南阳理工学院化工原理课程设计

1、精品 料推荐化 工 原 理 课 程 设 计 任 务 书生产能力： 11700t/年年工作日： 300 天进料组成 0.55馏出液组成 0.98釜液组成 0.035（以上均为摩尔分率）压力：常压进料加料热状况q=1.0塔顶全凝器泡点回流回流比1.9rmin单板压降0.7kpa1精品 料推荐一概要1.精馏与塔设备简介蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等

2、等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。蒸馏按操作可分为简单蒸馏、 平衡蒸馏、 精馏、 特殊精馏等多种方式。 按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。2.筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。体系介绍甲醇水体系汽液平衡数据(101.325kpa)：表 2-1x00.05310.07670.09260.12570.13150.16740.18180.20830.2319y00.28340.40010.43530.48310.

3、54550.55850.57750.62730.6485t/ 10092.990.388.986.685.083.282.381.680.2x0.28180.29090.33330.35130.46200.52920.59370.68490.77010.87411.00y0.67750.68010.69180.73470.77560.79710.81830.84920.89620.91941.00t/ 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：表 2-25060708090100甲醇7607517437

4、34725716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66.264.362.660.758.8二、设计说明书蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品2精品 料推荐质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离苯- 甲苯混合物体系应采用连续精馏过程。蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化

5、与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入， 由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器- 全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。三设计计算书1.设计参数的确定1.1 进料热状态根据设计要求，泡点进料，q 1。1.2 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凝得到，水为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用 3kgf/cm2 （温度 130）间接水蒸汽加热。1.3 塔顶冷凝水的选择采用深井水，温度t 121.4 回流比（ r ）

6、的选择实际操作的r 必须大于rmin，但并无上限限制。选定操作r 时应考虑，随r 选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量 l，v，l， v增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若 r值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的r值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳 r 值，常用的适宜r值范围为： r（ 1.2 2） rmin。3精品 料推荐2.理论塔板数的计算、实际板数的确定及热量衡算2.1 理论板数计算2.1.1 物料衡算已知进料量为11700

7、t/年，进料组成x f 0.55，进料 q 1一天以 24 小时计，则每小时的产量为1625kg/ 小时，化为摩尔量为xf=/设计要求： xd 0.98 ，xw=0.035衡算方程：fdw70dwd38.15kmol / hfxfdxdwxw700.550.98d0.035 ww31.85kmol / h2.1.2 相对挥发度的确定 sat=a- （）顶 =4.13底 =3.54= 顶 底=3.82xe=0.55 代入公式的：x3.82 xy0.8241 (1)x 1 2.82 x（xe,ye） =(0.55,0.824)2.1.3r min 的确定x dye0.980.824r min =x

8、 e0.8240.569ye0.554精品 料推荐2.1.4 精馏段操作线方程的确定精馏段操作线方程：yn 1rxnxd1.138xn0.980.532 xn 0.458r1r 11.13811.13812.1.5 精馏段和提馏段气液流量的确定已知d 38.15kmol/hr 1.138精馏段： l rd 0.0121kmol/sv （ r 1）d 0.023kmol/s提馏段： l l qf 0.032kmol/sv v （ 1 q） fv 0.023kmol/s2.1.6 提馏段操作线方程的确定提馏段操作线方程：lwxw0.03231.85*0.035ym 1v xmv 0.023xm0.

9、023*36001.39xm 0.013采用逐板计算法：xd=y1=0.98x1=0.928y2=0.952x2=0.839y3=0.904x3=0.711y4=0.836x4=0.572y5=0.762x5=0.4560.55因 x5xq，第五块上升的气相组成由提馏段操作方程计算，y6=0.621x6=0.300y7=0.404x7=0.151y8=0.197x8=0.060y9=0.070x9=0.0205s 故降液管尺寸可用。5.1.4 降液管底隙高度 h 0h 0ls，取 u0 0.07m / sl w u0 则精馏段：h00.0004430.5290.012m0.0712精品 料推荐

10、hwh00.0540 0.012 0.042m 0.006m提镏段：h 0.0008110.022m00.5290.07hwh00.050.022 0.028m 0.006m故降液管底隙高度设计合理5.2 塔板布置及筛孔数目与排列5.2.1 塔板的分块d 800mm，故塔板采用分层，查表塔板分为3 块。5.2.2 边缘区宽度确定取 ws 0.065m， wc 0.035m5.2.3 开孔区面积 aa 计算aa2 x r 2x2r 2 sin 1 x 2rr d wc 2x d wd ws 2aa0.351m25.2.4 筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用=3mm 碳钢板，取筛孔直径d05mm

11、。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为 t3d03 515mm开孔率为 =0.907d020.907（0.005 210.1%（t）0.01513精品 料推荐筛孔数目1.155 aa1158 1030.351n 为 n1521806 个t2ao0.9072aa(t / do )ao 0.101 0.351 0.0355m精馏段气体通过阀孔的气速:vs0.644u018.14m / sa00.0355提馏段气体通过阀孔的气速:vs0.627u017.66m / sa00.03556.1.4 气体通过每层塔板的液柱高h p可按下计算 h phchlh精馏段 h p =0.0331+0.0372+0

12、.00210=0.0724m 液柱pphp l g0.0724783.8099.81556.70 pa0.7 kpa提馏段 h p =0.0232+0.039+0.00339=0.0656m 液柱pp hp l g0.0656 871.637 9.81560.93pa0.7kpa6.4 漏液的验算筛板塔 ,漏液点气速（） 4.4c00.0055 0.13hlhl / vuow带入数据得：14精品 料推荐精馏段4.40.84(0.00550.130.060.0021)783.809/1.09 10.49 / ，m suow提馏段 uow4.40.84(0.00550.130.060.00339)

13、871.637/ 0.899 11.40m / s实际孔速 : 精馏段 u0 18.14m / s uow ,提馏段 u017.66m / s uow ，稳定系数 :精馏段 ku018.141.731.5 ，uow10.49提馏段 k u017.66 1.55 1.5u11.40ow均大于 1.5小于 2,所以设计无明显液漏符合要求 .6.5 液泛的验算为防止塔内发生液泛,降液管内清液层高hd ( h th w )对于设计中的甲醇-水体系 =0.5, hd 0.5=0.252m（0.45 0.054）由于板上不设进口堰精馏段hd0.153( ls) 20.153(0.07) 20.00075

14、m 液柱lwh 0h dhp hl hd0.07240.060.00075 0.133m0.25m提馏段hd0.153( ls) 20.153(0.07) 20.00075 mlwh 0h dh p hl h d0.06560.060.00075 0.126m 0.25m所以不会发生淹泛现象以上各项流力学验算可认为精馏段、提溜段塔径及各项工艺尺寸是适合的。7.5 液泛线hd= ( h th w )由 h dh phlh d ， h p hc hlh， hl0 hl ， h lh w h ow得 avs2cls22bdls 315精品 料推荐a0.051v)( a0 c0 )2(lb h t (

15、01)hw带入数据其中0.153 / (l h ) 2cw0d2.84 10 3 e(10 )( 3600) 2/3l wa1a1b2.04b2.71精馏段68337.5提馏段c63283cd21.1d28.1所以精馏段 vs22.04 68337.5ls221.1ls 2/3提馏段 vs22.7163283ls228.1ls2/37.2-3ls / ( m3 / s)0.6 10 31.5 10 33.0 10 34.5 10 3精馏段 vs / (m3 / s)2.541.610.990.08提馏段 vs / (m3 / s)2.492.201.560.668. 辅助设备及零件设计8.1

16、塔顶冷凝器（列管式换热器）甲醇 -水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式8.1.1.1估计换热面积甲醇 -水冷凝蒸汽的数据vm v 81.56 (32.040.98 18.01 0.02)0.73 kg/std=65.05 冷凝蒸汽量： g136003600由于甲醇摩尔分数为0.98, 所以可以忽略水的冷凝热 ,r=1100.18kj/kg冷凝水始温为12，取冷凝器出口水温为12201620，在平均温度 t2物性数据如下（甲醇在膜温 40.3 下，水在平均温度16下）cp(kj/k. （ kg/m3 ） )kg(s.m)(w/(m. )甲醇 - 水1.1562.59645 10-50.18881

17、111水998.84.186210-50.588716精品 料推荐 a. 设备的热参数：qg1r0.73 1100.18803.13kwb水的流量：g2q803.1323.98kg / scpt4.18628c平均温度差：（ 65.05）（）t m1265.0520ln 65.051248.9465.0520根据“传热系数k 估计表”取 k=2000w/(m 2. )传热面积的估计值为：aq803.13 1032ktm200048.948.21m安全系数取 1.2换热面积 a=1.2*8.21=9.852m 2管子尺寸取252.5 mm水流速取 ui=1.0m/sv23.98/ 998.876

18、.46个管数： n3.14/ 40.02221.04di uia9.8521.6m管长： l3.140.02576.46don取管心距 t1.25do31.25mm壳体直径取 600mm折流板：采用弓形折流板取折流板间距 b=200mm由上面计算数据，选型如下：公称直径 d/mm600管子尺寸 /mm25 2.5公称压力 pn/（ mpa） 1.6管子长 l/m1.7管程数 np2管数 n/根77壳程数 ns1管心距 t/mm31.25管子排列正三角排列核算管程、壳程的流速及re:（一）管程aidi2 n3.140.022772流通截面积：4np4 20.012m管内水的流速uig223.982.0m/s水 ai998.80.012reidiui0.02 2.0814.710.91043010517精品 料推荐（二）壳程流通截面积： n1.1n1.1779.7取 nc =10caob( dncdo )0.2(0.6100.025)0.07m2壳内甲醇 -水流速 uog10.739.02m/s ao 1.1560.074（3/ 2t22）当量直径/ 4d omd e d00.018deuo0.018 9.021.156417.08mreo4