化工原理課程設(shè)計(doc 28頁)

1、28甲醇-水二元篩板精餾塔設(shè)計化 工 原 理 課 程 設(shè) 計 任 務(wù) 書 生產(chǎn)能力：11700t/年年工作日：300天 進料組成0.55 餾出液組成0.98 釜液組成0.035 （以上均為摩爾分率）壓力：常壓進料加料熱狀況 q=1.0 塔頂全凝器 泡點回流 回流比 1.9Rmin 單板壓降 0.7kPa一概要1.精餾與塔設(shè)備簡介蒸餾是分離液體混合物的一種方法，是傳質(zhì)過程中最重要的單元操作之一，蒸餾的理論依據(jù)是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其探發(fā)性能不同（或沸點不同）來實現(xiàn)分離目的。在工業(yè)中，廣泛應用精餾方法分離液體混合物，從石油工業(yè)、酒精工業(yè)直至焦油分離，基本有機

2、合成，空氣分離等等，特別是大規(guī)模的生產(chǎn)中精餾的應用更為廣泛。 蒸餾按操作可分為簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾等多種方式。按原料中所含組分數(shù)目可分為雙組分蒸餾及多組分蒸餾。按操作壓力則可分為常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾。此外，按操作是否連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾。2. 篩板塔在十九世紀初已應用與工業(yè)裝置上，但由于對篩板的流體力學研究很少，被認為操作不易掌握，沒有被廣泛采用。體系介紹甲醇水體系汽液平衡數(shù)據(jù) (101.325kPa)： 表2-1x00.05310.07670.09260.12570.13150.16740.18180.20830.2319y00.28340.40010.43530

3、.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、表面張力在不同溫度下的值：表2-25060708090100甲醇760751

4、743734725716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、設(shè)計說明書蒸餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活、適應性強等優(yōu)點，但適合于小規(guī)模、多品種或多組分物系的初步分離。故分離苯-甲苯混合物體系應采用連續(xù)精餾過程。蒸餾是通過物料在塔

5、內(nèi)的多次部分氣化與多次部分冷凝實現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻劑中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器-全凝器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便準確控制回流比。三設(shè)計計算書1.設(shè)計參數(shù)的確定1.1進料熱狀態(tài)根據(jù)設(shè)計要求，泡點進料，q1。1.2加熱方式精餾塔的設(shè)計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應；由于甲醇-水體系中，甲醇是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，水為重組分由塔底排出。所以本設(shè)計應采用再沸器提供熱量，采用3kgf/cm2（溫度130）間接水蒸汽加熱。1.3 塔頂冷凝水的選擇 采用深井水，溫度t121.4回流比（R）的選擇實

6、際操作的R必須大于Rmin，但并無上限限制。選定操作R時應考慮，隨R選值的增大，塔板數(shù)減少，設(shè)備投資減少，但因塔內(nèi)氣、液流量L，V，L，V增加，勢必使蒸餾釜加熱量及冷凝器冷卻量增大，耗能增大，既操作費用增大。若R值過大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設(shè)備投資也隨之有所增大。其設(shè)備投資操作費用與回流比之間的關(guān)系如下圖所示?？傎M用最低點對應的R值稱為最佳回流比。設(shè)計時應根據(jù)技術(shù)經(jīng)濟核算確定最佳R值，常用的適宜R值范圍為：R（1.22）Rmin。2.理論塔板數(shù)的計算、實際板數(shù)的確定及熱量衡算2.1理論板數(shù)計算2.1.1物料衡算已知進料量為11700t/年，進料組成XF0.55，進料q1一天以24小

7、時計，則每小時的產(chǎn)量為1625kg/小時，化為摩爾量為Xf=/設(shè)計要求：XD0.98，Xw=0.035衡算方程 ： 2.1.2 相對揮發(fā)度的確定sat=A-（）頂=4.13 底=3.54= =3.82Xe=0.55代入公式的：（Xe,Ye）=(0.55,0.824)2.1.3Rmin的確定2.1.4精餾段操作線方程的確定精餾段操作線方程：2.1.5精餾段和提餾段氣液流量的確定已知 D38.15kmol/h R1.138精餾段：LRD0.0121kmol/s V（R1）D0.023kmol/s提餾段：LLqF0.032kmol/s VV（1q）FV0.023kmol/s2.1.6提餾段操作線方程

8、的確定提餾段操作線方程：采用逐板計算法： 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，第五塊上升的氣相組成由提餾段操作方程計算， 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所需總理論板數(shù)為9塊，第5塊板為加料板，精餾段需4塊板。全塔效率：3.2熱量衡算3.2.1比熱容及汽化熱的計算 表3.2.1-1比熱容（

9、kj/kmol.k)60708090100甲醇88.394.29101.3水75.29475.36675.5175.67275.816汽化潛熱 T6080100甲醇（kj/kg）112810701030 T62646668水(j/mol)42329422414215342065(1)塔頂溫度td =65.05時，內(nèi)插法求得 同理可分別求出：(3)進料塔溫度tF=72.25時，比熱容(3)塔底溫度tw=96.76時，比熱容(4)塔頂溫度下的汽化潛熱根據(jù)內(nèi)插法：td =65.06 3.2.2熱量衡算（1）0時塔頂上升的熱量，塔頂0為基準（2）回流液的熱量 td =65.05 (3)塔頂餾出液熱量

10、(4)進料熱(5)塔底殘液熱(6)冷凝管消耗熱(7)再沸器提供熱：塔釜熱損失10%。即即實際熱負荷：計算得： 表3.2.2-1熱量衡算結(jié)果項目進料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱容kj/kmol.k84.51-89.5276.614-熱量Q（kj/h）2043282.783026442.6271155016.582902638.0693040814.4984精餾塔工藝條件計算4.1操作壓強的選擇 應該根據(jù)處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性原則。對熱敏物料，一般采用減壓操作，可使相對揮發(fā)度增大，利于分離，但壓力減小，導致塔徑增加，要使用抽空設(shè)備。對于物性無特殊要求的采用常壓

11、操作。塔頂壓力P頂=101.3=101.3kPa 單板壓降P=0.7kPa進料板壓力pF=101.3+0.7*9=107.6kPa塔底壓力pw=101.3+0.7*20=115.3kPa精餾段平均壓力pm=(101.3+107.6)/2=104.45kPa提留段平均壓力pm' =(107.6+115.3)/2=111.45kPa4.2操作溫度的計算利用汽液平衡數(shù)據(jù)利用數(shù)值插值法確定進料溫度tF、塔頂溫度tD、塔底溫度tW塔頂溫度： tD=65.05 進料溫度： tF=72.25塔底溫度： tW=96.76精餾段平均溫度：t1=69.15提溜段平均溫度：t2=85.514.3塔內(nèi)物料平均

12、分子量、流量及密度的計算4.3.1 密度及流量甲醇分子量為：32.04kg/kmol (Ma)水的分子量為：18.01 kg/kmol (Mb)加料甲醇含量：x=0.685(質(zhì)量分數(shù)) 塔底甲醇含量：x=0.061（質(zhì)量分數(shù)） 塔頂甲醇含量：x=0.898（質(zhì)量分數(shù)）、精餾段精餾段平均溫度：69.15精餾段平均液相組成：精餾段平均汽相組成：精餾段液相平均分子量：精餾段氣相平均分子量：液相密度：氣相密度：液相流量：氣相流量：、提餾段提餾段平均溫度：85.51提餾段平均液相組成：提餾段平均氣相組成：提餾段液相平均分子量：提餾段氣相平均分子量： 液相密度：氣相密度：液相流量：氣相流量：4.4塔徑的確

13、定4.4.1精餾段欲求塔徑應先求出空塔氣速 u安全系數(shù)×umax 功能參數(shù)：取塔板間距=0.45m，板上液層高度，那么分離空間：- h1=0.45-0.06=0.39m 圖4.4.1-1從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于圓整得 D=0.8m塔截面積：實際空塔氣速：4.4.2提餾段功能參數(shù)：取塔板間距=0.45m，板上液層高度，那么分離空間：- h1=0.45-0.06=0.39m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于 圓整取： D'=0.8m塔截面積：空塔氣速：4.5塔有效高度精餾段有效高度 提餾段有效高度從塔頂開始每隔7塊板開一個人孔，其直徑為0.6米,開人孔的兩塊板間距取0.7米所以應多加高

14、(0.7-0.45)×20/7=0.75mZ=+=3.6+4.5+0.75=8.85m4.6整體塔高(1)塔頂空間HD取HD=1.6=0.72m加一人孔0.6米,共為1.32m(2)塔底空間塔底儲液高度依停留4min而定m取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間開一直徑為0.6米的人孔 1+0.3876=1.3876m設(shè)置裙座H1=2.4m(3)整體塔高5.塔板主要工藝參數(shù)確定5.1溢流裝置選用單溢流弓形管降液管，不設(shè)進口堰。5.1.1堰長lw取堰長lw=0.661D,lw=0.529m5.1.2出口堰高hw 查圖可知 E=1.02hwhLhow 其中 h，得how=0.0060

15、3m ，how= 0.0073m hw取0.0540m hw'取0.0527m5.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af查圖知 m精餾段： 驗算液體在降液管內(nèi)停留時間 提鎦段：驗算液體在降液管內(nèi)停留停留時間>5s 故降液管尺寸可用。5.1.4降液管底隙高度，取則精餾段：提鎦段：故降液管底隙高度設(shè)計合理5.2塔板布置及篩孔數(shù)目與排列5.2.1塔板的分塊D800mm，故塔板采用分層，查表塔板分為3塊。5.2.2邊緣區(qū)寬度確定取5.2.3開孔區(qū)面積計算5.2.4篩孔計算及其排列物系無腐蝕性，選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為開孔率為=0.907篩孔數(shù)目n為個

16、 精餾段氣體通過閥孔的氣速:提餾段氣體通過閥孔的氣速: 6.1.4氣體通過每層塔板的液柱高可按下計算精餾段=0.0331+0.0372+0.00210=0.0724m液柱 提餾段=0.0232+0.039+0.00339=0.0656m液柱6.4漏液的驗算篩板塔,漏液點氣速帶入數(shù)據(jù)得：精餾段，提餾段實際孔速:精餾段,提餾段，穩(wěn)定系數(shù):精餾段，提餾段均大于1.5小于2,所以設(shè)計無明顯液漏符合要求.6.5液泛的驗算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)清液層高Hd()對于設(shè)計中的甲醇-水體系=0.5, Hd0.5=0.252m由于板上不設(shè)進口堰精餾段液柱提餾段所以不會發(fā)生淹泛現(xiàn)象以上各項流力學驗算可認為精餾

17、段、提溜段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。7.5液泛線Hd=()由，得其中帶入數(shù)據(jù)精餾段 提餾段所以精餾段提餾段7.2-3精餾段2.541.610.990.08提餾段2.492.201.560.668. 輔助設(shè)備及零件設(shè)計8.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）甲醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式8.1.1.1估計換熱面積甲醇-水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)tD=65.05冷凝蒸汽量：由于甲醇摩爾分數(shù)為0.98,所以可以忽略水的冷凝熱,r=1100.18KJ/kg 冷凝水始溫為12，取冷凝器出口水溫為20，在平均溫度物性數(shù)據(jù)如下（甲醇在膜溫40.3下，水在平均溫度16下）（kg/m3）Cp(KJ/k.)kg(s.

18、m)(w/(m.)甲醇-水1.1562.59645×10-50.1888水998.84.18621111×10-50.5887a. 設(shè)備的熱參數(shù)：b水的流量：c平均溫度差：根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計表”取K=2000W/(m2.) 傳熱面積的估計值為：安全系數(shù)取1.2 換熱面積A=1.2*8.21=9.852m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s管數(shù)：個管長：取管心距殼體直徑取600mm折流板：采用弓形折流板取折流板間距B=200mm由上面計算數(shù)據(jù)，選型如下：公稱直徑D/mm600管子尺寸/mm25公稱壓力 PN/（MPa）1.6管子長l/m1.7管程數(shù)Np2管數(shù)n/

19、根77殼程數(shù)Ns1管心距t/mm31.25管子排列正三角排列核算管程、殼程的流速及Re:（一）管程流通截面積：管內(nèi)水的流速（二）殼程流通截面積： 取=10殼內(nèi)甲醇-水流速 當量直徑 8.1.1.2計算流體阻力管程流體阻力設(shè)管壁粗糙度為0.1mm，則/d=0.005,查得摩擦系數(shù)=0.022 符合一般要求殼程流體阻力 Re=417.08<500，故管子排列為正三角形排列，取F=0.5擋板數(shù)塊 代入得 取污垢校正系數(shù)F=1.0故管殼程壓力損失均符合要求8.1.1.3計算傳熱系數(shù)管程對流給熱系數(shù)膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管=0.56×104殼程對流給熱系數(shù)Re=417.08Pr0=8=

20、0.36=837.8計算傳熱系數(shù)取污垢熱阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW以管外面積為基準 則K=2.357kW/(m2.)計算傳熱面積 A=m2所選換熱器實際面積為A=n=8.22m2裕度所選換熱器合適釜式再沸器：計算熱負荷：考慮到5%的熱損失后 選用0.2MPa飽和水蒸氣加熱，因兩側(cè)均為恒溫相變 取傳熱系數(shù)K=1000W/（m2.K）估算傳熱面積取安全系數(shù)0.8，實際傳熱面積A=60.47/0.8=75.58m2原料預熱器原料加熱：采用壓強為270.25kPa的飽和水蒸汽加熱，溫度為130，冷凝溫度至130流體形式，采用逆流加熱 查表Cp甲醇=2.87 kJ/(kgK) C

21、p水=4.19kJ/(kgK)摩爾分數(shù) xF=0.55根據(jù)上式可知：Cpc=2.87×0.55+4.19×0.45=3.464kJ/(kgK)設(shè)加熱原料溫度由20到72.25 考慮到5%的熱損失后選擇傳熱系數(shù)K=800 w/(m2K)計算傳熱面積：取安全系數(shù)為0.8 A實際=1.40/0.8=1.75m28.2.2釜殘液出料管釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度uw=1.6m/s則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：20mm2.5mm 8.2.3回流液管回流液體積流量利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：30mm2.5mm 8.2.4再沸器蒸汽

22、進口管V=0.023×18/0.65=0.637設(shè)蒸汽流速為23m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：325mm12.5mm 8.2.5 塔頂蒸汽進冷凝器出口管V=0.023×32.04/1.147=0.64設(shè)蒸汽流速為20m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：426m13mm m 8.2.6冷凝水管深井水溫度為12，水的物性數(shù)據(jù)：=999.4kg/m3,=1.2363,深井水的質(zhì)量流率，取流速為2m/s管徑選取 159×4.5mm熱軋無縫鋼管實際流速為8.3冷凝水泵雷諾數(shù)取=0.01，,查圖摩擦系數(shù)=0.0315各管件及閥門阻力系數(shù)如下:名稱水管入口進口閥9

23、0·彎頭×4半開型球閥0.560.75×49.5設(shè)管長為5米,=4.44揚程 取20m 流量選擇IS100-65-250型離心泵,參數(shù)為流量V=120,揚程,H=74.5m轉(zhuǎn)速泵效率,=73%軸功率Na=33.3kW9.設(shè)計結(jié)果匯總篩板塔設(shè)計計算結(jié)果及符號匯總表參數(shù)符號參數(shù)名稱精餾段提餾段T m (C)平均溫度69.1585.51P m (kpa)平均壓力104.45111.45M Lm(kg/kmol)液相平均摩爾質(zhì)量28.7122.10M Vm(g/kmol)氣相平均摩爾質(zhì)量30.5424.54lm (kg/m)液相平均密度783.809871.637vm (

24、kg/m)氣相平均密度1.090.899m (dyn/cm)液體平均表面張力20.21536.225m (mpa·s)液體平均粘度0.3360.317Vs(m/s)氣相流量0.6440.627Ls (m/s)液相流量0.0004430.000811N實際塔板數(shù)911Z( m)有效段高度D(m)塔徑0.80.8H T(m)板間距0.450.45 (m)板厚0.0030.003溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l(wèi) W (m)堰長0.5290.529h W (m)堰高0.05400.0527hl (m)板上液層高度0.060.06h OW (m)堰上液層高度0.00603

25、0.0073h O (m)降液管底隙高度0.0120.022W d (m)降液管寬度0.09920.0992W s (m)安定區(qū)寬度0.0650.065W c (m)邊緣區(qū)高度0.0350.035Aa (m)有效傳質(zhì)面積0.3510.351A T (m)塔橫截面積0.50240.5024A f (m)降液區(qū)面積0.0360.036A O （m）篩孔面積0.03550.0355d O（m）篩孔直徑0.0050.005t（m）孔中心距0.0150.015n篩孔數(shù)目18061806（%）開孔率10.110.1U （m/s）空塔氣速1.2821.248安全系數(shù)0.70.7U O（ （m/s）篩孔氣速1

26、8.1417.66K穩(wěn)定系數(shù)1.731.55H c （m液柱）干板阻力0.03310.00232H l （m液柱）液體有效阻力Hl0.03720.0390H（m液柱）液體表面張力阻力0.002100.00339H p （m液柱）總阻力0.07240.0656P（pa）每層塔板壓降556.70560.93 (s)停留時間36.5627.79ev (0.1kg液/kg干氣)液沫夾帶量0.0370.019液泛合格合格漏液合格合格E液流收縮系數(shù)1.021.02C O孔流系數(shù)0.840.84液層充氣系數(shù)0.620.62相對泡沫密度0.50.5F LV兩項流動參數(shù)0.052520.1269C液泛氣相負荷因

27、子0.08070.0708Fa氣相動能因子1.5281.4410. 參考文獻及設(shè)計手冊1.管國鋒.趙汝溥.化工原理（第二版），北京:化學工業(yè)出版社，2003. 2.湯金石等 化工過程及設(shè)備課程設(shè)計 北京：化學工業(yè)出版設(shè)，19983.國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設(shè)計院.化工工藝設(shè)計手冊（上、下），北京:化學工業(yè)出版社，1996.4.賈紹義，柴誠敬?；ぴ碚n程設(shè)計（化工傳遞與單元操作課程設(shè)計），天津:天津大學版社，2002， 5.王國勝。化工原理課程設(shè)計，大連:大連理工大學出版社，20066.姚玉英,陳常貴, 柴誠敬.化工原理（上、下冊），天津:天津大學出版社，20037.譚天恩，竇梅，周明華 等編著. 化工原理(第三版)，北京:化學工業(yè)出版社，2006.8.陳英南，劉玉蘭. 常用化工單元設(shè)備的設(shè)計.上海:華東理工大學出版社,20059.柴誠敬，王軍.張纓.化工原理課程設(shè)計，天津科學技術(shù)出版社，天津:2006.10.劉雪暖 湯景凝等 化工原理課程設(shè)計 山東：石油大學出版社，2001四設(shè)計感想 進行了整整兩周的化工原理課程設(shè)