化工原理课程设计甲醇—水分离过程填料精馏塔的设计

1、化工原理课程设计-甲醇水别离过程填料精馏塔的设计 课 程 设 计 说 明 书课程名称 化工原理课程设计 设计题目 甲醇水别离过程填料精馏塔的设计学生姓名 学 号 专业班级 化学工程与工艺2班 指导教师 2021 年 11 月 15 日课程设计任务书设计题目甲醇水别离过程填料精馏塔的设计学生姓名陈强所在院系化学与环境工程学院专业年级班09化学工程与工艺2班设计要求本设计要求对甲醇水别离过程填料精馏塔装置进行了设计主要进行了以下工作1对主要生产工艺流程进行了选择和确定2对生产的主要设备填料塔进行了工艺计算设计其中包括1液相中甲醇的摩尔分数气相中甲醇的摩尔分数温度液相中甲醇的摩尔分数气相中甲醇的摩尔

2、分数100007530407299640020134731050779935004023471206082591200603046930708789300803656760809158770104186609095884401505176509509798170205796451178030665在抗生素类药物生产过程中需要用甲醇溶媒洗涤晶体洗涤过滤后产生的废甲醇溶媒其组成为含甲醇46水56质量分数另含少量的药物固体颗粒为使废甲醇溶媒重复利用拟建立一套填料精馏塔以对废甲醇溶媒进行精馏得到含水量03质量分数的甲醇溶媒设计要求甲醇溶媒的处理量为3吨小时塔底废水中甲醇含量05质量分数设计中采用泡点进

3、料甲醇常压下的沸点为648故可采用常压操作塔顶上升蒸汽用全冷凝器冷凝冷凝液在泡点下一局部回流至塔内其余局部经产品冷凝器冷却后送至储槽因所别离物系的重组分为水应选用直接蒸汽加热方式釜残液直接排放设计中选用金属散装鲍尔环Dn50填料因废甲醇溶液中含有少量的药物固体微粒应选用金属散装填料大尺寸的填料应用于小直径塔中又会产生液体分布不良及严重的壁流使塔的别离效率降低根据计算应选用Dn50规格的精馏塔的物料衡算11原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量 MA 3204kgkmol水的摩尔质量 MB 1802kgkmol XF 0463204 04632040541802 0324 XD 09973

4、204 0997320400031802 0995XW 00053204 0005320409951802 0002812 原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量 MF 03243204 1-0324 1802 2256kg kmol MD 09953204 1-0995 1802 3197kgkmol MW 000283204 1-00028 1802 18059kgkmol13物料衡算废甲醇溶媒的处理量为3吨小时原料处理F 30002256 13298kgh总物料衡算 13298 DW甲醇物料衡算 132980324 0995D00028W解得 D 4369kmolh W 8929kmolh2

5、1塔板数确实定31甲醇-水属理想物系故可用图解法求理论板层数311由以知的甲醇-水物系的气液平衡数据绘出x-y图22求最小回流比及操作回流比泡点进料q值为1采用作图法求最小回流比在x-y图中对角线上自点e03240324作垂线即为进料线该线与平衡线的交点坐标 yq 0682 xq 0327故最小回流比 R min xD yq yq xq 0995-0682 0682-0324 085R 1120 Rmin故取操作回流比R 1523求精馏塔的气液相负荷L RD 154369 65535kmolhV R1 D LD 109225kmolhL LF 6653513298 198515kmolhV V

6、 109225kmolh气相组成 y1 0995 液相组成 x1 0992 精溜段的操作线方程为y 06x0398提溜段的操作线方程为y 182x-000422采用图解法求理论板数如下图由图求解结果为总理论板数 NT 11 进料位置为 NF 831全塔效率E 绘出甲醇-水的气液平衡数据作t-x图查得塔顶温度 t 648塔釜温度t 996进料温度 t 765精馏段的平均温度为tm 648765 2 7065提留段的平均温度为tm 996765 8805水的重要物理性质温度t密度kgm3黏度mPas张力mNm比热容Cp Kjkgk2099821005726041836098320468866204

7、17870977804061643041878097180356562604195909653031656070420810095840283858804220甲醇的重要物理性质温度t密度kgm3黏度mPas张力mNm比热容Cp Kjkgk208048058002207607611034401733707494030701618807374027701504907249025001391100712002280128032实际塔板数的求取精馏段实际板层数 N NE 7047 14815块提留段实际板层数 N NE 4047 859 块4 精馏塔的工艺条件及物性数据的计算41工艺条件 塔顶压力

8、P 10134 1053Kpa操作温度 塔顶温度 t 648塔釜温度t 996进料温度 t 76542平均摩尔质量 塔顶平均摩尔质量 XD y1 0995 由曲线 X-Y图 得X1 0992 MVDm 09953204 1-0995 1802 3197kmolh MLDm 0993204 1-099 1802 3193kmolh进料板层平均摩尔质量查X-Y图得 YF 0545 XF 017MVF 05453204 1-0545 1802 2566kmolhMLF 0173204 1-017 1802 2040 kmolh塔底平均摩尔质量 XW 00028 YW 0014 MVW 0014320

9、4 1-0014 1802 1822 kmolh MLW 000283204 1-00028 1802 1806 kmolh精馏段平均摩尔质量 MVJ MM 2 31972566 2 28815 kmolh MLJ MM 2 31902240 2 26165kmolh提馏段的平均摩尔质量Mvt 25661822 2 2194kmonhMlt 20401806 2 1923kmolh43平均密度计算 1 气相平均密度vm PmMVJ RTm 101328815 8314 706527315 102kgm3提留段的蒸汽密度Ym Mvw PmRT0 tT 10132194 8314 27315880

10、5 074kgm3 2 液相平均密度计算液相平均密度依以下式计算1lm ii塔顶液相平均密度计算由t 648查手册得 甲醇 753 kgm3 水 981kgm3lDm 1 0995753 0005977 7568 kgm3进料板液相平均密度 由t 765查手册得 甲醇 739kgm3 水 973kgm3进料板液相的质量分率a甲醇 0173204 0173204 0831802 02352lFm 1 0267739 0733973 89715 kgm3手册得在996时水的密度为水 958 kgm3 甲醇 714kgm3lWm 1 0003714 0997958 96128kgm3精馏段液相平均密

11、度为 lJ 756889715 2 82697 kgm3提留段液相平均密度 lT 89715961282 929215kgm344液体平均外表张力计算液相平均外表张力依下式计算 xii塔顶液相平均外表张力的计算由t 648查手册得 H2O 6496mNm CH3OH 1658mNmmNm进料板液相外表张力的计算由t 765查手册得 甲醇 1561mNm 水 638mNm塔釜液体的外表张力接近水的外表张力由t 996查手册得水 589mNm 甲醇 1301mNm精馏段液相平均外表张力为提留段液体平均外表张力为 lT 587654777 2 5677 mNm45液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计

12、算即 lgm xilgi塔顶液相平均外表张力的计算由t 648查手册得 甲醇 0320 mpas 水 04355mpas lglDm 0995lg0320005lg04355 解出 lDm 03205 mpas进料板液相平均粘度的计算由t 765查手册得 甲醇 0272mpas 水 03478mpas lglFm 017lg 0272 0 83lg 03573 解出 lDm 03336 mpas塔釜液体的粘度由t 996查手册得甲醇 02280 mpas 水 02838mpas lglwm 0003lg 02280 0997lg 02838 lWm 0284 mpas精馏段液相平均粘度为 lJ

13、 0357303205 2 03389mpas提留段液相平均粘度为 lT 028403573 2 03207 mpas5精馏塔的塔体工艺尺寸计算51 塔径的计算采用气相负荷因子法计算适宜的空塔气速511精馏段塔径计算L 65535kmolh V 109225kmolh液相质量流量WL 655353190 209057kgkmol气相质量流量WV 1092253197 349192 kgkmol Eekert通用关联图的横坐标为 WL Wv vL 05 209057349192 080867568 05 002由贝恩霍根关联式 填料的泛点气体速度可由贝恩霍根关联式计算得lg u02Fatv02L

14、 g3L A-K WLWV 14 vL 18查表得A 01 K 175 a 109 096解得uF 41852ms 平安系数取08u 08uF 0741852 335 msD 4qvv此时u 095094D2 411995 3140707 247msuuF 312534 058在如许范围内提溜段的塔径计算L 198515kmolh V 109225kmolh液相质量流量WL 1985151806 358518kgkmol气相质量流量WV 1092251822 196823 kgkmol lg u02Fatv02L g3L A-K WLWV 14 vL 18查表得A 01 K 175 a 109

15、 096u 480ms u 08 u 384msD 4qvvu 05 0495m液体喷淋密度校核精馏段的液体喷淋密度为U 209258826970785049 6578m3 m2·h 02m3 m2·h 精馏段的空塔速度为u 349192102 07850493600 2488ms提馏段的液体喷淋密度为u 358518929215 0785049 1003ms提馏段的空塔速度为u 196823074 07850493600 192ms52填料层高度计算 Z HETPNT精馏段的高度为 Ln HETP h-1292lnl147lnl HETP 093726 查表有 精馏段填料

16、层高度为 h 709067 656m Z精 125656 820 m提留段填料层高度为 Z提 404764 202mZ提 125202 2382m 设计取精馏段填料层高度为9m提留段填料层高度为3m对于金属鲍尔环散装填料 要求hD 510 h6m取hD 6 那么 h 5700 3500 mm6填料层压降计算金属鲍尔环散装填料采用Eckert通用关联图计算填料层压降 u2g vL 02L 3122160 水L 981 1027568 033202 01185查图有 横坐标为 Wl Wv vl 05 002 PZ 80981 7848 Pam 精馏段填料层压降为 P精 78489 7063 KPa

17、提留段填料层压降为 PZ 25981 24525 Pam提馏段的P提 245253 0735KPa填料层总压降为P 70630735 78 KPa液体分布器简要设计散装填料D 700mm分布点密度选180点 m2布点个数n 1800707 88289点布液计算由Ls 4 d02n 2gH 05 取06 H 160mm得 d0 4Lsn2gH 05 解d0 00032mm 取d0 32mm管径的计算1出料口的计算WV 1092253197 349192 kgkmol qvs WV 3491923600 102 0951kgm3饱和蒸汽进料选u 30msd 4qvsu 05 4095131430

18、05 0201m 201mm 由化工原理上册附录十七与十八查得选用203mmx6mm的无缝钢管其内径di 203-26 0191mm重新核算速度 u 409591 31401910191 332ms2回流管径的计算 qvs WV 2092533600 7568 767x10-4kgm3 选u为1m d 4767x10-4u 05 4767x10-43141 05 00301m 31mm选用32mmx3mm的无缝钢管 内径di 32-23 26mm重新核算速度u 4767x10-4 31400260026 1445ms3 进料口的管径的计算 89715kgm3 质量流量Wl 358518kghq

19、vs 3585183600 89715 111x10-3进料口u选15msd 4qvsu 05 00307ms 选用50mmx3mm的无缝钢管u 4111x10-3 31400420042 08ms4出料口的管径的计算 质量流量qms 89291806 1612577kghqvs qms3600 89715 499x10-4m3s u选15msd 4qvs15 05 2059mm 选用25mmx3mm的无缝钢管 u 4499x10-4 31400190019 176ms5筒体厚度内最大有3个大气压内径Di 700mmPc 03MPa 材料Q235Ct 125Mpa 08 局部无损检测单面焊接 计算厚度 PcDi2t-Pc 03700 212508 -03 105C1 025mm C2 10mm n 025101