化工原理课程设计

1、学院：化学工程专业：过程装备与控制工程班级：08级3班指导老师：夏素兰姓名：李旭东学号：0843082119时间：2010年12月27日前言在学习化工原理课程以后，需要整合自己所学的具体知识，而化工原理课程设计正好能够让我系统的复习和使用所学知识，也是对化工操作设计过程的一次演练。精馏是把液体混合物（粗甲醇）进行多次部分汽化，同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分离为所要求组分的操作过程。 精馏操作是基于混合液中各组分在相同的温度条件下具有不同的挥发度。当在一定的温度下混合液部分汽化，因低沸点物易于汽化，故它在气相中的浓度较液相中高，而液相中的高沸点物浓度教气相高，这就改变了气液两相的组成

2、。当对部分汽化所得的蒸汽进行部分冷凝时，因高沸点物易于冷凝，使冷凝液中高沸点物的浓度较气相高，而未冷凝的低沸点物的浓度比冷凝液中高。这样经过部分汽化和部分冷凝，使混合液通过各组分浓度的改变得到了初步的分离。如此多次、不断汽化、冷凝操作最后使混合液中的组分几乎以纯组分被分离开来。 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，本设计将只介绍板式塔。 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。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

3、及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，本设计只讨论浮阀塔的设计。浮阀塔：浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。本设计虽未包括其它塔板的设计资料，但其设计的基本方法与浮阀塔是相同的。我们在设计时

4、，可以根据具体条件进行板塔的选型，而不限于选用上述塔板。在夏素兰老师的带领下，我相信，我通过自己的努力，通过和同学们的一起合作，一定能圆满的完成本次设计任务。李旭东2010年12月22日目录前言2目录4第一章 设计任务书61.1 设计任务61.2 设计内容6第二章 工艺流程图7第三章 塔的工艺计算73.1 精馏塔的物料衡算8原料液及塔顶,塔顶产品的摩尔质量8原料液及塔顶、塔底产品的摩尔平均质量8物料衡算93.2塔板数的确定9值的计算9相对挥发度的计算11理论塔板数和实际回流比13理论进料板数的确定16踏板效率的估算16实际塔板的计算17实际进料板位置173.3塔主要尺寸的设计计算18塔径的计算

5、18精馏塔中的精馏段18精馏塔中的提馏段24塔高的计算27溢流装置的设计计算27精馏段校核27提馏段校核29塔板及其布置30塔板布置和浮阀数目及其排列30精馏段浮阀数目及孔间距31提馏段浮阀数据及孔间距323.4浮阀塔板的流体力学校核34精馏段34提馏段38第四章 辅助设备设计424.1塔顶冷凝器的选用与计算43换热器规格的选择计算43管程的压降的计算45管程给热系数h45壳程给热系数46污垢热阻474.2 原料预热器的选用与计算（略）484.3 塔釜再沸器的选用与计算（略）484.4 管道的选用与计算（略）48第五章 数据汇总485.1 精馏段485.2 提馏段49第六章 设计总结51第七章

6、 参考资料53第一章 设计任务书设计者：李旭东 班级：08级过控3班指导老师：夏素兰设计时间：2010年12月20日至2011年1月10日1.1 设计任务 设计题目：分离甲醇水混合液的浮阀精馏塔原料液：组分： 甲醇35% 水65% 处理量： 4800kg/h 温度：20镏出液：组分： 甲醇98.5%残液：组分： 甲醇1.0%（均为质量百分数） 操作压力：常压连续操作1.2 设计内容 1、目录 2、题目及数据 3、工艺流程选择论证及说明、流程图 4、塔设备设计（塔板数、塔径、塔板结构元件） 5、主要辅助设备的选用第二章 工艺流程图附图 1第三章 塔的工艺计算3.1 精馏塔的物料衡算原料液及塔顶,

7、塔顶产品的摩尔质量甲醇的摩尔质量：32kg/mol 水的摩尔质量：18kg/kmolaF=35% aD=98.5% aW=1.0%以上三个均为任务已知的质量分数，由此计算得下面的摩尔分数原料液及塔顶、塔底产品的摩尔平均质量 kg/mol 物料衡算原处理量 物料衡算 即 226.4 = D+W 解以上方程组： D = 53.1kmol/h W = 173.3 kmol/h3.2塔板数的确定 q值的计算因为是冷液进料，塔顶温度即为塔顶组成的泡点温度，塔底温度也就是塔底组成的露点温度，根据下图甲醇-水的溶液体系相图(附图二)可查得 甲醇水的物系相图 附图二由图可知：有上面的计算知道：xD = 0.9

8、70 xW = 0.006 zF = 0.232故查图可知：=65.0 = 99.8 料液组成所对应的泡点温度： tb = 80.3 所以平均温度：查物性参数：甲醇的摩尔比热容：cpA = 67.84kJ/(kmol)水的摩尔比热容：cpB = 75.132 kJ/(kmol)甲醇的汽化潜热:水的汽化潜热 : 由此可看出，甲醇和水的汽化潜热值比较接近，所以甲醇-水系统满足衡摩尔流假设。原料的平均摩尔比热容为： 原料的平均汽化潜热为：所以： 所以由（4-10）可得q线方程为： 3.2.2 相对挥发度的计算 甲醇和水的某温度下饱和蒸汽压经验公式： 甲醇 水 )在时，甲醇和水的饱和蒸汽压分别是： 所

9、以 在时，甲醇和水的饱和蒸汽压分别是： 所以 在时， 甲醇和水的饱和蒸汽压分别是： 所以 平均挥发度 则相平衡方程 联立q线方程 得 则可得最小回流比： 理论塔板数和实际回流比 附图三 回流比和塔板数的关系 吉利兰图可近似表示为。 由芬克斯公式确定运用以上公式可以计算得到以下数据： RRmin横坐标对应纵坐标NminN塔板取整1.31.280.0087 0.6991 6.4623.79 241.361.280.0339 0.6399 6.4619.71 201.421.280.0579 0.6009 6.4617.69 181.481.280.0806 0.5700 6.4616.35 171

10、.541.280.1024 0.5439 6.4615.36 161.61.280.1231 0.5212 6.4614.58 151.661.280.1429 0.5011 6.4613.95 141.721.280.1618 0.4829 6.4613.43 141.781.280.1799 0.4664 6.4612.98 131.861.280.2028 0.4464 6.4612.48 131.921.280.2192 0.4327 6.4612.15 131.981.280.2349 0.4200 6.4611.86 122.061.280.2549 0.4044 6.4611.5

11、2 122.121.280.2692 0.3935 6.4611.30 122.181.280.2830 0.3833 6.4611.10 122.261.280.3006 0.3705 6.4610.85 112.321.280.3133 0.3616 6.4610.68 112.381.280.3254 0.3531 6.4610.53 112.441.280.3372 0.3450 6.4610.39 112.51.280.3486 0.3373 6.4610.26 112.561.280.3596 0.3300 6.4610.13 112.621.280.3702 0.3230 6.4

12、610.02 112.681.280.3804 0.3163 6.469.91 102.761.280.3936 0.3079 6.469.78 102.821.280.4031 0.3018 6.469.69 102.91.280.4154 0.2942 6.469.57 102.961.280.4242 0.2887 6.469.49 103.021.280.4328 0.2834 6.469.41 103.081.280.4412 0.2783 6.469.34 103.141.280.4493 0.2735 6.469.27 103.21.280.4571 0.2687 6.469.2

13、0 103.261.280.4648 0.2642 6.469.14 103.321.280.4722 0.2598 6.469.08 103.381.280.4795 0.2556 6.469.02 10 附图四回流比与理论塔板数一般情况下，设备费用随回流比变化的趋势如下，当回流比R为最小回流比Rmin时，需无穷多块塔板数，故设备费用为无穷大。但只要R稍大于Rmin，所需理论板数急剧减少，设备费用随之剧减。随R的进一步增大，理论板数减小的趋势渐缓。但随R的增大，塔内上升的蒸汽增大，使塔径、塔板面积、再沸器及冷凝器换热面积增大，因此R增至某一值后，设备费用又开始上升。所以，由图读出，可以选择适

14、宜回流比R=2.32，理论塔板数,向上取(包括再沸器)。综上：NT=11 R=2.323.2.4 理论进料板数的确定当 ，代入吉利兰图近似计算式，计算得，所以,理论进料板为第6块板 踏板效率的估算用oconnell法，将全塔效率关联成 和 的函数为塔顶及塔釜平均温度下的相对挥发度；为塔顶及塔釜平均温度下的相对平均黏度；全塔效率 由甲醇水的相平衡关系图可以查到塔顶塔釜平均温度因为 ，从图像可以查得 =65.0 又因为 = 99.8塔顶塔釜的平均温度查下图可以得到水和甲醇在t=82.4时的黏度。甲醇的黏度：水的黏度： 附图五 故代入数据得： =46.56. 实际塔板的计算 设实际塔板数是: = 全

15、塔板数圆整为24块板 3.2.7 实际进料板位置 ，向上取整为13，即从塔顶往下13块为进料板。3.3塔主要尺寸的设计计算 塔径的计算 精馏塔中的精馏段1.平均温度及组成 精馏段的平均温度：查平衡图： 又因为平衡方程2.平均摩尔质量的计算因为 又因为平衡方程 所以 M = 0.9732+0.0318=31.58 kg/kmol M = 0.89532+0.10518=30.53 kg/kmol前面计算得到tF=80.3。由平衡图得以及进料板的组成：M = 0.07432+0.92618=19.036kg/kmolM = 0.23232+0.76818=21.248 kg/kmol精馏段的平均摩

16、尔质量 kg/kmol 3 平均密度的计算由下表附图六可查得液相平均密度随温度的变化曲线塔顶液相平均密度计算： =65.0， 进料板的质量分率 由 查得 其中 精馏段的平均的液体密度是kg/m4 气相的平均密度 5 液体平均表面张力的计算 液相表面的平均张力按下式计算 附图七为表面张力系数 温度-表面张力关系图01020304050607080020406080100120温度表面张力/(mN/m)水甲醇 由，查附图得 由t，查附图得 由t，查附图得 由t=72.65，查附图得6. 塔径的计算 当时，对应的摩尔体积为： 根据化工原理（下册）表11-2，取板间距为，一般常压塔板上液层高度取为查史

17、密斯关联图，可查得：所以， 泛点气速 为避免雾沫夹带及液泛的发生，一般情况，在此取安全系数0.7, 流通截面积 本次设计选择单溢流弓形降液管,一般单溢流型 ,此处取查化工原理（下册）图11-19，得 ，即 所以，所以，精馏段的塔径圆整为1.202m，由表11-2校核，当板间距为350mm450mm，D=1.202m在其对应的塔径中。2 精馏塔中的提馏段1.基本参数的计算：提馏段的平均温度：由平衡图查得，由上面的图可以得到：， 则 此时气体密度为 液体密度为 所以， 当时，对应的摩尔体积为： 2.塔径的计算：在 时，甲醇和乙醇的表面张力分别为：温度-表面张力关系图0102030405060708

18、0020406080100120温度表面张力/(mN/m)水甲醇，根据化工原理（下册）表11-2，取板间距为，一般常压塔板上液层高度取为则，查史密斯关联图，得 所以， 泛点气速 为避免雾沫夹带及液泛的发生，一般情况，在此取安全系数0.7, 流通截面积 本次设计选择单溢流弓形降液管,一般单溢流型 ,此处取查化工原理（下册）图11-19，得 ，即 所以， 所以，提馏段的塔径圆整为1.06，由表11-2校核，当板间距为450mm600mm，D=1.06m在其对应的塔径中。塔高的计算塔高其中，为最上面一块塔板距塔顶的高度，单位m；为最下面一块塔板距塔底的高度，单位m。塔顶最上一层空间应有足够高度，以便

19、气流中的液滴能自由沉降回塔，减少出塔气中的液沫夹带量，经验值一般为1m1.5m,在此取塔底空间一般应有1015分钟储量，以保证料液不至于排空，若釜液量大，塔底容量也可取小一些。有时仅取35分钟储液量，经验值一般为1.0m2.0m，在此取所以，在此圆整为12m. 溢流装置的设计计算溢流装置包括降液管、溢流堰和受液盘等几部分，其结构和尺寸对塔的性能有着重要的影响。 精馏段校核 1.弓形降液管： ，故堰长 降液管面积 当时，查图11-19，得 所以，降液管宽度 为降低气泡夹带，液体在降液管内应有足够的停留时间以使气体从液相中分离出，一般要求不应小于35s，而对于高压下操作的塔以及易起泡的物系，停留时

20、间应更长些，为此，必须进行校核。校核液体在降液管中停留时间：所以，降液管尺寸适宜。2.溢流堰：取 ，则查图11-20，由弗朗西斯公式，得堰上液层高度 堰高3.受液盘和底隙：塔板上接受降液管流下液体的那部分区域称为受液盘，常用平形型式。为减小液体流动阻力和考虑到固体杂质可能在底隙处沉积，所以不可过小。但若过大，气体又可能通过底隙窜入降液管，故底隙宜小些以保证液封。取m/s则m 由于塔直径0.8m,所以取校核1.弓形降液管： ，故堰长 降液管面积 当时，查图11-19，得 所以，降液管宽度 为降低气泡夹带，液体在降液管内应有足够的停留时间以使气体从液相中分离出，一般要求不应小于35s，而对于高压下

21、操作的塔以及易起泡的物系，停留时间应更长些，为此，必须进行校核。校核液体在降液管中停留时间：所以，降液管尺寸适宜。2.溢流堰：因 ，则查图11-20，由弗朗西斯公式，得堰上液层高度 堰高3.受液盘和底隙：塔板上接受降液管流下液体的那部分区域称为受液盘，常用平形型式。为减小液体流动阻力和考虑到固体杂质可能在底隙处沉积，所以不可过小。但若过大，气体又可能通过底隙窜入降液管，故底隙宜小些以保证液封。取m/s则 取m（1）受液区和降液区：一般这两个区域的面积相等，均可按降液管截面积计。（2）边缘区：在塔壁边缘留出一定宽度的环形区域供固定塔板用，这里取50mm。（3）入口安定区和出口安定区，通常宽度相等

22、，这里取70mm。（4）有效传质区：余下的塔板上有浮阀孔的区域。精馏段塔径 ，采用分块组装式；提馏段塔径 ，采用分块组装式；边缘宽度均取 ；安定区宽度均取 ；降液管宽度精馏段 ；提馏段 。精馏段浮阀数目及孔间距 重型浮阀阀孔直径 。取 为10，阀孔气速 得每层塔板浮阀数：，圆整为浮阀排列：采用等腰三角形叉排。则鼓泡区面积为 其中 故 取 ，则结合推荐值取。按 及 以等腰三角形叉排的方式绘图排列，如图所示，得到浮阀数个。 在适宜范围内塔板开孔率 符合要求 提馏段浮阀数据及孔间距 重型浮阀阀孔直径 。取 为10，阀孔气速 得每层塔板浮阀数：，圆整为浮阀排列：采用等腰三角形叉排的方法，它可以使相邻的

23、浮阀容易吹开，鼓泡区均匀。确定相邻两排孔的间距t:，通常取，边缘区宽度，安定区宽度，降液管宽度则鼓泡区面积为其中 故 取 ，则结合推荐值取 。按 及 以等腰三角形叉排的方式绘图排列，如图所示，得到浮阀数个。 在适宜范围内塔板开孔率 符合要求 3.4浮阀塔板的流体力学校核 精馏段1.塔板压降校核 a、干板阻力b、板上充气液层阻力 取得 故塔板压降为 满足要求。2.液沫夹带的校核 因塔径，应控制泛点率不超过。 由，查泛点负荷因子图(化工原理下册图11.22)查到 甲醇-水系统系统为正常系统， 雾沫夹带量，不会发生过量雾沫夹带。3溢流液泛校核 为了防止液泛发生，降液管中清液层高度应满足如下关系式 且

24、有 其中 所以， 取泡沫层相对密度 ，已知 可见，不会发生液泛，塔板间距选择合适。4塔板负荷性能图a)漏液线（气相负荷下限线）取时由下式计算得到最小气量 代入 ，故 （5.1）标绘于图中得线3。b) 过量雾沫夹带线（气相负荷上限线）由于塔径，去泛点率，代入下式，得到系式 代入数值 （其中） （）整理得 （5.2）上式为一直线关系，标绘于图中得线4。c)液相负荷下限线以平堰上液层高度m作为液相负荷下限标准按下式求得下限值，即 代入，得。标绘于图中得线2。d)液相负荷上限线 液体在降液管中最短停留时间以3s计算，计算液相负荷的最大值 标绘在图中得线1。e)溢流液泛线 已知堰高 将上述各式代入 得，

25、 即 上式绘于图中得线5。 精馏段塔板负荷性能图塔的设计点位于图中心偏左，且由图可知塔的操作负荷上限受物沫夹带控制，下限受低液层控制。 提馏段1.塔板压降校核 a、干板阻力b、板上充气液层阻力 取得 故塔板压降为 2.液沫夹带的校核 因塔径，应控制泛点率不超过。 由，查泛点负荷因子图(化工原理下册图11.22)查到 甲醇-水系统为正常系统， 雾沫夹带量小于，不会发生过量雾沫夹带。3溢流液泛校核 为了防止液泛发生，降液管中清液层高度应满足如下关系式 且有 其中 所以， 取泡沫层相对密度 ，已知 可见，不会发生液泛，塔板间距选择合适。4.塔板负荷性能图a)漏液线（气相负荷下限线）取时由下式计算得到

26、最小气量 代入 ，故 标绘于图中得线3。b)过量雾沫夹带线(气相负荷上限线) 由于塔径，去泛点率，代入下式，得到关系式 （其中） （）代入数值 整理得 上式为一直线关系，标绘于图中得线4。c) 液相负荷下限线 以平堰上液层高度m作为液相负荷下限标准 按下式求得下限值，即 代入，得。标绘于图中得线2。d)液相负荷上限线 液体在降液管中最短停留时间以3s计算，计算液相负荷的最大值 标绘在图中得线1。e)溢流液泛线 已知堰高 将上述各式代入 得， 即 上式绘于图中得线5。塔的设计点位于图中心偏左，且由图可知塔的操作负荷上限受物沫夹带控制，下限受低液层控制。 提馏段塔板负荷性能图第四章 辅助设备设计4

27、.1塔顶冷凝器的选用与计算 用水进行冷凝，设冷凝水进口温度25，出口温度55 塔顶产物冷凝温度为65.0 冷凝量: 在此温度下,由化工原理（上）附录查得 冷凝潜热： 水的平均温度：查得水在此温度下的物性参数如下：比热容： 导热系数： 密度： 黏度： 普兰特数： 传热量： 冷却水用量： 选择甲醇-水流经壳程，冷却水流经管程。按逆流传热计算平均温差：参照化工原理（上册）表7-7，初步估计换热器总传热系数 则传热面积为现选用两台单壳程的浮头式换热器串联操作，于附录25中初选其参数如下：外壳直径 /mm 500公称面积 / 65公称压力 /atm 1.6管径 25mm2.5mm管长 /m 6总管数 1

28、24管程数 2管子排列 正方形折流板间距 /mm 300管程流通截面积 / 0.01948壳程流通截面积 / 0.0437两台换热器的实际面积为 若采用此传热面积,则要求的总传热系数为4.1.2 管程的压降的计算 计算得：雷诺数： 取 故， 查图得 （化工原理上册64页）。又取 满足工艺要求，且经济合理。管程给热系数h 因为Re=117997.595410000 Pr=1.184,满足0.7Pr160可以采用经验公式 Nu=0.023则代入数据得 h= 壳程给热系数换热器的机械数据有：壳程流通面积 0.0358 折流板的间距为0.2m 又由于流体横过管束压降 =407.57Pa代入数据 污垢热

29、阻 取 k=45w/k 误差估算： 根据计算所得的传热系数可以求得传热面积A 故所选换热器合适。4.2 原料预热器的选用与计算（略）4.3 塔釜再沸器的选用与计算（略）4.4 管道的选用与计算（略）第五章 数据汇总5.1 精馏段序号项目数据1平均温度，76.252气相流量1.393液相流量0.001494实际塔板数135最上面一块板距塔顶的高度，m1.26塔径,m1.2027板间距,m0.408溢流形式单溢流9降液管形式弓 形10堰长,m0.841411堰高,m0.0700412降液管底隙高度,m0.0413板上液层高度,m0.0814堰上液层高度,m0.0099615安定区宽度,m0.071

30、6边缘区宽度,m0.0517筛孔直径,m0.03918孔中心距,m0.07519开孔率，%11.5820负荷上限雾沫夹带控制21负荷下限漏液控制22操作弹性3.25623浮阀数1195.2 提馏段序号项目数据1平均温度，73.2752气相流量1.663液相流量0.002034实际塔板数115最下面一块板距塔底的高度，m1.46塔径,m1.067板间距,m0.408溢流形式单溢流9降液管形式弓形10堰长,m0.74211堰高,m0.066312降液管底隙高度,m0.0413板上液层高度,m0.0814堰上液层高度,m0.013715安定区宽度,m0.0716边缘区宽度,m0.0517筛孔直径,m

31、0.03918孔中心距,m0.07519开孔率，%13.520负荷上限雾沫夹带控制21负荷下限漏液控制22操作弹性3.6923浮阀数109第六章 设计总结这次课程设计时间虽然很短，但是我们的重要性可想而知。我们是学工科的学生，书本上的知识只是给我们一个感性的认识，想要学习好一门学科，真正需要重视的应该是具体的实践过程。只有通过实践，我们才可以做到理论联系实际，拓宽我们的专业知识视野，为接下来其他专业的的学习打下一个更加感性的认识，因此，工科学生只有通过理论-实践-再实践的过程才能够获取真正的知识。化工原理课程设计就是给了我们一个这样的机会与平台，能够让我们将自己在课堂上所学习到的专业知识学有所用，因此对于本次化工原理课程设计我们全专业的同学