = 2(x+ sin-1 a180r其中，x = D - (W + W ) = 0.5 - (0.124 + 0.065) = 0.311m2dsr = D - W = 0.5 - 0.035 = 0.465m2c0.4652 - 0.3112p * 0.46520.311故A = 2(0.311a+ sin-1 ) = 0.532m21800.465筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm 碳钢板，取筛孔直径d =5mm0筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为t3d 15 mm01.155A1.155 * 0.532筛孔数目n 为n = a = = 2731个t

17、 20.0152d0.005开孔率为j 0.90（7 0 )2 = 0.907 *（ )2 = 10.1%t0.015气体通过阀孔的气速为Vu =s0A0=1.033= 19.23 m / s0.101* 0.532（七）筛板的液体力学验算1、 塔板压降干板阻力h 计算cur干板阻力 h = 0.051( 0 )2 ( V )由 d / 3/5=1.667,得 C 0.772c19.23Cr000L1.15故h = 0.051( )2 ( ) = 0.0448液注c0.772812气体通过液层的阻力h 计算lh hlLV1.033u = s= = 1.418m / saA - A0.785 -

18、 0.05671.15TfF = u0a= 1.418rv= 1.52Kg 12s m 12查图得， =0.59故 h = bhlL= b (hw+ h ) = 0.59(52.07 *10-3 + 7.93 *10-3 ) = 0.0354 m液柱ow液体表面张力的阻力h 计算s液体表面张力所产生的阻力h=4 * 35.7 *10-3s由下式计算4sh = L = 0.00359m液柱or gdL0812 * 9.81* 0.005气体通过每层塔板的液柱高度h 可按下式计算，即Ph =h +h +hPclh =0.0448+0.0354+0.00359=0.084m 液柱P气体通过每层塔板的

19、压降为DP = h rp Lg = 0.084 *812 * 9.81 = 667.45 0.7KPa(设计允许值）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。3、 液沫夹带液沫夹带量=5.7 *10-6e(ua)3.2h= 2.5h= 2.5* 0.06 = 0.15mvsH - hfL LTf5.7 *10-61.418Kg液Kg液= *( )3.2 = 0.041Kg汽 u0,minu19.23稳定系数为K = 0 = = 2.15 1.5u0,min8.94故在本设计中无明显漏液5、 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd 应服从以

20、下关系H j (HdT+ h )w甲醇水物系属不易发泡物质，取j 0.6则：j(H + h ) = 0.6 *(0.4 + 52.07 *10-3 ) = 0.271mTw而H = hdp+ h + hLd板上不设进口堰，h 0.15（3du )2 = 0.153* 0.082 = 0.001m液柱0H 0.084 + 0.06 + 0.0010.145液柱dH j(HdT+ h )w故在本设计中不会发生泛液现象极限位置需要进行补充校核：液泛校核 醇水体系校核第一块板，苯甲苯体系校核最后一块板；漏液校核 醇水体系校核最后一块板，苯甲苯体系校核第一块板。分精、提段分别校核。都没有问题后，才做下面

21、的负荷性能图。有问题回到前面修正。（八）塔板负荷性能图1、 漏液线u0,min= 4.4C(0.0056 + 0.13h - h ) rLsL rv0Vu= s,minh = h + h2.84=hL2E( h ) 30,minA0Lwowow2.841000LwL 2 rV4.4C A(0.0056 + 0.13h+ 1000 E（ Lh ) 3 - h L rvs,min0 0 wsw- 32.843600L23 8124.4 * 0.772 * 0.101* 0.532 (0.0056 + 0.1352.07 *10+ 1000 *1*（0.66 S ) - 0.00359 *1.15整

22、理得0.00201 + 0.130.05207 + 0.0028（4 3600 )23 L230.66S V4.85s,min0.00878 + 0.1144L23S= 4.85在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表LSm3s0.00060.00150.00300.0045VSm3s0.4750.4920.5120.530由上表可作出漏液线 1 2、 液沫夹带线以e = 0.1 Kg液为限，求 V L关系如下vKg汽SS5.7 *10-6ue = ( a)3.2vsH - hLTfVu = S= S= 1.373VVaA - ATf0.785 - 0.0567Sh

23、= 2.5hfL= 2.5(hw+ h )howw= 0.05207mh= 2.84 *1*(3600Ls )23 = 0.88Ls 23ow10000.66故h = 2.5(0.05207 + 0.88Ls 23 )0.13 + 2.2Ls 23fH - hTf= 0.4 - (0.13 + 2.2Ls 23 ) = 0.27 - 2.2Ls 23S0.27 - 2.2L 23=5.7 *10-61.373Ve ()3.20.1v35.7 *10-323sV = 1.4713 -11.99LSs在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表0.00060.00150.00

24、300.00451.3861.3141.2221.144LSVSm3sm3s3、 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how0.006m 作最小液体负荷标准2.843600L2h=E(ow1000lwS ) 3 = 0.006取E1，则1000 * 0.006 30.66L ( ) 2 * 5.6 *10-4 m3 / sS2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限。4、 液相负荷上限线以q = 4s作为液体在降液管中停留时间的下限A Hq = fT = 4LSA H0.0567 * 0.40故LS ,max5、 液泛线= fT4= = 5.67 *10-3 m3 / s4

25、令H = j(HdT+ h )w由 H = h + h + hdpLdh = bhh = h + h + hpclsh = h + hlLLwow联立得，jH +（jb1）h （b + 1）h+ h + h + hTwowcds忽略h 将h 与L，h 与V ，h 与V 的关系代入上式，并整理得oowSdScS23aV 2 = b - cL 2 - dLSSS V式中a = 0.051 ( r)b = jH+ (j - b -1)h( A C )2 rTw3600 20 0Lc = 0.153(l h )2w od = 2.84 *10-3 E(1 + b)() 3lw将有关数据代入得a = 0

26、.042b = 0.188c1372d = 1.40S2323故0.042V 20.188 -1372L 21.4LSSV 24.47632666.67L 2 - 33.333LSSS在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表0.00060.00150.00300.00452.0561.9911.8681.705LSVSm3sm3s由上表数据可作出液泛线 5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图（附图）在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线，由图看出，该筛板的操作上限为液沫夹带线控制，下限为液相负荷下限线控制。V= 0.676V1.344S，minS，

27、maxV1.344操作弹性为S，max = 1.988V0.676S，min序号123项目平均温度t ,m平均压力P ,KPam气相流量V ,(m3/s)S数值70.45112.31.033所设计筛板的主要结果汇总于下表4液相流量L,m/s8.56*10-45S实际塔板数296有效段高度Z,m12.47塔径 ,m1.08板间距 ,m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长 ,m0.6612堰高 ,m52.07*10-313板上液层高度,m0.0614堰上液层高度,m7.93*10-315降液管底隙高度 ,m0.01616安定区宽度 ,m0.06517边缘区宽度 ,m0.03518开孔区

28、面积 ,m20.53219筛孔直径 ,m0.00520筛孔数目273121孔中心距 ,m0.01522开孔率 ,%10.123空塔气速 ,m/s1.54324筛孔气速 ,m/s19.2325稳定系数2.1529液沫夹带量ev（Kg 液/Kg 气）0.04130气相负荷上限 ,m/s1.34431气相负荷下限 ,m/s0.67632操作弹性1.988262728每层塔板压降 ,Pa负荷上限负荷下限667.45液沫夹带 液相负荷下限提馏段计算方法是一样的。设备选型设计请参看示例 2附：1)甲醇-水温度组成图2) 甲醇-水y-x 及理论塔板图3) 塔板负荷性能图4) 生产工艺流程图5) 筛板精馏塔设计条件图参考资料化工原理实验课程设计天津大学出版社化工原理化学工业出版社化工原理(21 世纪)华南理工化工工程制图化学工业出版社化工过程单元设计化学工业出版社化工过程设计化学工业出版社化工设计化学工业出版社余国琮王志魁周正烈魏崇光匡国柱、史启才英R.Smith、王保国译王静康