化工原理课程设计(doc 28页).docx

28甲醇-水二元筛板精馏塔设计化 工 原 理 课 程 设 计 任 务 书 生产能力：11700t/年年工作日：300天 进料组成0.55 馏出液组成0.98 釜液组成0.035 （以上均为摩尔分率）压力：常压进料加料热状况 q=1.0 塔顶全凝器 泡点回流 回流比 1.9Rmin 单板压降 0.7kPa一概要1.精馏与塔设备简介蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。 蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。2. 筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。体系介绍甲醇水体系汽液平衡数据 (101.325kPa)： 表2-1x00.05310.07670.09260.12570.13150.16740.18180.20830.2319y00.28340.40010.43530.48310.54550.55850.57750.62730.6485t/10092.990.388.986.685.083.282.381.680.2x0.28180.29090.33330.35130.46200.52920.59370.68490.77010.87411.00y0.67750.68010.69180.73470.77560.79710.81830.84920.89620.91941.00t/78.077.876.776.273.872.771.370.068.066.964.7甲醇、水密度、粘度、表面张力在不同温度下的值：表2-25060708090100甲醇760751743734725716水988.1983.2977.8971.8965.3958.4µ甲醇0.3500.3060.2770.2510.225µ水0.4790.4140.3620.3210.288甲醇18.7617.8216.9115.8214.89水66.264.362.660.758.8二、设计说明书蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离苯-甲苯混合物体系应采用连续精馏过程。蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。三设计计算书1.设计参数的确定1.1进料热状态根据设计要求，泡点进料，q1。1.2加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2（温度130）间接水蒸汽加热。1.3 塔顶冷凝水的选择 采用深井水，温度t121.4回流比（R）的选择实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L，V增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：R（1.22）Rmin。2.理论塔板数的计算、实际板数的确定及热量衡算2.1理论板数计算2.1.1物料衡算已知进料量为11700t/年，进料组成XF0.55，进料q1一天以24小时计，则每小时的产量为1625kg/小时，化为摩尔量为Xf=/设计要求：XD0.98，Xw=0.035衡算方程 ： 2.1.2 相对挥发度的确定sat=A-（）顶=4.13 底=3.54= =3.82Xe=0.55代入公式的：（Xe,Ye）=(0.55,0.824)2.1.3Rmin的确定2.1.4精馏段操作线方程的确定精馏段操作线方程：2.1.5精馏段和提馏段气液流量的确定已知 D38.15kmol/h R1.138精馏段：LRD0.0121kmol/s V（R1）D0.023kmol/s提馏段：LLqF0.032kmol/s VV（1q）FV0.023kmol/s2.1.6提馏段操作线方程的确定提馏段操作线方程：采用逐板计算法： XD=y1=0.98 x1=0.928 y2=0.952 x2=0.839 y3=0.904 x3=0.711 y4=0.836 x4=0.572 y5=0.762 x5=0.456<0.55因x5<xq，第五块上升的气相组成由提馏段操作方程计算， y6=0.621 x6=0.300 y7=0.404 x7=0.151 y8=0.197 x8=0.060 y9=0.070 x9=0.020<0.035所需总理论板数为9块，第5块板为加料板，精馏段需4块板。全塔效率：3.2热量衡算3.2.1比热容及汽化热的计算 表3.2.1-1比热容（kj/kmol.k)60708090100甲醇88.394.29101.3水75.29475.36675.5175.67275.816汽化潜热 T6080100甲醇（kj/kg）112810701030 T62646668水(j/mol)42329422414215342065(1)塔顶温度td =65.05时，内插法求得 同理可分别求出：(3)进料塔温度tF=72.25时，比热容(3)塔底温度tw=96.76时，比热容(4)塔顶温度下的汽化潜热根据内插法：td =65.06 3.2.2热量衡算（1）0时塔顶上升的热量，塔顶0为基准（2）回流液的热量 td =65.05 (3)塔顶馏出液热量 (4)进料热(5)塔底残液热(6)冷凝管消耗热(7)再沸器提供热：塔釜热损失10%。即即实际热负荷：计算得： 表3.2.2-1热量衡算结果项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热容kj/kmol.k84.51-89.5276.614-热量Q（kj/h）2043282.783026442.6271155016.582902638.0693040814.4984精馏塔工艺条件计算4.1操作压强的选择 应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。塔顶压力P顶=101.3=101.3kPa 单板压降P=0.7kPa进料板压力pF=101.3+0.7*9=107.6kPa塔底压力pw=101.3+0.7*20=115.3kPa精馏段平均压力pm=(101.3+107.6)/2=104.45kPa提留段平均压力pm' =(107.6+115.3)/2=111.45kPa4.2操作温度的计算利用汽液平衡数据利用数值插值法确定进料温度tF、塔顶温度tD、塔底温度tW塔顶温度： tD=65.05 进料温度： tF=72.25塔底温度： tW=96.76精馏段平均温度：t1=69.15提溜段平均温度：t2=85.514.3塔内物料平均分子量、流量及密度的计算4.3.1 密度及流量甲醇分子量为：32.04kg/kmol (Ma)水的分子量为：18.01 kg/kmol (Mb)加料甲醇含量：x=0.685(质量分数) 塔底甲醇含量：x=0.061（质量分数） 塔顶甲醇含量：x=0.898（质量分数）、精馏段精馏段平均温度：69.15精馏段平均液相组成：精馏段平均汽相组成：精馏段液相平均分子量：精馏段气相平均分子量：液相密度：气相密度：液相流量：气相流量：、提馏段提馏段平均温度：85.51提馏段平均液相组成：提馏段平均气相组成：提馏段液相平均分子量：提馏段气相平均分子量： 液相密度：气相密度：液相流量：气相流量：4.4塔径的确定4.4.1精馏段欲求塔径应先求出空塔气速 u安全系数×umax 功能参数：取塔板间距=0.45m，板上液层高度，那么分离空间：- h1=0.45-0.06=0.39m 图4.4.1-1从史密斯关联图查得：，由于圆整得 D=0.8m塔截面积：实际空塔气速：4.4.2提馏段功能参数：取塔板间距=0.45m，板上液层高度，那么分离空间：- h1=0.45-0.06=0.39m从史密斯关联图查得：，由于 圆整取： D'=0.8m塔截面积：空塔气速：4.5塔有效高度精馏段有效高度 提馏段有效高度从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米所以应多加高(0.7-0.45)×20/7=0.75mZ=+=3.6+4.5+0.75=8.85m4.6整体塔高(1)塔顶空间HD取HD=1.6=0.72m加一人孔0.6米,共为1.32m(2)塔底空间塔底储液高度依停留4min而定m取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m，中间开一直径为0.6米的人孔 1+0.3876=1.3876m设置裙座H1=2.4m(3)整体塔高5.塔板主要工艺参数确定5.1溢流装置选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰。5.1.1堰长lw取堰长lw=0.661D,lw=0.529m5.1.2出口堰高hw 查图可知 E=1.02hwhLhow 其中 h，得how=0.00603m ，how= 0.0073m hw取0.0540m hw'取0.0527m5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af查图知 m精馏段： 验算液体在降液管内停留时间 提镏段：验算液体在降液管内停留停留时间>5s 故降液管尺寸可用。5.1.4降液管底隙高度，取则精馏段：提镏段：故降液管底隙高度设计合理5.2塔板布置及筛孔数目与排列5.2.1塔板的分块D800mm，故塔板采用分层，查表塔板分为3块。5.2.2边缘区宽度确定取5.2.3开孔区面积计算5.2.4筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为开孔率为=0.907筛孔数目n为个 精馏段气体通过阀孔的气速:提馏段气体通过阀孔的气速: 6.1.4气体通过每层塔板的液柱高可按下计算精馏段=0.0331+0.0372+0.00210=0.0724m液柱 提馏段=0.0232+0.039+0.00339=0.0656m液柱6.4漏液的验算筛板塔,漏液点气速带入数据得：精馏段，提馏段实际孔速:精馏段,提馏段，稳定系数:精馏段，提馏段均大于1.5小于2,所以设计无明显液漏符合要求.6.5液泛的验算为防止塔内发生液泛,降液管内清液层高Hd()对于设计中的甲醇-水体系=0.5, Hd0.5=0.252m由于板上不设进口堰精馏段液柱提馏段所以不会发生淹泛现象以上各项流力学验算可认为精馏段、提溜段塔径及各项工艺尺寸是适合的。7.5液泛线Hd=()由，得其中带入数据精馏段 提馏段所以精馏段提馏段7.2-3精馏段2.541.610.990.08提馏段2.492.201.560.668. 辅助设备及零件设计8.1塔顶冷凝器（列管式换热器）甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式8.1.1.1估计换热面积甲醇-水冷凝蒸汽的数据tD=65.05冷凝蒸汽量：由于甲醇摩尔分数为0.98,所以可以忽略水的冷凝热,r=1100.18KJ/kg 冷凝水始温为12，取冷凝器出口水温为20，在平均温度物性数据如下（甲醇在膜温40.3下，水在平均温度16下）（kg/m3）Cp(KJ/k.)kg(s.m)(w/(m.)甲醇-水1.1562.59645×10-50.1888水998.84.18621111×10-50.5887a. 设备的热参数：b水的流量：c平均温度差：根据“传热系数K估计表”取K=2000W/(m2.) 传热面积的估计值为：安全系数取1.2 换热面积A=1.2*8.21=9.852m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s管数：个管长：取管心距壳体直径取600mm折流板：采用弓形折流板取折流板间距B=200mm由上面计算数据，选型如下：公称直径D/mm600管子尺寸/mm25公称压力 PN/（MPa）1.6管子长l/m1.7管程数Np2管数n/根77壳程数Ns1管心距t/mm31.25管子排列正三角排列核算管程、壳程的流速及Re:（一）管程流通截面积：管内水的流速（二）壳程流通截面积： 取=10壳内甲醇-水流速 当量直径 8.1.1.2计算流体阻力管程流体阻力设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005,查得摩擦系数=0.022 符合一般要求壳程流体阻力 Re=417.08<500，故管子排列为正三角形排列，取F=0.5挡板数块 代入得 取污垢校正系数F=1.0故管壳程压力损失均符合要求8.1.1.3计算传热系数管程对流给热系数膜的雷诺数所以为垂直湍流管=0.56×104壳程对流给热系数Re=417.08Pr0=8=0.36=837.8计算传热系数取污垢热阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW以管外面积为基准 则K=2.357kW/(m2.)计算传热面积 A=m2所选换热器实际面积为A=n=8.22m2裕度所选换热器合适釜式再沸器：计算热负荷：考虑到5%的热损失后 选用0.2MPa饱和水蒸气加热，因两侧均为恒温相变 取传热系数K=1000W/（m2.K）估算传热面积取安全系数0.8，实际传热面积A=60.47/0.8=75.58m2原料预热器原料加热：采用压强为270.25kPa的饱和水蒸汽加热，温度为130，冷凝温度至130流体形式，采用逆流加热 查表Cp甲醇=2.87 kJ/(kgK) Cp水=4.19kJ/(kgK)摩尔分数 xF=0.55根据上式可知：Cpc=2.87×0.55+4.19×0.45=3.464kJ/(kgK)设加热原料温度由20到72.25 考虑到5%的热损失后选择传热系数K=800 w/(m2K)计算传热面积：取安全系数为0.8 A实际=1.40/0.8=1.75m28.2.2釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度uw=1.6m/s则经圆整选取热轧无缝钢管，规格：20mm2.5mm 8.2.3回流液管回流液体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管，规格：30mm2.5mm 8.2.4再沸器蒸汽进口管V=0.023×18/0.65=0.637设蒸汽流速为23m/s, 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：325mm12.5mm 8.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管V=0.023×32.04/1.147=0.64设蒸汽流速为20m/s, 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：426m13mm m 8.2.6冷凝水管深井水温度为12，水的物性数据：=999.4kg/m3,=1.2363,深井水的质量流率，取流速为2m/s管径选取 159×4.5mm热轧无缝钢管实际流速为8.3冷凝水泵雷诺数取=0.01，,查图摩擦系数=0.0315各管件及阀门阻力系数如下:名称水管入口进口阀90·弯头×4半开型球阀0.560.75×49.5设管长为5米,=4.44扬程 取20m 流量选择IS100-65-250型离心泵,参数为流量V=120,扬程,H=74.5m转速泵效率,=73%轴功率Na=33.3kW9.设计结果汇总筛板塔设计计算结果及符号汇总表参数符号参数名称精馏段提馏段T m (C)平均温度69.1585.51P m (kpa)平均压力104.45111.45M Lm(kg/kmol)液相平均摩尔质量28.7122.10M Vm(g/kmol)气相平均摩尔质量30.5424.54lm (kg/m)液相平均密度783.809871.637vm (kg/m)气相平均密度1.090.899m (dyn/cm)液体平均表面张力20.21536.225m (mpa·s)液体平均粘度0.3360.317Vs(m/s)气相流量0.6440.627Ls (m/s)液相流量0.0004430.000811N实际塔板数911Z( m)有效段高度D(m)塔径0.80.8H T(m)板间距0.450.45 (m)板厚0.0030.003溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l W (m)堰长0.5290.529h W (m)堰高0.05400.0527hl (m)板上液层高度0.060.06h OW (m)堰上液层高度0.006030.0073h O (m)降液管底隙高度0.0120.022W d (m)降液管宽度0.09920.0992W s (m)安定区宽度0.0650.065W c (m)边缘区高度0.0350.035Aa (m)有效传质面积0.3510.351A T (m)塔横截面积0.50240.5024A f (m)降液区面积0.0360.036A O （m）筛孔面积0.03550.0355d O（m）筛孔直径0.0050.005t（m）孔中心距0.0150.015n筛孔数目18061806（%）开孔率10.110.1U （m/s）空塔气速1.2821.248安全系数0.70.7U O（ （m/s）筛孔气速18.1417.66K稳定系数1.731.55H c （m液柱）干板阻力0.03310.00232H l （m液柱）液体有效阻力Hl0.03720.0390H（m液柱）液体表面张力阻力0.002100.00339H p （m液柱）总阻力0.07240.0656P（pa）每层塔板压降556.70560.93 (s)停留时间36.5627.79ev (0.1kg液/kg干气)液沫夹带量0.0370.019液泛合格合格漏液合格合格E液流收缩系数1.021.02C O孔流系数0.840.84液层充气系数0.620.62相对泡沫密度0.50.5F LV两项流动参数0.052520.1269C液泛气相负荷因子0.08070.0708Fa气相动能因子1.5281.4410. 参考文献及设计手册1.管国锋.赵汝溥.化工原理（第二版），北京:化学工业出版社，2003. 2.汤金石等 化工过程及设备课程设计 北京：化学工业出版设，19983.国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册（上、下），北京:化学工业出版社，1996.4.贾绍义，柴诚敬。化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计），天津:天津大学版社，2002， 5.王国胜。化工原理课程设计，大连:大连理工大学出版社，20066.姚玉英,陈常贵, 柴诚敬.化工原理（上、下册），天津:天津大学出版社，20037.谭天恩，窦梅，周明华 等编著. 化工原理(第三版)，北京:化学工业出版社，2006.8.陈英南，刘玉兰. 常用化工单元设备的设计.上海:华东理工大学出版社,20059.柴诚敬，王军.张缨.化工原理课程设计，天津科学技术出版社，天津:2006.10.刘雪暖 汤景凝等 化工原理课程设计 山东：石油大学出版社，2001四设计感想 进行了整整两周的化工原理课程设计终于告一段落，对我自己而言两周的辛勤劳动是收获颇丰的。总结于下：1. 对化工设计有了比较深刻的认识，在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行了计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识。平常的学习总会有题设的条件，省去了我们很多劳动，但在设计中大量用到了物性数据是我们需要自己去查取的。我学会了去互联网上查取这些数据，如在中科院过程工程研究所的数据库中就有许多我们所需要的数据。2. 设计中我学会了离开老师进行自主学习，参看多本指导书，还查阅了一些超星图书馆中的资料。这样的设计让我从中获得了一些自信，觉得专业还是学了不少东西的，至少学会了一种研究的方法，将来工作中或学习遇到了什么困难或从未接触过的领域，我也不再会感到畏惧。因为我已经有了一定的自主研究的能力，我能通过自学慢慢的将问题化解。3. 设计帮助我更好的熟悉了WORD、EXCEL、CAD的操作。平常天天用电脑上网，进行些娱乐活动，真正这些实用的软件却触碰的很少，虽然以前有学过但隔的时间也比较久了，大多都淡忘了。设计中需要用到CAD画理论塔板数，但我去网上寻找到了另外一个数学公式画图软件，可以直接将公式转换成图像，也挺好用的，算是个小创新把。逐板计算中我发现自己光用计算器算起来太繁琐了而且正确率也让人质疑，我想起了我们学过的c+编程，真的只需要短短的一个程序就能将问题很快的解决。忽然发现一个好工程师应该知识渊博，因为很多学科对他都是很有帮助的。我现在还处在一个学习知识的阶段一个接受新事物的黄金阶段，以前认为的计算机过了级拿到证书就了事的想法真的很幼稚，那些知识在今天还都能够用上，为了今后不再有今天这样的遗憾，我决定今后更加扎实的学习，拓宽自己的知识面。后来还是用excel添加公式然后循环拖放将所有板上的气液组成算出来了。4. 设计教会了我耐心，很多地方都是需要先假设数据，再验算，不符合时再调整数据重新进行验算。很多地方我都不得不重复的算上好几遍，而且大量繁琐的计算要求我必须克服毛躁的毛病，计算必须准确到位才能更快的完成设计任务。5. 由于时间比较有限，塔釜的再沸器和进料的预热器的计算只能略去了，可能还存在一些问题，恳请老师指正。 第 28 页 共 28 页