化工原理设计任务书.doc

化工原理设计任务书 学校: 广 西 大 学 专业: 轻工与食品工程学院班级: 轻 化 工 程 021 班姓名: 郭 良 操 学号: 0205100819 指导老师: 龙云飞 周龙昌 时间: 2005-7-182005-8-5 目录 第一章: 总 论一. 生产要求设计项目: 酒精精馏塔设计设计条件: 年产量10800吨(年生产300天计)原料浓度: 0.19mol乙醇/mol(水+乙醇)产品浓度: 0.8265mol乙醇/mol(水+乙醇)残液浓度: 0.00012mol乙醇/mol(水+乙醇)单板压降: 小于5mmHg进料状态: 泡点进料塔 型: 筛板塔二. 设计指导思想三. 设计原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点： (1) 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 (2) 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。 (3) 保证安全生产 例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。四. 设计方案1、1）流程中用泵直接送入塔原料 2）采用全凝器，以便于准确的控制回流比2、常压精馏3、采用泡点进料（q=1），因为塔釜温度不高4、由于塔釜残液中的主要组分是水，且低浓度下轻组分相比挥发度较大，故采用直接蒸汽加热，以节省操作费用三、塔板类型采用小孔径筛板，因为粘度小，且筛板结构简单、造价低、板上液面落差不、气体压降低、生产能力较大、气体分散均匀、传质效率高。四、设计计算（一）、精馏塔的物料衡算1、塔顶产品的平均摩尔质量MD=0.826546.07+(1-0.8265)18.02=41.20kg/mol2、物料衡算：F=直接蒸汽加热,则有: F+V0=D+WW=F+V0-D（二）、塔板数的确定1、理论板层数NT的求取乙醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。1）、由手册查得乙醇-水物系的气液平衡数据，绘出X-Y图，见图12）、求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图1中过a作ae切平衡线于eRmin=取操作线回流比为R=2Rmin=2=2.873)、求精馏塔的气液相负荷L=RD=2.87*36.41=104.48kmol/hV=(R+1)D=（2.87+1）*36.41=140.89kmol/hL=L+F=104.48+158.28=262.76kmol/hV=V=140.89kmol/h则有: V0=V,=V=140.89kmol/hW=F+V0-D=158.28+140.89-36.41=262.78kmol/h4）、求操作线方程精馏段操作线方程为y=+=+=0.742x +0.214提馏段操方程为y=-5）、图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图1所示。求解结果为总理论板数NT=17进料板位置NF=122、实际板层数的求取(1) 由理论板图得:xD=y1=0.8265 查得 x1=0.8050进料位置: xF=0.165 yF=0.510塔釜: xW=0.00012, yW=0.00108由 得:塔顶: 进料塔: 塔釜: ( 2 ) 液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算, 即: 1 ) 塔顶液相平均粘度，由tD=78.3oC,查手册得求得2 ) 进料板平均粘度，由tF=83.5oC,查手册得3 ) 塔底液相平均粘度，由tW=100oC,查手册得求得精馏段平均液相粘度提馏段平均液相粘度( 3 ) 则由 得: 精馏段: 提馏段: 块 块 N=N1+N2=38块（三）、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例计算1、 操作压力计算塔顶压力操作压力，由于是常压操作，故PD=101.3KPa每层塔板压降 P=5.0mmHg=0.67kPa进料板压力 PF=101.3+0.67*23=116.7kPa塔底压力PW=101.3+0.6738=126.76kPa精馏段平均压力 Pm=116.7+101.3/2=109.0kPa提馏段平均压力 Pm116.7+126.76=121.1kPa2、 操作温度计算依据乙醇-水溶液气液平衡组成数据，由差值法得以下结果（过程计算略）表1xyt (0C)塔顶0.82650.805078.3进料板0.1650.51083.5塔底0.000120.00108100.0精馏段平均温度tm=78.3+83.5/2=80.9提馏段平均温度tm=83.5+100/2=91.753、 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量xD=y1=0.8265,查平衡曲线x1=0.8050MVDm=0.826546.07+=41.20kg/kmolMLDm=0.806046.07+1-0.8060*18.02=40.63kg/kmol进料板平均摩尔质量,由图1得:yF=0.510,xF=0.165MVFm=0.510*46.07+1-0.510*18.02=32.19kg/kmolMLFm=0.165*46.07+1-0.165*18.02=22.56kg/kmol塔底平均摩尔质量 由图1得yW=0.00108, xW=0.00012MVwm=0.0010846.07+1-0.0010818.02=18.05kg/kmolMLwm=0.0001246.07+1-0.0001218.02=18.02kg/kmol精馏段平均摩尔质量Mvm=41.20+32.19/2=36.69kg/kmolMLm=40.63+22.56/2=31.60kg/kmol提馏段平均摩尔质量Mvm=32.19+18.05/2=25.12kg/kmolMLm=22.56+18.02/2=20.29kg/kmol4、 平均密度的计算（1）、气相平均密度精馏段: 提馏段: （2）、液相平均密度液相平均密度依下式计算,即:塔顶液相平均密度的计算，由TD=78.3oC，查手册得进料板液相平均密度的计算：由tF=83.5oC,查手册得则进料板液相质量分率为:塔底液相平均密度的计算，由TD=100oC，查手册得精馏段液相平均密度提馏段液相平均密度5、 液体平均表面张力计算即:塔顶液相平均表面张力，由tD=78.3oC,查手册得进料板液相平均表面张力，由tF=83.5oC，查手册得塔底液相平均表面张力，由tD=100oC,查手册得精馏段平均液相表面张力提馏段平均液相表面张力（四）、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算精馏段气、液相体积流率为Ls=提馏段气、液相体积流率为Ls=取板间距HT=0.40m,板上液层高度hL=0.06m,则,查手册得C20=0.072由 得:取安全系数为0.7,则空塔气速为按标准塔径圆整后为D=1.0m截面积为实际空塔气速为 2、精馏塔有效高度的计算精馏段的有效高度为提馏段的有效高度为开1个人孔，每个高度为0.8m故塔有效高度为(五)、塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置的计算 因塔径D=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）、堰长取=0.66D=0.66m（2）、溢流堰的高度hw 选用平直堰，取E=1，则（3）、弓形降液管宽度Wd和截面积Af由,查手册,得故 验算液体在降液管中停留时间,即故降液管设计合理。（4）、降液管底隙高度h0，取u0=0.08m/s则故降液管底隙高度合理。选用凹形受液盘，深度hw=hw=0.005m2、塔板布置（1）、塔板的分块因D800mm，查表可知分为3块（2）、边缘区的确定取Ws=Ws=65mm,Wc=35mm（3）、开孔区面积计算其中，故（4）、筛孔计算及其排列 1 ) 本设计先筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为开孔率为气体能过阀孔的气速为 2 ) 取 d0=5mm % （六）、筛板的流体力学验算1、塔板压降（1）、干板阻力hC计算,由查图得c0=0.772故（2）、气体通过层的阻力h1计算精馏段: ,，查图得液柱提馏段: . ,查图得液柱（3）、液体表面张力的阻力计算气体通过每层塔板的液柱高度hp为0.027+0.034+0.004=0.065m液柱液柱气体通过每层塔板的压降为2、液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3、液沫夹带 故 （允许值范围） 液/kg气 u 0,min稳定系数为， =故本设计无明显漏液。5、液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从，乙醇-水物系属一般物系，取=0.5，则(1) 而，板上不设进口堰，则液柱(2) 液柱故本设计中不会发生液泛现象（八）、塔板负荷性能图1、漏液线由 得: =6.42=5.53在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs Vs，如下表所示表2Ls(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs(m3/s)0.6120.6340.6600.684Vs(m3/s)0.4850.5100.5320.556由上表可分别作出精馏段和提馏段的漏液线1和1。2、液沫夹带线 以eV=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：由 m m 故 整理得，在操作线范围内，任取几个Ls Ls值，依上式计算出Vs值，列于下表中表3Ls(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs(m3/s)1.4501.3751.2791.199Vs(m3/s)1.6661.5831.4771.387由上表数据即可做作出精馏段和提馏段的液沫夹带线2和2。3、液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m, 作为最小液体负荷标准据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3和3。4、液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4和4。5、液泛线 令 由 ; ; ; 联立得忽略的关系式代入上式，并整理得式中 将有关数据代入，得 同理得0.032 0.146 390