设备管理_化工原理课程设计任务书

化工原理课程设计任务书一 设计题目 浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计二 工艺条件生产能力：13200吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：50%甲醇，50%水（质量分率，下同）产品组成：馏出液 98%甲醇，釜液0.8%甲醇操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比： 自选三 设计内容1 确定精馏装置流程，绘出流程示意图、塔器设备图。2 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3 主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4 流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5 主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。四 设计结果总汇五 主要符号说明六 参考文献一、 装置流程图二、 工艺参数的确定1. 物料衡算生产能力为13200吨/年，进料甲醇组成为50%（m），馏出液 98%甲醇，釜液0.8%甲醇。甲醇M1=32.0/kmol,水M2=18.0kg/kmol.Xf=(0.5/32)/(0.5/32+0.5/18)=0.36 Xd=(0.98/32)/(0.98/32+0.02/18)=0.965 Xw=(0.8%/32)/(0.8%/32+99.2%/18)=0.45%料液平均摩尔量M=32*0.36+18*0.64=23.04kg/kmol料液流量F=13200*103/(300*24*23.04)=79.57kmol/h由总物料守恒有：F+S=W+D对甲醇有：F*Xf = W*Xw + D*Xd对于直接蒸汽加热有：V= S , L= WV= V (1-q)*F , L= L + q*F对于泡点加料有：V= V ，L= L + F又V=(R+1)D ,L=R*DL= W = R*D+F ,S = (R+1)*D要算得流出液，釜夜及加热蒸汽的量，得先算出最小回流比及回流比。常压下甲醇和水的气液平衡表(Txy)T() X YT() X Y92.90.05310.283476.70.33330.691890.30.07670.4001 76.20.35130.737488.90.09260.435373.80.46200.775686.60.12570.483172.70.52920.797185.00.13150.545571.30.59370.818383.20.16740.558570.00.68490.849282.30.18180.577568.00.77010.896281.60.20830.627366.90.87410.919480.20.23190.64851000.00.078.00.28180.6775由y=49.388*x2-73.544*x+95.708,将Xf = 0.36 ，Xd = 0.965， Xw = 0.45% 代入得到相映的温度：T f=75.63 Td=70.73 Tw=95.38将Tf、Td、Tw代入y=-20.024*x2-18.335*x+100.13得Yf=0.74 Yd=0. 85 Yw= 0.21y = *x/(1+(-1)*x)=y(x-1)/(x*(y-1)f=0.74*(1-0.36)/(1-0.74)*0.36)=5.06d=0.85*(1-0.965)/(0.965*(1-0.85)=0.206w=0.21*(1-0.45%)/(0.45%*(1-0.21)=58.81=(5.06*0.206*58.81)(1/3)=3.94q=1，Xq=Xf=0.36,Yq=3.94*0.36/(1+2.94*0.36)=0.689Rm/(Rm+1)=(0.965-0.689)/(0.965-0.36)=0.456Rm=0.839取R=1.5 Rm=1.5*0.839=1.26S=(R+1)*D=2.26D由:F+S=W+D ,F*Xf = W*Xw + D*Xd有：79.57+2.26D = D + W79.57*0.36=D*0.965+W*0.45%得:D=29.14kmol/h W=116.29 kmol/h S=65.86 kmol/h 2.理论塔板数的计算精馏段操作线方程：y=R/(R+1)x+Xd/(R+1) y=0.558x+0.427提馏段操作线方程：y=W*x/S-W*Xw/S=1.766x-0.00795利用作图法得到，理论塔板数NT=11，进料板为第5块；精馏段理论板数为4块，提馏段理论板数为7块Td=70.73 Tw=95.38 T=(70.73+95.38)/2=83.06y=0.58 x=0.20 平均相对挥发度=3.9483.06时甲醇跟水的粘度分别为1=0.4106mPa.s 2=0.3436 mPa.s=0.4106*0.20+0.3436*0.8=0.357 mPa.s由奥康奈尔公式ET=0.492(L)-0.245得E=0.492* (3.94*0.357)-0.245 E=0.453实际塔板数N=11/0.453=24.3块取实际塔板数为25块，其中精馏段4/0.453=8.83提馏段7/0.453=15.45块，取精馏段9块，提馏段16块。3. 热量衡算塔顶冷凝器的热负荷Qc=V*rcV=65.86kmol/h在塔顶温度70.73下甲醇的汽化热r1=847kJ/kg=27104kJ/kmol水的汽化热r2=1498kJ/kg=26964kJ/kmol平均汽化热r=27104*0.965+26964*0.035=27099.1kJ/kmolQc=65.68*27099.1=1.780*106kJ/h塔釜加热蒸汽的热负荷Qb=V*rbV=65.86kmol/h在塔釜温度95.38时，甲醇的汽化热r1=950kJ/kg=30400kJ/kmol水的汽化热r2=1730kJ/kg=31140kJ/kmol平均汽化热r=30400*0.45%+31140*0.9955=31136.67kJ/kmolQb=65.86*31136.67=2.051*106kJ/h三、主要设备工艺尺寸计算1.塔径与空塔气速 1）操作压力塔顶操作压力为常压，Pd = 101.33 KPa取每层塔板压降:P=0.64 kpa 进料板操作压力Pf=101.33+0.64*9=107.09 kpa精馏段平均操作压力P1=（101.33+107.09）/2=104.21 kpa塔釜压力Pw=101.33+0.64*25=117.33 kpa提馏段平均操作压力P2 =（117.33+107.09）/2=110.77 kpa2）温度精馏段平均温度t1=(70.73+75.63)/2=73.18t2=(95.38+75.63)/2=85,505t=(70.73+95.38)/2=83.0553）平均摩尔流量S = V= V=（R+1）D=65.86 kmol/h L= L + F= W=116.29 kmol/hL=36.72 kmol/h F=79.57 kmol/h塔顶汽相摩尔质量Md,y=32*0.85+18*0.15=29.9kg/kmol塔顶液相摩尔质量Md.x=32*0.965+18*0.035=31.51 kg/kmol进料汽相摩尔质量Mf，y=32*0.74+18*0.26=28.36 kg/kmol进料液相摩尔质量Mf,x=32*0.36+18*0.64=23.04kg/kmol流出液汽相摩尔质量Mw,y=32*0.21+18*0.79=20.94kg/kmol流出液液相摩尔质量Mw,x=32*0.0045+18*0.9955=18.063kg/kmol精馏段平均汽相摩尔质量 M1,y=(29.9+28.36)/2=29.13 kg/kmol精馏段平均液相摩尔质量 M1,x=（31.31+23.04）/2=27.275 kg/kmol提馏段平均汽相摩尔质量 M2,y=（20.94+28.63）/2=24.785 kg/kmol提馏段平均汽相摩尔质量 M2,x=(23.04+18.063)/2=20.55 kg/kmol4）密度精馏段气相密度1=104.21*29.13/(8.314*(273.15+73.18) =1.054 kg/m3提馏段气相密度2 =110.77*24.785/8.314/(273.15+85.505) =0.921 kg/m3在塔顶，进料板，塔釜温度下，甲醇的密度分别为744.87 kg/m3,740.50 kg/m3,722.88 kg/m3 ；水的密度分别为977.8 kg/m3,974.8 kg/m3,961.85 kg/m3 塔顶液相密度d=1/(0.98/744.87+0.02/977.8) =748.44 kg/m3进料板液相密度f=1/(0.5/740.50+0.5/974.8) =841.65 kg/m3塔釜液相密度w=1/(0.8%/722.88+99.2%/961.85) =959.31 kg/m3精馏段液相平均密度3=（748.44+841.65）/2 =795.05 kg/m3提馏段液相平均密度4=(841.65+959.31)/2 =900.48 kg/m35）表面张力如下图所示，在70.73,75.63,95.38时，甲醇的表面张力分别为26.02mN/m,24.78mN/m,95.38mN/m；水的表面张力分别为66.02mN/m,64.38 mN/m,61.87 mN/md=26.02*0.985+66.02*0.035=27.42 mN/mf=24.78*0.36+64.83*0.64=50.412 mN/mw=23.12*0.45%+61.87*(1-0.45%)=61.70 mN/m精馏段1=(27.42+50.412)/2= mN/m提馏段2=(50.412+61.70)/2=56.056 mN/m6）粘度查表得在70.73,75.63,95.38时，甲醇的粘度分别为0.562 mPas,0.489 mPas,0.322 mPas；水的粘度分别为0.4061 mPas，0.3779 mPas,0.2978 mPa.sd=0.562*0.965+0.4061*0.035=0.5565 mPasf=0.489*0.36+0.3779*0.64=0.4179 mPasw=0.322*0.45%+0.2978*99.55%=0.2979 mPas精馏段液体平均粘度1=（0.5565+0.4179）/2=0.4872 mPas提馏段液体平均粘度2=(0.4179+0.2979)/2=0.3579 mPas7）塔径塔板的实际计算A）精馏段汽、液相体积流率为：LS =36.72*27.275/(3600*795.05)=3.499*10-4 m3/s VS=65.86*29.13/(3600*1.054)=0.5056m3/s塔径的计算欲求塔径应先求出u，而u安全系数umax 式中： 横坐标的数值为：(Ls/Vs)(L/v)0.5=3.499*10-4/0.5056*(795.05/1.054)0.5=0.019参考有关资料，根据塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600初选板间距=0.4m, 取板上液层高度h1=0.05m，故分离空间HT-h1=0.4-0.05=0.35m根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.07由公式C=校正得 C=0.07*(38.916/20)0.2 =0.0800Umax=C=0.0800*(795.05-1.054)/1.0540.5=2.1949m/s取安全系数0.70，则u=0.70=0.7*2.1949=1.5364m/s故D=(40.5056)/(3.141.5364)0.5=0.6475m所以圆整取D=0.8m塔截面积： AT=/4*D2=0.5024空塔气速u= VS / AT = 0.5056/0.5024=1.0064m/s B）提馏段汽、液相体积流率为：VS =65.86*24.785/(3600*0.921)=0.4923 m3/sLS=116.29*20.55/(3600*900.48)=7.372*10-4m3/s塔径的计算(Ls/Vs)(L/v)0.5=7.372*10-4/0.4923*(900.48/0.921)0.5=0.0468初选板间距=0.4m, 取板上液层高度h1=0.05m，故分离空间HT-h1=0.4-0.05=0.35m根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.076由公式C=校正得 C=0.076*(56.056/20)0.2 =0.0934Umax=C=0.0934*(900.48-0.921)/0.9210.5=2.9189m/s取安全系数0.70，则u=0.70=0.7*2.9189=2.04323m/s故 D=(40.4923)/(3.142.04323)0.5=0.5540m所以圆整取D=0.6m塔截面积： AT=/4*D2=0.2826空塔气速u= VS / AT = 0.4923/0.2826=1.742 m/s 2. 板间距，塔高取板间距HT=0.4m，有效传质塔高Z=（25-1）*0.4=9.6m3.溢流装置弓形降液管，具有较大的容积，又能充分利用塔板面积，利用率较高，应用最为广泛，所以装置选用弓形降液管，不设进口堰。精馏段1)堰长 取堰长lw=0.7D=0.7*0.8=0.56m由lm/D=0.7,弓形降液管宽度Wd和面积Af ，由右图查得：Af/A=0.089,Wd/D=0.149Af=A*0.089=0.089*3.14*0.82*0.25 =0.0447m2HT=0.4m, hL=0.05m=Af*HT/L=0.0447*0.4/(3.499*10-4)=51.10 3.0s故降液管尺寸符合要求。2） 出口堰高hw =hL-how ，hL=0.05m采用平直堰，堰上液层高度how =0.668*（L/lw）(2/3)=0.668*(3.499*10-4/0.56)(2/3)=4.882*10-3mL=3.499*10-4*3600=1.259m3/hL/lw2.5=1.2596/0.562.5=5.3676由右图查得：E=1.01校正后how =1.01*4.882*10-3 =4.931*10-3mhw =hL-how=0.05-4.931*10-3=0.0451m3）降液管底隙高度h0为保证液封，降液管底部与塔的间隙h0应小于堰高hw ，但不应小于20-25mm以免堵塞。h0=hw -0.006=0.0451-0.006=0.0391m4.塔板布置及浮阀数目与排列 取标准F1浮阀，重阀1） 阀孔数取阀动能因子F0=11，则孔速u0=11/=10.715m/s每层板上的浮阀数N=4*0.5056/(3.14*0.039*0.039*10.715)=402) 塔板布置Wd/D=0.149 Wd=0.149D=0.149*0.8=0.1192 m边缘区宽度 Wc=0.025m两边安定区宽度 Ws=0.05m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，等腰三角形高取t=0.075mx=D/2-(Wd+Ws)=0.8/2-(0.1192+0.05)=0.2308r=D/2-Wc=0.8/2-0.025=0.375鼓泡区面积Ap=2（x（r2-x2）0.5+/180*r2*sin-1(x/r)=2（0.2308（0.3752-0.23082)0.5)+/180*0.3752*sin-1(0.2308/0.375)=0.3228m2t=0.3288/(40*0.075)=0.1096=109.6mm塔板开孔率=A0/A=u/u0=1.0064/10.715=9.39%5. 塔板流体力学验算1） 阻力计算塔板压力降hp=hc+hl干板阻力hcuoc=(73.1/v)(1/1.825)=(73.1/1.054)(1/1.825)=10.205m/s u0 uochc=5.37*v*u02/(2*L*g)hc=5.37*1.054*10.7152/(2*795.05*9.81)=0.0417m湿板阻力hl板上有效液层厚度hl=0.4hw+how=0.4*0.0451+4.931*10-3=0.0230m液体表面张力造成的阻力很小，可以忽略不计。hl=hl=0.0230mhp=hc+hl=0.0230+0.0417=0.0647m单板总压降P=hp*Pg*g=0.0647*795.05*9.81=504.6Pa2） 淹塔校核为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水属于一般物系，取0.5 对于浮阀塔0则Hd=hw+how+hd+hp+=hL+hd+hp=0.05+0.0647+0.2(3.499*10-4/(0.560.0391)2=0.1148m（HT+hW）=0.5(0.4+0.0451)=0.223m因0.1148m0.223m， 故本设计在给定的操作条件下不会出现液泛3） 雾沫夹带核算计算泛点百分率校核雾沫夹带泛点率=100%lL=D-2Wd=0.8-2*0.1192=0.5616 mAb=AT-2Af=3.14*0.82/4-20.0447=0.413 m2式中: lL板上液体流经长度，m; Ab板上液流面积，m2 ；CF泛点负荷系数 K特性系数查得： K=1.04 ，CF=0.105泛点率=0.5056*（1.054/（795.05-1.054）0.5+1.36*3.499*10-4*0.5156/(1.04*0.105*0.413)=41.44%41.44% 80%在给定条件下雾沫夹带量能够满足e10%的要求。物性系数K系统物性系数K无泡沫，正常系统氟化物（如BF3，氟里昂）中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）严重发泡系统（如甲乙酮装置）形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）1.00.90.850.730.600.30验算雾沫夹带量m=5.63*10-5*(/v)0.295*(L-v)/)0.425为气体粘度，为液体表面张力m=5.63*10-5*(38.916/1.054)0.295*(795.05-1.054)/（0.01102*10-3）)0.425=0.3567=Ap/A=0.413/(314*0.82/4)=0.822HT=400mm,hL=50mm u=1.0064m/s取B=0.159，=0.95，=0.7e=B*(0.052hL-1.72)/(HT*2)*(u/(*m)3.7=0.159*(0.052*50-1.72)/(4000.95*0.72)*(1.0064/(0.822*0.3567)3.7=9.23% 3.0s故降液管尺寸符合要求。3） 出口堰高hw =hL-how hL=0.05m采用平直堰，堰上液层高度how =0.668*（L/lw）(2/3)=0.668*(7.372*10-4/0.42)(2/3)=9.72*10-3mL=7.372*10-4*3600=2.6539m3/hL/lw2.5=2.6539/0.422.5=23.21由右图查得：E=1.03校正后how =1.03*9.72*10-3 =1.001*10-2mhw =hL-how=0.05-1.001*10-2=0.04m3）降液管底隙高度h0为保证液封，降液管底部与塔的间隙h0应小于堰高hw ，但不应小于20-25mm以免堵塞。h0=hw -0.006 =0.04-0.006=0.034m4.塔板布置及浮阀数目与排列 取标准F1浮阀，重阀1阀孔数取阀动能因子F0=11，则孔速u0=11/0.9210.5=11.462m/s每层板上的浮阀数N=4*0.4923/(3.14*0.039*0.039*11.462)=36塔板布置Wd/D=0.149 Wd=0.149D=0.149*0.6=0.0894 m边缘区宽度 Wc=0.025m两边安定区宽度 Ws=0.05m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，等腰三角形高取t=0.075mx=D/2-(Wd+Ws)=0.6/2-(0.0894+0.05)=0.1606r=D/2-Wc=0.6/2-0.025=0.275鼓泡区面积Ap=2（x（r2-x2）0.5+/180*r2*sin-1(x/r)=2（0.1606（0.2752-0.16062)0.5)+/180*0.2752*sin-1(0.1606/0.275)=0.1660m2t=0.1660/(36*0.075)=0.0615=61.5mm塔板开孔率=A0/A=u/u0=1.742/11.462=15.20%6. 塔板流体力学验算5） 阻力计算塔板压力降hp=hc+hl干板阻力hcuoc=(73.1/v)(1/1.825)=(73.1/0.921)(1/1.825)=10.988m/s u0 uochc=5.37*v*u02/(2*L*g)hc=5.37*0.921*11.4622/(2*900.48*9.81)=0.0368m湿板阻力hl板上有效液层厚度hl=0.4hw+how=0.4*0.04+1.001*10-2=0.026m液体表面张力造成的阻力很小，可以忽略不计。hl=hl=0.026mhp=hc+hl=0.026+0.0368=0.0628m单板总压降P=hp*Pg*g=0.0628*900.48*9.81=554.8Pa6） 淹塔校核为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水属于一般物系，取0.5 对于浮阀塔0则Hd=hw+how+hd+hp+=hL+hd+hp=0.05+0.0628+0.2(7.372*10-4/(0.420.034)2=0.1133m（HT+hW）=0.5(0.4+0.04)=0.22m因0.1133m0.22m， 故本设计在给定的操作条件下不会出现液泛7） 雾沫夹带核算计算泛点百分率校核雾沫夹带泛点率=100%lL=D-2Wd=0.6-2*0.0894=0.4212mAb=AT-2Af=3.14*0.62/4-20.0252=0.2322m2式中: lL板上液体流经长度，m; Ab板上液流面积，m2 ；CF泛点负荷系数 K特性系数查得： K=1.04 ，CF=0.105泛点率=0.4923*（0.921/（900.48-0.921）0.5+1.36*7.372*10-4*0.4142/(1.04*0.105*0.2322)=63.79%63.79% 80%在给定条件下雾沫夹带量能够满足e10%的要求。物性系数K系统物性系数K无泡沫，正常系统氟化物（如BF3，氟里昂）中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）严重发泡系统（如甲乙酮装置）形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）1.00.90.850.730.600.30验算雾沫夹带量m=5.63*10-5*(/v)0.295*(L-v)/)0.425为气体粘度，为液体表面张力m=5.63*10-5*(56.056/0.921)0.295*(900.48-0.921)/（0.01154*10-3）)0.425=0.4275=Ap/A=0.2322/(314*0.62/4)=0.822HT=400mm,hL=50mm u=1.742m/s取B=0.159，=0.95，=0.7e=B*(0.052hL-1.72)/(HT*2)*(u/(*m)3.7=0.159*(0.052*50-1.72)/(4000.95*0.72)*(1.742/(0.822*0.4275)3.7=5.98% 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=1.089149.5Pa10kPa故管壳程压力损失均符合要求 管程对流给热系数膜的雷诺数所以为垂直湍流管设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005, 查得摩擦系数=0.0335=2.749104壳程对流给热系数Re=1364.4设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005, 查得摩擦系数=Pr0= =0.36=9801.07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 K=5.311kW/(m2.)计算传热面积 A=29.32所选换热器实际面积为A=n=38.04m2裕度=（38.04-29.32）/29.32=0.297所选换热器合适4)法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰。由不同的公称直径，选取相应的法兰进料管接管法兰采用： 法兰： 回流管接管法兰采用: 法兰: 塔底出料管法兰采用: 法兰: 塔顶蒸汽出料管法兰： 法兰: 塔底蒸汽出料管法兰： 法兰: 5)裙座 塔底座用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，是塔设备的主要支座形式，一般采用圆筒形。裙座的高度定为2m 基础环内径： 基础环外径：圆整取，6)筒体与封头 筒体壁厚选6mm，材质为无缝钢管，封头由公称直径0.7m，选用6mm厚的Q-235R钢板制作7)除沫器当空塔气速较大时，塔顶带液现象严重，设置除沫器，可减少液体夹带损失，保证气体的纯度，保证后续工作的正常进行。