化工課程設(shè)計甲醇-水分離過程填料精餾塔設(shè)計

1、天 津 農(nóng) 學(xué) 院化工原理課程設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目： 甲醇-水分離過程填料精餾塔設(shè)計 系 別： 食品科學(xué)系 專 業(yè)： 食品科學(xué)與工程 學(xué)生姓名: XXX 學(xué) 號: XXXXXXXXXXXXXX 指導(dǎo)教師: XXXXXXX化工原理課程設(shè)計任書一、設(shè)計題目在抗生素類藥物生產(chǎn)過程中，需要用甲醇洗滌晶體，洗滌過濾后產(chǎn)生廢甲醇溶媒，其組成為含甲醇46%、水54%（質(zhì)量分數(shù)），另含有少量的藥物固體顆粒。為使廢甲醇溶媒重復(fù)利用，擬建立一套填料精餾塔，以對廢甲醇溶媒進行精餾，得到含水量1%的甲醇溶媒。設(shè)計要求廢甲醇的處理量為14215噸/年，塔底廢水中甲醇含量為1%。 二、操作條件(1操作壓力 常壓。 (2進料

2、熱狀態(tài) 自選。 (3回流比 自選。(4塔底加熱蒸氣壓力 0.3MPa(表壓 。 三、塔板類型篩板或浮閥塔板（F1型）。 四、工作日每年工作300天，每天24小時連續(xù)運行。 五、廠址 天津地區(qū)。 六、設(shè)計內(nèi)容(1精餾塔的物料衡算； (2塔板數(shù)的確定；(3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算； (4精餾塔的塔體工藝尺寸計算； 七、設(shè)計計算 1、設(shè)計方案的確定本設(shè)計任務(wù)為分離甲醇水混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分加回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間

3、接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。本設(shè)計使用的是浮閥塔，浮閥塔有生產(chǎn)能力大、操作彈性大、塔板效率高、氣體壓降及液面落差小和抗腐蝕性較高等優(yōu)點。甲醇具有腐蝕性，所以浮閥塔適合本設(shè)計的要求。工藝流程草圖： 圖1甲醇-水分離工藝流程草圖1 精餾塔的物料衡算1.1 原料液及塔頂和塔底的摩爾分率 甲醇的摩爾質(zhì)量 AM =32.04kg/kmol 水的摩爾質(zhì)量BM=18.02kg/kmol324. 002. 18/54. 004. 32/46. 004. 32/46. 0=+=F x 982. 002. 18/01. 004. 32/99. 004. 32/99. 0=+=D x 0056. 002.

4、 18/99. 004. 32/01. 004. 32/01. 0=+=W x1.2 原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol56. 2202. 18324. 0104. 32324. 0=-+=F M (kg/kmol79. 3102. 18982. 0104. 32982. 0=-+=D M (kg/kmol10. 1802. 180056. 0104. 320056. 0=-+=W M1.3 物料衡算 原料處理量51. 8756. 222430014215000=F kmol/h總物料衡算 87.51=D+W 甲醇物料衡算WD +=0056. 0982. 0324. 051.

5、 87聯(lián)立解得 D=28.54kmol/h W=58.97kmol/h 2 塔板數(shù)的確定 2.1 理論板層數(shù)T N 的求取 2.1.1 相對揮發(fā)度的求取 由1( 1(A A A A y x y x -=，再根據(jù)表1數(shù)據(jù)可得到不同溫度下的揮發(fā)度，見表2表1溫度/ xy溫度/ xy1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.8789.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.15

6、0.51765.00.950.97981.7 0.20 0.579 64.51.001.0078.0 0.300.665表2溫度/ 揮發(fā)度 溫度/ 揮發(fā)度 96.4 7.582 78 4.632 93.5 7.332 75.3 4.035 91.2 6.843 73.13.525 89.36.61071.23.14387.76.46469.32.86884.4 6.066 67.6 2.691 81.7 5.501662.534所以4.45= 2.1.2 求最小回流比及操作回流比 泡點進料：324. 0=F sx x由q 線與平衡線的交點e （x e ，y e ）作圖可得：00.20.40.6

7、0.810.20.40.60.81圖2 甲醇-水的y-x 相圖在上圖中我們可以得到q 線與平衡線的交點為e （x e ，y e ）=（0.324，0.681） 故最小回流比為m in R =D e e ex y y x -=-324. 0681. 0681. 0982. 00.843取操作回流比為R=2m inR =20.843=1.6862.1.3 求精餾塔的氣、液相負荷=5. 28686. 1RD L 40.051kmol/h=+=5. 28686. 2 1(D R V 76.551kmol/h=+=F L L 40.051+87.5=127.551kmol/h=V V 76.551kmo

8、l/h2.1.4 求操作線方程 精餾段操作線方程為：1n y +=1R R +nx +1D x R +=686. 2686. 1nx +686. 2982. 0=0.63nx +0.366（a ）提餾段操作線方程：=-=-=+0056. 0551. 7659551. 76551. 127 1 m w m m x x vw x VL y1.666mx -0.0043 （b ）2.1.5 采用逐板法求理論板層數(shù) 由 1(1 qqqx y x =+- 得yyx 1(-=將 =4.45 代入得相平衡方程yy yyx 45. 345. 4 1(-=-= （c ）聯(lián)立（a ）、（b ）、（c ）式，可自上

9、而下逐板計算所需理論板數(shù)。因塔頂為全凝 則982. 01=D x y由（c ）式求得第一塊板下降液體組成=-=-=982. 045. 345. 4982. 045. 345. 4111y y x 0.925利用（a ）式計算第二塊板上升蒸汽組成為=+=366. 063. 012x y =+366. 0925. 063. 00.949交替使用式（a ）和式（c ）直到nF x x ，然后改用提餾段操作線方程，直到nWx x 為止，計算結(jié)果見表3。表3 y0.9820.949 0.874 0.750 0.6200.4420.247 0.110 0.0410.0115 x0.9250.8070.60

10、90.4030.268x F0.151 0.0690.027 0.00950.00261x W精餾塔的理論塔板數(shù)為 TN =10-1=9（不包括再沸器）進料板位置 5=FN2.2 實際板層數(shù)的求取 2.2.1 液相的平均粘度 根據(jù)表1，用內(nèi)插法求得77.6F t C=用內(nèi)插法求得64.6D t C = 用內(nèi)插法求得99.5Wt C=，則塔頂、塔底的平均溫度t m =（64.6+99.5）/2 =82.1 C 粘度的計算在t m =82.1 C 時，查得2H2O=0.347s mPa , CH3OH=0.272smPa則由lg 0.807lg(0.3470.193lg(0.272m =+求出0.

11、331m=2.2.2 全塔相對揮發(fā)度由表2可求得全塔的平均相對揮發(fā)度m =4.45 2.2.3 全塔效率E T 和實際塔板數(shù) 全塔效率可用奧爾康公式：0.2450.49(T mE -=計算所以全板0.2450.49(4.450.3310.446TE-=精餾段實際板層數(shù) =446. 05TT E N N 精11.212 塊 提餾段實際板層數(shù) =446. 04 TT EN N 提8.979塊全塔實際板層數(shù) N=12+9=21塊 3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 3.1 操作壓力的計算 塔頂操作壓力 P 101.3DkPa=每層塔板壓降 kPa P 7. 0= 進料板壓力 101.30.71

12、4111.1F P kPa=+= 精餾段平均壓力 (101.3111.1 /2106.2mP kPa=+=3.2 操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中甲醇、水的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算。計算結(jié)果如下： 塔頂溫度 64.6D t C = 進料板溫度 77.6F t C=精餾段平均溫度 (64.677.6 /271.1mt C=+=3.3 平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由982. 01=D x y925. 01=x=-+=02. 18 982. 01(04. 32982. 0VDm M 31.78kg/kmolkmolkg M LDm /99. 3002.

13、 18 925. 01(04. 32925. 0=-+=進料板平均摩爾質(zhì)量計算： 620. 012=y y F268. 012=x x Fkmol kg M VFm /71. 2602. 18 620. 01(04. 32620. 0=-+= kmol kg M LFm /78. 2102. 18 268. 01(04. 32268. 0=-+=-+=02. 18 0115. 01(04. 320115. 0VWM M 18.18kg/kmol =-+=02. 18 00261. 01(04. 3200261. 0LWM M 18.06kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量：kmol kg M Vm

14、 /25. 292/ 71. 2678. 31(=+= kmolkg M Lm /39. 262/ 78. 2199. 30(=+=提餾段平均摩爾質(zhì)量：kmolkg Mkmol kg M LWVW /92. 192/ 78. 2106. 18(/45. 222/ 71. 2618. 18(=+=+=3.4 平均密度計算 3.4.1 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 rV = Pm M vm = 106 . 2 29 . 25 8 . 314 ( 71 . 1 + 273 . 15 =1.091kg/ m 3 RT m 3.4.2 液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 1 r

15、V = ai ri 塔頂液相平均密度的計算 由t D = 6 4 .6 C ，查手冊3得 3 r A = 7 5 5 .7 2 kg / m r B = 9 8 0 .7 2 kg / m = 3 r LD = 1 0 . 99 / 755 . 72 + 0 . 01 / 980 . 72 757.46kg/ m 3 進料板液相平均密度的計算： 由t F = 7 7 .6 C ，查手冊得： 3 r A = 7 4 0 .2 8 kg / m r B = 9 7 3 .2 4 kg / m 3 進料板液相的質(zhì)量分率： aA = 0 . 268 32 . 04 0 . 268 32 . 04 +

16、0 . 732 18 . 02 1 0 . 394 / 740 . 28 + 0 . 606 / 973 . 24 11 = 0 . 394 = 848 . 31 kg / m 3 r LF = 精餾段液相平均密度為： r L = 757 . 46 + 843 . 31） 2 = 800 . 39 kg / m （ / tW = 9 9 .5 C 3 ，查手冊2得： 3 r A = 7 1 2 .6 5 kg / m r B = 9 5 8 .7 5 kg / m 3 提餾段液相平均密度為： r LW = 1 0 . 01 / 712 . 65 + 0 . 99 / 958 . 75 =955

17、.45kg/ m 3 3.5 液體平均粘度 計算見 3.2.1 精餾段液相平均黏度 m m = 0 .3 3 1 4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 4.1 塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流率為： Vs = VM vm 3600 r v LM = 76 . 551 29 . 25 3600 1 . 091 40 . 051 26 . 39 3600 800 . 39 =0.57 m 3 /s Ls = Lm 3600 r L = =0.0003668 m 3 /s 由 um a x =C r L - rV rV 式中的 C 由式 C = C 20 ( s Lm 20 0 .2 計算， 其中 C 由

18、 20 史密斯關(guān)聯(lián)圖4查取，圖的橫坐標為 ： 取板間距 H T = 0 .4 0 m ，板上液層高度 h L = 0 .0 6 m ，則 H T - h L = 0 .4 0 - 0 .0 6 = 0 .3 4 m 12 Ls Vs ( rL rV 1/ 2 = 0 . 0003668 3600 0 . 57 3600 ( 800 . 39 1 . 091 1/ 2 = 0 . 0175 查史密斯關(guān)聯(lián)圖3得 C =0.068 20 3 3 .4 4 4 C = 0 .0 6 8 20 0 .2 = 0 .0 7 5 4 u max = 0 . 0754 800 . 39 - 1 . 091 1 . 091 = 2 . 04 取安全系數(shù)為 0.6，則空塔氣速為 u = 0 . 6 u ma x = 0 . 6 2 . 04 = 1 . 244 m / s 4V s u 4 0 . 57 3 . 14 1 . 244 D = = = 0.764m 按標準塔徑圓整后為 塔截面積為 AT = D=1.0m p 4 D 2 = p 4 1 .0 2 = 0 . 785 m 2 實際空塔氣速為： u = vs AT = 0 . 57 0 . 785 = 0 . 726 m / s 4.2 精餾塔