精馏设计任务书.docx

资源描述

精馏设计任务书.docx

《精馏设计任务书.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《精馏设计任务书.docx（9页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。

精馏设计任务书.docx

精馏设计任务书

设计任务书

一、设计题目

3000吨连续筛板精馏塔设计

二、设计任务及操作条件

1、设计任务：

生产能力（塔顶产品） 3000 吨／年

操作周期 300 天／年

进料组成 35% （质量分数，下同）

塔顶产品组成 ≥92%

塔底产品组成 ≤1%

2、操作条件

操作压力常压（塔顶）

进料热状态泡点

单板压降：

≯0.7kPa

3、设备型式筛板

4、厂址郑州地区

三、设计内容：

（1）精馏塔的物料衡算；

（2）塔板数的确定：

（3）精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算；

（4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算；

（5）塔板主要工艺尺寸的计算；

（6）塔板的流体力学验算：

（7）塔板负荷性能图；

（8）精馏塔接管尺寸计算；

（9）绘制生产工艺流程图；

（10）绘制精馏塔设计条件图；

（11）对设计过程的评述和有关问题的讨论。

1设计方案的确定及工艺流程的说明

原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至84℃后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至25℃后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。

2 主要参数设计

2.1物料衡算

2.1.1　塔顶摩尔分数：

xd= =0.8182

料摩尔分数：

xF= =0.1740

　塔釜残液的摩尔分数（假设塔底质量分数为１％）

　　　　　　　　　xw = =0.00394

2.1.2　料液及塔顶底产品的摩尔流率：

===0.2089

取一年工作时间为300天，则：

质量进料量：

F/= =0.3042kg/s

进料平均分子量：

=XF×M酒精+（1-XF）×M水

=0.1740×46+（1-0.1740）×18=22.87 g/mol

摩尔进料量：

F=F// =0.3042/22.87=0.0133 kmol/s

摩尔塔顶采出量：

D=D/F×F/=0.2089×0.0133=2.7783×10—3 kmol/s

摩尔塔底采出量：

W=F—D=0.0133—2.7783×10—3=0.010522 kmol/s

2.2 塔板数的确定

2.2.1确定操作的回流比R（曲图得）

=0.356 =>Rmin=1.198

R/=2Rmin=2.396

圆取整R=2.5

2.2.2求理论塔板数：

精馏段操作线方程：

yn+1 = + = +

=>yn+1=0.7143xn+0.23223 （a）

提馏段操作线方程：

yn+1= — = —

　＝＞yn+1 =2.0820xn－4.263×10－3 （b）

泡点进料　所以　q=1

则xq=xF=0.1740

q点的坐标为：

（0.1740，0.4520）

相对挥发度　＝（α顶　×α进　×α底　）1/3 α=

α顶　= = =1.1322

α进　= 　＝3.9155

α底　= = 9.1420

=3.4349

相平衡方程：

xn= = （c）

由（a）（c）得：

y1=xD=0.8182 x1=0.5671

y2=0.6376 x2=0.3387

y3=0.4742 x3=0.2080

y4=0.3808 x4=0.1519

由（b）（c）得：

y5=0.3120 x5=0.1166

y6=0.2385 x6=0.08356

y7=0.1697 x7=0.05616

y8=0.1127 x8=0.03566

y9=0.06998 　x9=0.02144

y10=0.04038 x10=0.01210

y11=0.02093 x11=0.006185

y12=0.008614 x12=0.002523

所以理论塔板数为12块，第四块为加料板。

由相平衡方程可以得出：

塔釜温度为99.1℃，塔顶温度为78.5℃，平均温度为88.8℃。

查表得平均温度下物质的黏度为：

　μH2O=0.327 m.Pa?

μC2H5OH=0.39mPa?

μL=ΣμLi×xi =0.327×０.1740+0.39×（１-0.1740）=0.3790mPa?

２.２.３求实际塔板数：

　　　由经验公式得：

ET=0.49×（α×μＬ）—0.245可得全塔效率：

　　　 ET=0.49（3.4349×0.3790）—0.245=0.4593

实际塔板数为：

ＮＰ＝＝＝26

其中，第　9块为加料板，精馏段板数为　8块，提馏段板数为17　块。

２.３　塔径初选

２.３.１　提馏段

（１）平均温度

　　　塔釜温度为99.1℃，加料板为84℃,平均温度为91.55℃.

（２）平均密度

　　　此温度下气液平衡组成为：

y=0.3038 x=0.0514

质量分数为：

ωl=0.1216 ωv=0.5272

此温度下纯水的气液密度为：

ρ1v=0.4486kg/m3 ρ1l=961.1kg/m3

酒精的气液密度为：

ρ2v=2.3kg/m3 ρ2l=730.0kg/m3

气液平均密度为：

　ρv=0.5272×2.3+（1-0.5272）×0.4486=1.4246kg/m3

ρl= = =925.4737kg/m3

（３）气液平均分子量

Ｖ＝46×0.3038+18×（1-0.3038）=26.5064g/mol

L=46×0.0514+18×（1－0.0514）=19.4392g/mol

（４）气液质量流量

WL= L = L（1+qF）=19.4392×（2.5×2.7783×10-3+0.0133）=0.3936

WV= V = ?

VV= V（R+1）D=26.5064×（2.5+1）×2.7783×10-3=0.2577

FLV = = =0.05992

（５）液相的平均表面张力σm

塔底：

σwA=14.85mN/m σwB=58.85mN/m （99.1℃）

塔底平均表面张力：

σwm=（）W=（）=58.17　

进料板：

　σFA=15.90mN/m σFB=61.83mN/m （84℃）

进料板平均表面张力：

　σFm=（）F=（）=41.15mN/m

提馏段：

σm=（58.17+41.15）/2=49.66mN/m

（６）液泛气速

初选塔板间距0.45m，由费尔关联图查得：

C20=0.082

实际表面张力为：

σ=49.66mN/m

C=C20（） =0.082×（） =0.09836

液泛气速为：

uf=C =0.09836

=2.505m/s

气相流量：

Vh= =651.2m3/h

液相流量：

= =1.531m3/h

2.3.2精馏段

平均温度为：

= =81.25℃

该温度下的气液平衡组成为：

x=0.3536 y=0.5945

质量分数 WL= =0.5830

WV= =0.7893

纯物质密度分别为：

ρ1L=971.1kg/m3 ρ1v=0.3059kg/m3

ρ2L=735.0kg/m3 ρ2V=1。

62kg/m3

=0.3059×（1-0.7893）+1.62×0.7893=1.343kg/m3

= =817.9kg/m3

平均式量：

=46×0.5945+18×（1-0.5945）=34.65

=46×0.35369+18×（1-0.3536）=27.90

气液质量流量：

WL= L=27.90×2.5×2.7783×10-3=0.1938kg/s

WV= V=34.65×3.5×2.7783×10-3=0.3369kg/s

FLV= = =0.0233

初选塔板间距为HT=0.4m

由费尔关联图查得：

C20=0.078

σ=30.15mN/m

C=C20（）0.2 =0.078（）0.2=0.08467

uf=C =0.08467 =2.088m/s

比较精馏段与提馏段液泛气速，应以较小者计算故取精馏段计算

气相流量：

VS= = =0.2509 /s

液相流量：

= =0.0002369 /s

操作气速取设计气速为液泛气速的0.8倍，则：

u=0.8uf=1.670m/s

气体通过面积为：

A= = =0.1502m2

取lw=0.7D则有

由表（资料图4-21）得：

=0.088

则塔板总面积为：

AT= = =0.1647m2

则塔径为：

D/= = =0.4580m

根据塔的系列化规格，将塔径圆整到0.5m，作为初选塔径。

圆整后取塔径为0.5m

此时：

AT= =0.1963m2 Af=0.088AT=0.01727m2

An=AT——Af=0.1963–0.01727=0.1790m2

un= = =1.402m/s

lw=0.7D=0.35m = =0.6715

2.4 塔高计算

取精馏段板间距为0.3m，提馏段板间距为0.35m，釜液取15分钟缓冲量：

HB=h= = = =0.3621m

裙座取2m则塔高

H=HD+（N-2-S）HT+SHT/+HF+HB

=1+0.6×2+0.3×7+0.35×15+0.6+0.3621+2=12.51m

2.5 塔板的详细设计

选取平顶溢流堰，并依据参考书2表10-2取精馏段堰高hw=0.04m，提馏段堰高hw=0.04m。

采用垂直弓形降液管和普通平底受液盘，取降液管底部与下块塔板的间隙高度为h0=0.03m。

由资料119页取WS=WS/ =0.07m WC=0.05m 由参考书2图10-40查得

Wd=0.145D=0.145×0.5=0.0725m

于是可以算出

x= -（Wd+WS）= -（0.0725+0.07）=0.01075m

r= -WC = -0.05=0.2m

有效面积：

Aa=2（x +r2sin-1 ）

=2×（0.1075 +022sin-1）

=0.08166m2

取筛孔孔径d0=5mm, 孔中心距与孔径比t/d=3.0.（取法见资料119页）

开孔率ψ= =0.907（）2= =0.1008

则筛孔总面积：

A0=Aaψ=0.08166×0.1088=0.008231

3 塔板校核

（1）板压降校核（板厚的取法见资料119页）

取板厚δ=3mm δ/d0=3/5=0.6

= =0.05088

查参考书2图10-45得干板孔流系数C0=0.73

由干板阻力hd= （）2= （）2

hd= =0.1459

由h0w=2.84×10-3E（）2/3可以得到清液高度

Ｌh= ×3600= ×3600=0.8530m3/h

lw=0.35m =11.77

由参考书2图10-48得到校正系数E=1.02

h0w=2.84×10—3×1.02×（）2/3=0.005246m

按面积（AT-2Af）计算的气速

uＡ= = =1.551m/s

相应的气体校正因子

Fa=uaρv0.5=1.551×1.3430.5=1.797

由参考书2图10-46查得液层充气系数β=0.59

液层阻力（以液高表示）

hL=β（hw+h0w）=0.59×（0.04+0.005246）=0.02670m

板压降　hf=hd+hL=0.1459+0.02670=0.1726m

本设计为常压操作，对板压降本身无特殊要求。

（2）液沫夹带校核（雾沫夹带校核）

按　ＦLV=0.0233和泛点百分率0.6715（从参考书2图10-47液沫夹带关联图可得）

Φ=0.058求得

　　ρv= =0.058 =0.03541<0.1（）

（因此，液沫夹带符合要求）

（3）溢流液泛校核

溢流管中的当量清液高度计算：

已知：

hw=0.04m h0w=0.005327m hf=0.1726m

Δ=0.0476

b= = =6.27m μL=0.3790 mPa?

LS=0.0002369m3/s Z=D—2Wd=0.5—2×0.0725=0.355m

Hf=2.5hL=2.5×0.02674=0.06685m

ρL=817.9kg/m3 ρV=1.343kg/m3

Δ=

降液管阻力

Σhf

Hd=hw+h0w+Δ+Σhf +hf

=0.04+0.005327+1.078×10—6 +0.00007791+0.1726=0.2180m

乙醇-水为不易起泡物系，取Φ=0.6

降液管内的泡沫层高度Hfd <0.45m

不会发生溢流液泛

（4）液体在降液管的停留时间校核

T > 3s

不会发生严重的气泡夹带

（5）漏液点校核

用试差法求取

设漏液点的孔速=9.4m/s.相应的动能校正因子（以AT—2Af为基准）

塔顶上的当量清液高度可由下式计算

hc=0.0061+0.725hw—0.006F+1.23

=0.0061+0.725×0.04—0.006×0.5543+1.23× 0.04010m

由参考书2图10-49筛板塔漏液点关联图，可得，漏液点的干板压降

hd=0.0105m水柱=0.0142m液柱

由此求出漏液点孔气速为，

u0w m/s

此计算值与假设值相当接近，故计算结果正确。

塔板的稳定系数 κ= >（1.5~2.0）

表明塔有足够的造作弹性

展开阅读全文