年产两万吨乙醇水精馏塔化工原理毕业设计说明书毕业论文.docx
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1、成绩 西北大学化工学院化工原理课程设计说明书设计名称: 年产两万吨乙醇-水精馏塔 年级专业: 2013级化学工程与工艺 姓 名: 指导老师: 2016年 1月 15日目录1概述11.1 设计题目及要求11.1.1设计题目11.1.2设计任务11.1.3设计参数11.2 精馏过程简介12工艺设计部分22.1 全塔物料衡算22.2 乙醇-水的气液平衡数据32.3 确定Rmin及工业生产常用R的选择42.4 板效率、塔板数的计算和进料位置与状态的选择42.4.1理论塔板数NT的求取42.4.2全塔效率ET62.4.3实际塔板数Np62.4.4加料位置与状态的选择72.5 物性参数计算72.5.1定性
2、压力pm72.5.2定性温度tm72.5.3平均分子质量Mm82.5.4平均密度m92.5.5液体的平均表面张力102.5.6液体的平均粘度L,m112.6 汽液负荷计算112.6.1精馏段气液负荷计算112.6.2提馏段汽液负荷计算122.7 塔及塔板主要工艺结构尺寸结构的计算122.7.1塔径的设计计算122.7.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算142.8 校核计算172.8.1精馏段校核计算172.8.2提馏段校核计算192.9 塔板负荷性能图的计算与绘制212.9.1精馏段塔板负荷性能图212.9.2提馏段塔板负荷性能图233设备设计及辅助设计部分253.1 塔体结构的初步设计253.1
3、.1筒体和封头厚度计算253.1.2椭圆封头的选型263.2 换热器的计算与设计选型263.2.1预热器263.2.2再沸器283.2.3冷凝器293.2.4冷却器303.3 管道计算及规格选择313.3.1管道设计步骤313.3.2算例313.3.3管道设计结果汇总表343.4 泵的计算及设计选型353.4.1原料泵353.4.2冷却水泵363.5 储罐的计算与选型363.5.1原料储罐363.5.2产品储罐373.5.3热水储罐374设计数据总汇表384.1 物性参数数据384.2 工艺设计数据385认识与体会406参考文献411 概述1.1 设计题目及要求1.1.1 设计题目年产两万吨乙
4、醇-水连续精馏塔(筛板塔)1.1.2 设计任务由设定值浓度xF的酒精-水二元均相混合物作原料,根据所需要的年产量D、塔顶产品浓度xD、塔釜浓度xD等参数设计出酒精连续精馏塔。1.1.3 设计参数生产任务:年产量D=20000Ty加热蒸汽压力:3.5atg(表压)冷却器进口水温度:20冷凝器出口水温:50原料浓度:xF=25%(质量分率)塔顶产品浓度:xD=93.1%(质量分率)塔釜浓度:xW1%(质量分率)1.2 精馏过程简介图1为连续精馏塔。乙醇水混合液自塔的中部某适当位置连续地加入塔内,塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分回入塔顶,称为回流液,其余作为塔顶产品(馏出液)排出。
5、在塔内上半部(加料位置以上)上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器以加热液体产生蒸汽,蒸汽沿塔上升,与下降的液体逆流接触并进行物质传递,塔底连续排除部分液体作为塔底产品。在塔的加料位置以上,上升蒸汽中所含的重组分向液相传递,而回流液中的轻组分向气相传递。如此物质交换的结果,使上升蒸汽中轻组分的浓度逐渐升高。只要有足够的相际接触表面和足够的液体回流量,到达塔顶的蒸汽将成为高纯度的轻组分。塔的上半部完成了上升蒸汽的精制,即除去其中的重组分,因而称为精馏段。图 Error! Main Document Only.连续精馏过程在塔的加料位置以下,下降液体(包括回流液和加料液中
6、的液体)中的轻组分向气相传递,上升蒸汽中的重组分向液相传递。这样,只要两相接触面和上升蒸汽量足够,到达塔底的液体中所含的轻组分可降至很低,从而获得高纯度的重组分。塔的下半部完成了下降液体中重组分的提浓即提出了轻组分,因而称为提馏段。一个完整的精馏塔应包括精馏段和提馏段,再这样的塔内可将一个双组分混合物连续地、高纯度地分离为轻、重两组分。精馏与蒸馏的区别在于“回流”,包括塔顶的液相回流与塔釜部分汽化造成的气相回流,回流是构成气、液两相接触传质的必要条件,没有气液两相的接触也就无从进行物质交换。另一方面,组分挥发度的差异造成了有利的相平衡条件(y x)。这使上升蒸汽在与自身冷凝回流液之间的接触过程
7、中,重组分向液相传递,轻组分向气相传递。相平衡条件y x使必需的回流液的数量小于塔顶冷凝液的的总量,即只需要部分回流,而无需全部回流。唯有如此,才能从塔顶抽出部分凝液作为产品。因此,精馏过程的基础是组分挥发度的差异。2 工艺设计部分2.1 全塔物料衡算F=D+WFxF=DxD+WxW质量分率化为摩尔分率,得xD=0.8407,xW=0.0039,xF=0.1153D=20000Ty=2525.25kgh=60.3kmolh(按一年330个工作日计算)DF=xW-xFxW-xD=0.0039-0.11530.0039-0.8407=0.1331WF=1-DF=1-0.1331=0.8669F=6
8、0.30.1331=453.1kmolh=9630.3kghW=453.0O.8669=392.7kmolh=7119.4kgh2.2 乙醇-水的气液平衡数据图 2 乙醇水相平衡曲线图t/x图 3 乙醇-水等压相图(p=1atm)2.3 确定Rmin及工业生产常用R的选择根据图 1,得Rmin时精馏段操作线斜率为k=RminRmin+1=0.625最小回流比Rmin=1.67回流比R=(1.22.0)Rmin取回流比R=1.8Rmin,则R=1.81.67=32.4 板效率、塔板数的计算和进料位置与状态的选择2.4.1 理论塔板数NT的求取精馏段操作线方程:yn+1=RR+1xn+xDR+1即
9、yn+1=33+1xn+0.84073+1化简,得yn+1=0.75xn+0.2102提馏段操作线方程:yn+1=RD+FR+1Dxn+F-D(R+1)DxWyn+1=360.3+453.03+160.3xn+453.0-60.33+160.30.0039化简,得yn+1=2.6279xn-0.0063根据气液相平衡数据及精馏段、提馏段操作线方程,利用MATLAB编程计算理论板数,得图 4。图 4 图解法计算理论板数NT1=15,NT2=3即理论板数NT=18(含塔釜)2.4.2 全塔效率ET采用Oconnell法,根据ET=51-32.5lgL可得:A=0.37mPa.s,B=0.315mP
10、a.sL=AxF+B(1-xF)塔顶相对挥发度:D=pAxApBxBD=yAxAyBxBD=yAxA(1-yA)(1-xA)D塔顶温度: tD=78.28塔底相对挥发度:W=pAxApBxBW=yAxAyBxBW=yAxA1-yA1-xAW塔底温度: tW=98.75代入数值,结合相平衡曲线计算得D=1.0938,W=13.7462相对挥发度=DW=3.8776全塔效率ET=47.90%2.4.3 实际塔板数Np以塔釜作为一块理论板,根据ET=NTNP精馏段塔板数NP1=NT1ET=32块提馏段塔板数NP2=NT2-1ET=4块总塔板数NP=36块2.4.4 加料位置与状态的选择加料位置:第3
11、3块塔板进料状态:泡点进料2.5 物性参数计算2.5.1 定性压力pm取每层塔板压降为0.5 kPa计算塔顶:pD=101.3kPa加料板:pF=101.3+0.532=117.3kPa塔底压力:pW=101.3+0.538=120.3kPa精馏段定性压力:pm1=(101.3+117.3)2=109.3kPa提馏段定性压力:pm2=110.8kPa2.5.2 定性温度tm塔顶温度:tD=78.3加料板温度:tF=85.7塔底温度:tW=98.8精馏段定性温度:tm1=(tD+tF)2=82.0提馏段定性温度:tm2=(tF+tW)2=92.22.5.3 平均分子质量Mm塔顶:xD=y1=0.
12、8407,x1=0.8283MVD,m=0.840746.07+(1-0.8407)18.02=41.6016kgkmolMLD,m=0.828346.07+(1-0.8283)18.02=41.2543kgkmol加料板:yF=0.4608,xF=0.1153MVF,m=0.460846.07+1-0.460818.02=30.9454kgkmolMLF,m=0.115346.07+(1-0.1153)18.02=21.2542kgkmol塔底:x底=6.336510-4,y底=0.0086MVW,m=6.336510-446.07+1-6.336510-418.02MVW,m=18.262
13、4kgkmolMLW,m=0.008646.07+(1-0.0086)18.02=15.9715kgkmol精馏段:精馏段定性温度82.0,由t-x-y图可知xm1=0.2737,ym1=0.5646气相平均分子质量:MV,m1=0.563646.07+(1-0.5646)18.02=36.2735kgkmol液相平均分子质量:ML,m1=0.273746.07+(1-0.2737)18.02=31.2542kgkmol提馏段:提馏段定性温度为92.2由t-x-y图可知ym2=0.2723,xm2=0.0352MV,m2=0.272346.07+(1-0.2723)18.02=24.6039k
14、gkmolML,m2=0.035246.07+(1-0.0352)18.02=18.6128kgkmol2.5.4 平均密度m1、 液相平均密度L,m塔顶:塔顶温度78.3下查得水的密度为980.2kgm3,乙醇的密度为734.8kgm3。LD,m=734.8D+980.21-D(为质量分数)LD.m=748.8595kgm3进料板:加料板温度85.7下查得水的密度为974.8kgm3,乙醇的密度为727.0kgm3。LF,m=727.0F+974.8(1-F)LF,m=898.2788kgm3塔底:塔底温度98.8下查得水的密度为973.8kgm3,乙醇的密度为712.8kgm3。LW,m=
15、712.8W+973.81-WLW,m=979.6705kgm3精馏段:精馏段定性温度82.0下查得水的密度为979.0kgm3,乙醇的密度为731.0kgm3。Lm1=731.0m1+979.01-m1Lm1=839.728kgm3提馏段:提馏段定性温度92.2下查得水的密度为975.9kgm3,乙醇的密度为720.1kgm3。Lm2=720.1m2+975.9(1-m2)L,m2=947.179kgm32、 气相平均密度V,mV,m1=pm1MV,m1RTm1=1.3403kgm3V,m2=pm2MV,m2RTm2=0.9586kgm32.5.5 液体的平均表面张力 塔顶:塔顶温度78.3
16、下查得水的表面张力为0.0624Nm,乙醇的表面张力为为0.0174。D,A=62.4mNmD,B=17.4mNmD,m=D,Ax1+D,B(1-x1)=25.1257mNm加料板:加料板温度85.7下查得水的表面张力为0.0610Nm,乙醇的表面张力为0.0.0167NmF,A=61.0mNmF,B=16.7mNmF,m=F,AxF+F,B(1-xF)=55.8922mNm塔底:塔底温度98.8下查得水的表面张力为0.0.0584Nm,乙醇的表面张力为0.0154Nm。W,A=58.4mNmW,B=15.4mNmW,m=W,Ax底+W,B(1-x底)=58.3728mNm精馏段:精馏段定性温
17、度82.0下查得水的表面张力为0.0605Nm,乙醇的表面张力为0.0171Nm。A1=0.0605,B1=0.0171mNmm1=A1xm1+B1(1-xm1)=48.6208mNm提馏段:提馏段定性温度92.2下查得水的表面张力为为0.0597Nm,乙醇的表面张力为0.0161NmA2=59.7mNm,B2=16.1mNmm2=A2xm2+B2(1-xm2)=58.1655mNm2.5.6 液体的平均粘度L,m塔顶:在塔顶温度78.3下,查得水的黏度为0.364mPas,乙醇的黏度为0.439mPas。LD,m=0.439x1+0.364(1-x1)=0.4261mPas加料板:在加料板温
18、度85.7下,查得水的黏度为0.330mPas,乙醇的黏度为0.394mPas。LF,m=0.394xF+0.330(1-xF)=0.3374mPas塔底:在塔底温度98.8下,查得水的黏度为0.283mPas,乙醇的黏度为0.327mPas。LW,m=0.327xW+0.283(1-xW)=0.2830mPas精馏段:在精馏段定性温度82.0,下查得水的黏度为0.317mPas,乙醇的黏度为0.415mPas。L,m1=0.415xm1+0.317(1-xm2)=0.3438mPas提馏段:在提馏段定性温度92.2下,查得水的黏度为0.305mPas,乙醇的黏度为0.358mPasL,m2=
19、0.358xm2+0.305(1-xm2)=0.3069mPas2.6 汽液负荷计算2.6.1 精馏段气液负荷计算气相摩尔流率:V=R+1D=3+160.3=241.3kmolh气相体积流量:Vs=VMV,m13600V,m1=1.8105m3sVh=6517.9m3h液相回流摩尔流率:L=RD=181.0kmolh液相体积流量:Ls=LML,m13600L,m1=0.0019m3sLh=6.7352m3h2.6.2 提馏段汽液负荷计算气相摩尔流率:V=V=R+1D=241.3kmolh气相体积流量:Vs=VMV,m23600V,m2=1.7143m3sVh=6182.5m3h液相回流摩尔流率
20、:L=L+F=RD+F=634.1kmolh液相体积流量:Ls=LML,m13600L,m1=0.0035m3sLh=12.4595m3h2.7 塔及塔板主要工艺结构尺寸结构的计算2.7.1 塔径的设计计算初选塔板间距HT=450mm,及板上液层高度hL=50mm,则HT-hL=0.45-0.05=0.40m按Smith法求取允许的空塔气速umax(即泛点气速uF)LsVsL,m1V,m10.5=0.00191.8105839.7281.34030.5=0.0258LsVsL,m2V,m20.5=0.00351.7143947.17920.95860.5=0.0633查Smith通用关联图,得
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