化工设计大作业(课程设计)

《化工设计大作业(课程设计)》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工设计大作业(课程设计)（18页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。

1、化工工艺课程设计任务书设计题目： 常压甲醇水筛板精馏塔的设计 设计条件：常压 P=1atm（绝压）处理量：20kmol/h进料组成 0.2 馏出液组成 0.995釜液组成 0.005 （以上均为摩尔分率）加料热状况 q=1.0 塔顶全凝器 泡点回流 回流比 R=(1.12.0)Rmin单板压降 0.7kPa设计要求：1撰写一份设计说明书，包括：（1）概述（2）物料衡算（3）热量衡算（4）工艺设计要求（5）工艺条件表2.绘制图纸(1)设备尺寸图(2)管道方位图(3)部分零件结构图一 概述1 精馏操作对塔设备的要求和类型 对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两

2、相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容

3、易。 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。 板式塔类型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813 年)、筛板塔(1832 年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工

4、业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如 S 型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60，为浮阀塔的 80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015。 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30左右。筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较小(约 23)。 小孔筛板容易堵塞。2精馏塔的设

5、计步骤本设计按以下几个阶段进行： 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。 塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。 抄写说明书。 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送

6、至贮罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的 1.8倍。塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。二 物料衡算1 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为：32kg/kmol水的摩尔质量为： 18kg/kmolxf=0.2xd=0.995 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量Mf=320.2+18(1-0.2)=20.8kg/molMd=320.995+18(1-0.995)=31.93kg/mol则可知：原料的处理量：F=10*1000/24/20.8=20kmol/h根据 xd =0.995 xw=0.005由总物料衡算：F= D+W以及:

7、xfF= xd D+Wxw容易得出： D=3.94kmol/hW=16.06kmol/h 附：气液平衡图体系介绍甲醇水体系汽液平衡数据 (101.325kPa)：x00.05310.07670.09260.12570.13150.16740.18180.20830.2319y00.28340.40010.43530.48310.54550.55850.57750.62730.6485t/10092.990.388.986.685.083.282.381.680.2x0.28180.29090.33330.35130.46200.52920.59370.68490.77010.87411.00y

8、0.67750.68010.69180.73470.77560.79710.81830.84920.89620.91941.00t/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：5060708090100 甲醇760751743734725716 水988.1983.2977.8971.8965.3958.4 甲醇0.3500.3060.2770.2510.225 水0.4790.4140.3620.3210.288 甲醇18.7617.8216.9115.8214.89 水66.264.362.660.7

9、58.82塔板数的确定 理论板层数 NT的求取因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图 1-1）最小回流比及其操作回流比的求解：y=0.647，x=0.2Rmin=(xD-y)/(y-x)=(0.995-0.647)/(0.647-0.2)=0.16取操作回流比为：R=1.8Rmin=1.80.16=0.3a精馏塔的气、液相负荷L=RD=0.33.94=1.182kmol/hV=(R+1)D=1.33.94=5.122kmol/hL=L+F=1.182+20=21.182kmol/hV=V=5.122kmol/hb精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：y=L/Vx+D/Vxd=0

10、.231x+0.001提馏段操作线：y=L/VxW/Vxw=4.135x-0.016c图解法求理论塔板层数根据图一所示，可求得结果为总理论塔板数 NT为 8 块(包括再沸器)进料板位置 NF为自塔顶数起第 4 块 理论板层数 NT的求取精馏段实际塔板数 N精=3/60%=5 块提馏段实际塔板数 N提=5/60%=9 块三 热量衡算1 原料预热器原料加热：采用压强为 270.25kPa 的水蒸汽加热，温度为 130，冷凝温度至 130流体形式采用逆流加热 则Qm,h=500001000/(33024)=6313.13 kj/(kgK)同时有p,h,甲醇=2.48 kj/(kgK) Cp,h,水=

11、4.183 kj/(kgK)质量分数 xF=0.40根据上式可知：Cp c=2.480.4+4.1380.6=3.502kj/(kgK)设加热原料温度由 10到 85 则有：= Qm,hcp,cT=6313.133.50275=1.658106 kj/h选择传热系数 K=800 w/(m2K)则传热面积由下列公式计算：A=/（KTm） 其中 Tm=(T1T2)/ln(T1/T2)=76.49 K 故有：A=/（KTm）= 27.20 m2取安全系数为 0.8 则A实际=27.20/0.8=33.87 m2选择固定管板式换热器系列，规格为：采用加热管的直径为：252.5mm名称公称直径 Dg/m

12、m公称压力 Pg/MPa管程数 N管子根数 n规格5001.6152名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格-0.011933.8730002 塔顶全凝器甲醇的气化热 rQc=(R+1)Dr=(1.130+1)(89.0230.38/3600)1101= 1758.85kg/h冷凝塔顶产品由温度 67.0冷却到温度 40采用冷凝水由 20到 40 知道Tm=(T1T2)/ln(T1/T2)=23.33 K选择 K=800w/( m2K) 则有：A= Qc /(KTm)= 94.24m2取安全系数为 0.8实际面积 A=94.24/0.8=117.80 m2选择冷凝

13、器的系列：采用加热管的直径为：252.5mm名称公称直径 Dg/mm公称压力 Pg/MPa管程数 N管子根数 n规格6001.6254名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格0.0399117.0860003塔底再沸器塔底再沸器Qc=Vw r=(189.61225818.02)=2143.8kg/h塔釜产品由温度 103.2加热到温度 130Tm=130.0-103.2=26.8K选择 K=1000w/( m2K) 则有：A= Qc /(KTm)=78.00 m2取安全系数为 0.8 则有A实际=78.00/0.8=100.00 m2名称公称直径 Dg/mm公称压

14、力 Pg/MPa管程数 N管子根数 n规格6002.5242名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格0.0190100.0060004 产品冷却器产品冷却器假设产品从 67.0冷却到 40时冷却水从进口温度 15到 40时CH3OH ： Cp,c=2.48 Kj/kg KH2O ： Cp,c=4.183 Kj/kg K=Qm,c Cp,c T=89.0230.382.48(67-40)=1.811105kj/h取 K=600 w/( m2K)A=/KTm=(1.8111051000)/(60026.03600)=3.22 m2取安全系数为 0.8 则A实际=3.2

15、2/0.8=4.03 m2名称公称直径 Dg/mm公称压力 Pg/MPa管程数 N管子根数 n规格2732.532名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格0.0050100.003000四 工艺设计计算1 塔体工艺尺寸计算 由上面可知精馏段 L=1.182kmol/h V=5.122kmol/ha 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VS=VMVm/3600Vm=(1.18228.405)/(36001.01)=0.092m3/sLS=LMLm/3600Lm=(5.12224.655)/(3600819.1)=0.000428m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图查得 C20再求maxLVVuC 2 . 020)02. 0(CC 图的横坐标为 Flv=L/V(l/v)0.5=0.0162取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取 hL=0.05m，则 HT-hL=0.35 m史密斯关联图如下史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知