丙醇水体系课程设计

丙醇水体系课程设计 《化工原理》课程设计设计题目常压甲醇—水筛板精馏塔设计 学生姓名化工1005班级、学号化工指导教师姓名居沈贵黄莉 百分制权重设计最终成绩(五级化学化工学院 化工原理课程设计 塔的设计 设计条件:FFTDWmin=。一.化工原理课程设计的目的与要求设计的能力。。培养学生实事求是的科学态度和严谨认真的工作作风。二.化工原理课程设计的基本内容物料衡算、能量衡算、工艺参数的选定、3.附属设备的设计或选型：主要附属设备的主要工艺尺寸的计算和设备型号规4.工艺流程图：以单线图的形式描绘，标出主体设备与附属设备的物料流向、5.主要设备装配图：图面应包括设备的工艺尺寸主要零部件的结构尺寸、技术6.设计说明书：包括目录、设计任务书、流程图、设计方案的说明与论证、设计计算与说明、对设计中有关问题的分析讨论、设计结果汇总(主要设备尺寸各物料量和状态能耗主要操作参数以及附属设备的规格型号等)和参考文1.准备工作：认真阅读设计任务书，明确所要完成的设计任务。结合设计任务进行生产实际的调研，收集现场资料，或查阅技术资料，以便了解与设计任务有关的典型装置的工艺流程主体设备结构附属设备及测量控制仪表的装配。第一节概述精馏操作对设备的要求所用的塔设备，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⑴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、，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统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。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体系介绍组分的蒸汽压均比理想溶液计算的值偏高，必然泡点比理想溶液的低，在t-x-xy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，根同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要原件为升气管及泡罩。泡罩安两种，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩尺寸分为080mm、罩筛板的主要优点是操作弹性较大，液汽范围大，不易堵塞，适于处理降大，生产能力及板效率较低。近年来，泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所1.3.2筛板塔类。工业应用中以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离大；气体分散均匀，传质效率高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦，黏度大的物料。和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气流从浮阀周边水平的进入塔板上液层，浮阀可根据气流流量浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高黏度的物料时，阀片易于塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，应予指出以上介绍的仅是几种较为典型的浮阀形式。由于浮阀具有生产能力发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研究开发的主要方向。近年来研够完善，给设计带来一定的困难，但随着新型浮阀性能测定数据的不断发表及设计要求体系进料浓度Z=(摩尔分数)Fa全塔效率E=52%TDWmin分离要求：X=；X=；回流比R/DWmin精馏塔的设计步骤a)根据设计任务和工艺要求，确定设计方案；b)根据设计任务和工艺要求，选择塔板类型；c)确定塔径、塔高等工艺尺寸d)进行塔板的设计，包括溢流装置的设计塔板的布置升气道(泡罩筛孔或浮阀等)的设计及排列；e)进行流体力学验算；f)绘制塔板的负荷性能图；g)根据负荷性能图，对设计进行分析，若设计不够理想，可对某些参数进一直到满意为止。第二节设计方案的确定操作条件的确定2.1.1操作压力塔的操作压力的选择实际上是塔顶和塔底温度的选取问题。在塔顶产品的组成确定以后，塔顶的温度和压力只能选定一项。2.1.2进料状态釜的传热面积大，设备体积大，此外，因提馏段气液流量大，提馏段塔径提馏段塔径增大，亦有不利之处。泡点进料时，塔的操作易于控制，不受2.1.3加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷2.1.4冷却剂与出口温度左右，否则溶解于水中的无机盐将会析出，在传热壁面上形成污垢而影响2.1.5回流比(R)的选择实际操作的R必须大于R，但并无上限限制。选定操作R时应考minRRR精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。确定设计方案的原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理原则，具体考虑以下几点。⑴满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面⑶保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应第三节板式精馏塔的工艺计算1．理论塔板数的计算与实际板数的确定理论板数计算质质量分数摩尔分数XFDFKmol/h，进料组成X=0.15，进料q=1FDW(F=D+W)(240=D+W(D=36..09Kmol/hFee1.1.3R和R的确定minXY99-0.518.4精馏段操作线方程的确定nRnnV＝(R＋1)D＝hLLqF=hV’＝V－(1－q)F＝V＝hLWX203.910.001126Y=XW=X=2.85248X0.002086Vmm出发,交替使用相平衡方程和操作线方程,逐板计算各理论板的气、液相组成,直到达到规定的分离要求为止。每利用一次相平衡关系就算做一块理论塔板，利用相平衡关系的总次数就是所需的总理论板Columns1through11Columns12through15b=Columns1through11Columns12through15的点 011222 23444 45566 788 9100 111112 1314 1415的点 11 3 55 7 9 11111212 13131414 DFW5)梯级在相平衡线上的顶点数即为所需要的理论板数。若塔顶采用分凝器，于一块理论板需要看再沸器的型式，一般情况下可以看做一块理论板予以W实际板层数的确定(以逐板计算法为依据)N=9//0.52=18块精N=5.9256/0.52一1=11块(不包括再沸器)提N=N+N=29块P精提2．精馏塔操作条件计算操作压强的选择应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。DFWmm操作温度的计算FFDt)/2=74.6℃mm塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算2.3.1密度及流量甲醇分子量为：32.04kg/kmol(M)a水的分子量为：18.01kg/kmol(M)baaab液相平均分子量：laaabvaaab液相密度：p=Ml=822.41kg/m3LMxMxaa+bbppab气相密度：p=pMvm=1.1kg/m3(气相视为理想气体)SRT液相流量：L=LML=73.98524.11=6.02510一4m3/ss3600p3600822.41L气相流量：V=VMV=110.074528.50=0.7922m3/sS3600p36001.1Vyaaab量：laaabM'=yM+(1一y)M=21.97kg/kmolvaaab液相密度：p'=M'l=934.328kg/m3LMxMx vRTvRT液相流量：L'=L'M'L=313.98518.78=1.753110一3m3/sS3600p'3600934.328LS3600p'36000.889V表面张力DabDab1aaabFab2aaabWab23aaab2.3.3液体平均粘度计算miilg=XmiiDm1iim1m1iim1进料板液体粘度:m2iim2m2iim2塔釜液体粘度:m3iim3m3iim3精馏段平均液相粘度==0.328mPa.s精2提馏段平均液相粘度==0.303mPa.s提2设H=0.6mh'=0.055mTL SSLSDDSSlD0.66mWT2查图可知A/A=0.0722fTA=0.0722A=0.05668m2fTA/A=7.22%fTV2u=S==1.088m/V2ATfTfS设H=0.45m,h'L=0.06mTHThL0.39u'=u=1.9m/sS取l=0.66D=0.661.0=0.66mW查图可知A/A=0.0722fTfTfTAfA'T=7.2%Tf4.塔有效高度精馏段有效高度ZNH.2m精P1T提P2T提P2T所以应多加高()(12/7)=0.514m5.整体塔高(1)塔顶空间HDTLA,0.785TH=1+=1.5360mw(3)整体塔高H=Z+H+H=15.7+1.5360+1.56=18.8mWD6.塔板主要工艺参数确定TV=m3/sSSL=m3/sSLTSLSL溢流装置单溢流又称直径流。液体自受液盘横向流过塔板至溢流堰。此种溢流方式高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的WWw求h S==6.1(l)2.5(0.66)2.5WOWSW可忽略h应大于6mm，不宜大于70mm。OW可忽略求hLWh=h+h=0.05+0.0065=0.0565mLWOW求h S.8(l)2.5(0.66)2.5WOWSW求hLWLWOwWdd1dWT2查图可知A/A=0.0722fTfTAfTTfTfSb=(l+D)/2=(0.66+1.0)/2=0.83mWdd内外堰间距离Z=D2W=0.752m1d取l=0.66D=0.661.0=0.66mW查图可知A/A=0.0722fTfTfTA'f/A'T=7.2%TfgA'A'0.785TfV12(HV12(Hh')0降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以h表示O降液管底隙高度h应低于出口堰高h，才能保证降液管底端有良好的液WOW封，一般不应低于6mm。即h=hWOWh也可按下式计算：Oh=LS式中u'-液体通过底隙时的流速，m/s。Olu'oWo根据经验，一般取u'=(，)m/s。o取h=12mmO取u'=0.1m/s，得h=26mmoO塔板布置及筛孔数目与排列SCmSC6.2.3开孔区面积A计算筛孔计算及其排列aOO得A=m2ad0.004d0.004对单溢流型塔板，开孔区面积A可用下式计算，即aa180rmSCdSCA=m2a气体通过阀孔的气速为a取d=4mm,t/d=3OOa180r查表10-33弓形宽度与面积取W=0.07m,W=0.05m。SCdSCdd0.004气体通过阀孔的气速为a7.筛板的力学检验塔板压降c6OCCCpOLh=0.0512(O)2(S)=0.0512()2()CCp0.84822.4OL取6=3mm，O=1.33，由图12-58得C=0.846Oupupσ张力压头hpd=436.34=0.0045m液柱面张力压头OOSh=h+h=0.05+0.0065=0.0565LWOW由图12-59得液层的有效阻力h=0.046m液柱l则h=h+h+h=0.0236+0.046+0.0045=0.0741m液柱PClPPLF=up=150.889=14OOSh=h+h=0.05+0.0133=0.0633LWOW由图12-59得液层的有效阻力h=0.05m液柱l则h=h+h+h=0.01533+0.05+0.00621=0.07154m液柱PClPPL液面落差液沫夹带e=(0.0057)(ug)3.2=(0.0057)(1.088)3.2=TfVK=O=K=K=O=K=O=e=(0.0057)(ug)3.2=(0.0057)(1.0395)3.2=0.00584kg/kg汽TLV漏液LLpS即按漏液气速考虑的负荷下限为设计负荷值。K值应大于1，宜在及之间，塔的操作可有较大弹性。LLpS即按漏液气速考虑的负荷下限为设计负荷值6%。K值应大于1，宜在及之间，塔的操作可有较大弹性。泛降液管内液面高度H=h+h+hdLdPdlh0.660.012WOH=h+h+h=++=0.131486m液柱dLdPdWTT式中dW dWTfA0.05668fH0.6T=T==60s>5sf降液管内液面高度H=h+h+hdLdPdlh0.026WOH=h+h+h=++=0.136437m液柱dLdPdWT下限气速uom下限气速uomT式中dW dWTL’fHufL’fHuf0.45漏液线LGLSVomAOhLWOWLS=4.4根0.84根0.050961000(0.66)液沫夹带线VSS由e=(0.0057)(ug)3.2VH-hTfu=VS=VS=1.373Vm/sgA-A0.785-0.05668STfOWSWSSWfLWOWShLTfSSS5AAHT=fTLSu=V'S=V'S=1.373V'm/sgAA0.05668STfOWSWSSh=0.05mWh=2.5h=2.5(h+h)=+L'2/3fLWOWSe=()(g)3.2=()(S)3.2VHh56.910.450.1252.288L2/3TfSSS液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度h=0.006m作为最小液体负荷标准，由式owh=0.00284E(L/l)2/3计算OWSW整理得精馏段L=0.000816l提馏段L=0.000804lsWSW液相负荷上限线L=0.056680.45=0.0051m3/液泛线H=0(H+h)dTWdLdPpclσlLLwowaVbcL-dL2/3SSS其中〈TwCOOLSH.6mTWWmOSSSAmC=0.84OOLSTWWOSSS操作弹性由图V=2.43m3/s，V=0.72m3/sS,MAXS,min故精馏段操作弹性为V/V=n故提馏段操作弹性为V/V=n9.辅助设备及零件设计塔顶冷凝器(固定管板式换热器)管程，采用逆流形式①．甲醇-水冷凝蒸汽的数据D40.3℃下，水在平均温度16℃下)(kg/m3)水1b．冷却水的流量：G=Q=1085.72=32.41kg/sPm将此面积作为公称面积，在化工原理附录中选择换热器，并列出所选择的换热(MPa)341管程通道面积/m2(一)管程i4n44pG32.41管内水的流速u=2==4.8m/s水iiρA998.95水i(二)壳程on=1.1n=1.186=10.2取n=11ccOcoOco壳内甲醇-水流速u=G1=0.975865=41.5m/sooρA1.20.0196o当量直径d=4(3/2t2π/4d2)o=0.018meπd0i12tpSF—结垢校正系数，无因次。0252.5mm的换热管取tN=1N=1F=1.4PSt设管壁粗糙度ε为0.1mm，则ε/d=,Re=8.66104iii022i12tSpi12tSpo2tSo2tS12212e000管子排列为正三角形排列，取F=BB2So管程对流给热系数ai入idi壳程对流给热系数a计计mRe=1992i0以管外面积为基准则K=1=(m2.℃)计ddbd1 0+Rs0+0+Rs+adid入d0aiiim0计算传热面积A=Q=17.2m2需K编t所选换热器实际面积为0热器合适sms热s冷原料预热器压强为的饱和水蒸汽加热，温度为130℃，冷凝温度至130℃流体形式，采用逆流加热查表Cp=kJ/(kgK)Cp=kJ/(kgK)甲醇水摩尔分数x=F根据上式可知：Cpc=×+×=(kgK)G36003600pcm管道设计与选择LLdd=计9.4.2塔顶蒸汽出口管取蒸汽流速为30m/s,d=4110.074532=0.186m计301.23600设产品流速为1.5m/s,d=436.0932=0.019m计1.575136009.4.4进料管9.4.5塔釜出料管w取适宜的输送速度ww计塔釜回流管wwdd=计9.4.7塔釜产品出料管wwd=40.00102=0.04m计0.8几9.4.8冷凝水管ρ=999.4kg/m3,μ=1.2363103Pa.S,C=4.129KJ/(Kg.K)p深井水的质量流率G=32.41kg/s，取流速为2m/s2计999.42几32.泵9.5.1进料泵121212R