化工原理课程设计策画说明书.docx

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化工原理课程设计策画说明书

第一章甲醇-水溶液连续精馏塔设计任务书

一、设计名称

甲醇-水溶液连续精馏塔设计

二、设计条件

1.操作压力：

P=1atm（绝压）；

2.进料中含甲醇：

xF=40%（质量分数），进料状态：

饱和液体进料q=1；

3.塔顶产品含甲醇：

xD=99%（质量分数）；

4.产量：

F=17500吨/年（每年实际生产时间：

7200h）；

5.塔顶易挥发组分回收率：

η=99%；

6.塔顶采用全凝器；

7.塔釜为直接蒸汽加热；

8.塔板采用F1型浮阀板（重型）；

9.适用地点：

武汉

三、设计任务

1.完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，

2.绘制精馏塔系统式艺流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。

四、设计说明书内容

1课程名称、首页、目录及页码

2概述（精馏基本原理）

3工艺计算（热量衡算及初步估算换热面积）；

4工艺流程图

4结构计算

5附属装置评价

6参考文献

7对设计自我评价.

附汽液平衡数据

甲醇-水溶液汽液相平衡数据（表中液相组成x与汽相组成y均为摩尔分数）

x

y

x

y

x

y

0.00

0.000

0.15

0.517

0.70

0.870

0.02

0.134

0.20

0.579

0.80

0.915

0.04

0.234

0.30

0.665

0.90

0.958

0.06

0.304

0.40

0.729

0.95

0.979

0.08

0.365

0.50

0.779

1.00

1.000

0.10

0.418

0.60

0.825

第二章概述

精馏是分离液体混合物最常用的一种操作，它是利用气液平衡关系和各组分沸点关系，进行多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。

通过多次部分汽化和多次部分冷凝，最终可以获得几乎纯态的易挥发组分和难挥发组份，但得到的气相量和液相量却越来越少。

连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或称再沸器）等。

精馏塔常采用板式塔，也可采用填料塔。

加料板以上的塔段，称为精馏段；加料板以下的塔段（包括加料板），称为提馏段。

连续精馏装置在操作过程中连续加料，塔顶塔底连续出料，所以是一稳定操作过程。

1．精馏原理

原料液经预热器在指定温度下送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的液体汇合后逐板溢流，最后流入塔底再沸器。

塔底再沸器连续将液体部分汽化，产生上升的蒸汽，送回塔内亦称汽相回流；所产生的液体作为塔底产品，亦称釜残液。

塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分作为塔顶产品，亦称为馏出液。

另外塔顶没有分凝器，塔顶蒸汽的一部分被冷凝作为回流，而剩余部分经组分再全部冷凝后作为馏出液。

（1）、液体混合物经过多次部份汽化后可变为高纯度的难挥发组分

（2）、汽体混和物经过多次部分冷凝后可变为高纯度的易挥发组分

（3）、精馏流程

n层塔板附近（上层n-1；下层n+1）：

tn+1>tn-1；xnyn+1。

即离开第n板的液相中易挥发组分的浓度较加入该板时的减低，而离开的气相中易挥发组分浓度又较进入的增高。

若离开该板的气液两相达到平衡状态，则将这种塔板称为理论塔板。

原料液进入的那层板称为加料板，加料板以上的塔段

称为精馏段，加料板以下的塔段（包括加料板）称为提馏段。

除了精馏塔外，还必须同时有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配有原料预热器、回流液泵等附属设备，才能实际现整个操作。

2.精馏塔

精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。

两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。

简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。

精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。

3.冷凝器（设计从略）

用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热

4.加热装置

因为待分离的混合液为水溶液,且难挥发组分为水,馏出液主要是甲醇,釜液近于纯水,故采用直接蒸汽加热方式,由此可以省去再沸器.

第三章精馏塔工艺计算

一．确定物性参数

由甲醇-水溶液汽相平衡数据可得t-x（y）图：

1．温度指标：

       精馏塔塔顶温度          64.8℃  

      精馏塔进料温度          79.08℃

     常压塔塔底温度         99.8℃

      2．压力指标：

     精馏塔塔顶压力控制       101.33kPa

    常压塔塔顶压力       101.33kPa       

二．物料衡算

1．全塔总物料衡算

总物料F=D+W

（1）

其中F=

+

=111.40kmol/h

质量流量为mF=

=

易挥发组分FχF=DχD+WχW

（2）

其中xF=

=0.2727xD=

=0.9824

若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为η=

=99%（3）

式中F、D、W——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；

χF、χD、χW——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。

由

（1）,

（2）和（3）式得：

=30.62kmol/h

即mD=0.2701kg/s

=80.78kmol/h

即mW=0.4051kg/s

xW=

=0.00376

2．回流比

取回流比R=2Rmin

塔顶64.8℃时甲醇和水的饱和蒸汽压pAO=102.38kPapBO=42.56kPa

塔底99.8℃时甲醇和水的饱和蒸汽压pAO=758.91kPapBO=100.62kPa

得αD=2.4055αW=7.54αm=（αD*αW）1/2=4.26

泡点进料q=1

xq=xF=0.2727

yq=αmxq/[1+（αm-1）xq]=0.6150

Rmin=

则R=2Rmin=2.146

3．操作线方程

（ⅰ）精馏段

上升蒸汽量：

即V=（2.146+1）*30.62=96.34kmol/h

即mV=0.8498kg/s

下降液体量：

即L=2.146*30.62=65.72kmol/h

即mL=0.5797kg/s

操作线方程：

或：

式中R——回流比；

χn——精馏段内第n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率；

Уn+1——精馏段内第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。

代入数据得yn+1=0.6822xn+0.3122

（ⅱ）提馏段

上升蒸汽量：

V＇=（R+1）D

即V＇=（2.146+1）*30.62=96.34kmol/h

即mV＇=0.8498kg/s

下降液体量：

L＇=L+qF

即L＇=65.72+111.40=177.12kmol/h

即mL＇=1.2549kg/s

W=L＇=177.12kmol/h

即mL＇=1.2549kg/s

操作线方程：

ym+1＇=

VO=V＇=96.34kmol/h

式中：

χ’m——提馏段内第m层板下降液体中易挥发组分摩尔分率；

У’m+1——提馏段内第m+1层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。

代入数据得ym+1＇=1.801xm＇-0.00677

4．塔板数目的计算

理论塔板的计算

由芬斯克方程得：

0.34107

=0.3522

Nmin=

/lgαm-1=

6.6613

=0.3522

由此得

即理论塔板数为12块

取总塔板效率为0.45

则实际塔板数为

块

进料位置

Nmin=

/lgαm-1=

2.4883

=0.34107

得进料位置为第12块板

第四章精馏塔结构计算

一、塔板工艺尺寸计算：

1．塔径：

塔的横截面应满足汽液接触部分的面积、溢流部分的面积和塔板支承、固定等结构处理所需面积的要求。

在塔板设计中起主导作用，往往是气液接触部分的面积，应保证有适宜的气体速度。

计算塔径的方法有两类：

一类是根据适宜的空塔气速，求出塔截面积，即可求出塔径。

另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速，算出一个孔（阀孔或筛孔）允许通过的气量，定出每块塔板所需孔数，再根据孔的排列及塔板各区域的相互比例，最后算出塔的横截面积和塔径。

本设计采用方案一。

泡点温度下的液相气相密度分别为：

ρL=730kg/m3ρV=1.122kg/m3

气相流量LS=mL＇/ρL=

0.001719m3/s

液相流量VS=mV＇/ρV=

0.7574m3/s

空塔气速u

u=（安全系数）*umax

C可查史密斯关联图，横坐标值为：

*（ρL/ρV）0.5=

*

=0.05856

取板间距HT=0.45m，取板上液层高度hL=0.08m,由此查史密斯关联图

史密斯关联图

图中HT——塔板间距，m；hL——板上液层高度，m；V,L——分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s；ρV，ρL——分别为塔内气、液相的密度，kg/m3

得C20=0.077

物系表面张力σ=17.2mN/m，得：

=0.0747

则：

umax=0.0747*

=1.904m/s

取安全系数为0.6，则空塔气速为：

u=0.6umax=0.6*1.904=1.142m/s

塔径

=[4*0.7574/（π*1.142）]0.5=0.9192m

按标准圆整为：

D=1.0m

塔截面积：

AT=π/4*D2=π/4*（1.0）2=0.7854m2

实际空塔气速：

u=

=0.9643m/s

2．塔高估算：

实际塔板数NP=27

有效高度Z=HT*（NP-1）=0.45*（27-1）=11.7m

进料处两板间距增大为0.7m

设置2个人孔，每个人孔0.045m

裙坐取5m，塔顶空间高度1.53m，塔底空间高度3.5m

塔总高h=Z+0.7+1.5+3=11.7+5+1.53+1.5+0.8=22.53m

3．溢流装置：

选用单溢流弓形降液管，不设进口堰

⑴堰长lW：

取堰长lW=0.714D，即：

lW=0.714*1.0=0.714m

⑵出口堰高hW：

hW=hL-hOW

采用平直堰，堰上液层高度：

hOW=0.0115m

则:

hW=0.08-0.0115=0.0685m

⑶弓形降液管宽度Wd和面积Af：

查《化工原理（下册）》164页图3-10

得

=0.098,

=0.151,则：

Af=0.098*0.7574=0.0770m2

Wd=0.151*1.0=0.151m

验算液体在降液管中停留时间，即：

θ=

=0.0770*

=20.16s

停留时间θ>5s，故降液管尺寸可用

⑷降液管底隙高度ho：

ho=Ls/（lW*uo＇）

取降液管底隙处液体流速uo＇=0.07m/s，则：

ho=

=0.03508m取ho=0.04m

4．塔板布置及浮阀数目与排列：

取阀孔动能因子FO=10

uo=Fo/（ρV）0.5=

=9.44m/s

求每层塔板上的浮阀数，即：

N=VS/（π/4*do2*uo）=0.7574/（π/4*0.0392*9.44）=68

取边缘区宽度WC=0.05m，破沫区宽度WS=0.065m，计算塔板上的鼓泡区面积，即：

Aa=2[

+π/180*R2arcsin（

）]

R=

-WC=

-0.05=0.45m

x=

-（Wd-WS）=

-（0.151+0.065）=0.284m

故Aa=2（

+π/180*0.452arcsin

）=0.4747m2

浮阀排列方式采用正三角形叉排。

取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m并采用整块式塔板，排间距t＇=75mm=0.075m

二．塔板流体力学验算：

1．气相通过浮阀塔板的压强降：

hP=hc+hl+hσ

⑴干板阻力：

uoc=（73.1/ρv）1/1.825=（73.1/1.122）1/1.825=9.86m/s

因uo

hc=19.9*uo0.175/ρL=19.9*

⑵板上充气液层阻力：

液相为水，可取充气系数εo=0.5

hl=εo*hL=0.5*0.08=0.04m液柱

⑶液体表面张力所造成的阻力：

此阻力很小。

忽略不计

所以hp=0.04+0.04=0.08m液柱

则单板压降：

△pp=hpρLg=0.08*730*9.81=572.9Pa

2．淹塔：

为了防止淹塔的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd<=φ（HT+hw）

Hd=hp+hL+hd

⑴与气体通过塔板的压强降所相当的高度hp=0.08m液柱

⑵液体通过降液管的压头损失：

因不设进口堰，故：

hd=0.153

=0.153

=0.00055液柱

⑶板上液层高度hL=0.08m

则Hd=0.08+0.08+0.00055=0.16055m

取φ=0.5，已选定HT=0.45,hW=0.0685m则：

φ（HT+hw）=0.5*（0.45+0.0685）=0.25925m

可见Hd<φ（HT+hw），符合防止淹塔的要求

3．雾沫夹带：

泛点率

泛点率={VS*[ρV/（ρL-ρV）]0.5+1.36LS*ZL}/（K*CF*Ab）*100%

及泛点率=VS*[ρV/（ρL-ρV）]0.5/（0.78K*CF*AT）*100%

板上液体流径长度：

ZL=D-2Wd=1.0-2*0.151=0.698m

板上液体流面积：

Ab=AT-2Af=0.7854-2*0.151=0.7546m

水和甲醇属于正常体系，取物性系数K=1.0，又由《化工原理（下册）》170页图3-13

查得泛点负荷系数CF=0.115，得：

泛点率=

*100%=36.13%

同样

泛点率=

*100%=43.68%

计算得两个泛点率都小于80%，故可知雾沫夹带量能够满足eV<0.1kg（液）/kg（气）的要求

三．塔板负荷性能图：

1．雾沫夹带线

泛点率={VS*[ρV/（ρL-ρV）]0.5+1.36LS*ZL}/（K*CF*Ab）*100%

按泛点率为80%计算如下：

[VS*

+1.36*LS*0.698]/（0.115*0.7546）*100%=80%

整理得：

VS=1.77-24.2LS

可知雾沫夹带线为直线，在操作范围内任取两个LS值，算出相应的VS值

LS（m3/s）

0.0005

0.007

VS（m3/s）

1.7579

1.6006

由此可得雾沫夹带线①

2．液泛线

φ（HT+hw）=hp+hL+hd=hc+hl+ho+hL+hd

由上式确定液泛线

φ（HT+hw）=

5.34*ρV*uo2/（ρL*2g）+0.153*（

）2+（1+εo）[hW+

E（

）2/3]

因物系一定，塔板结构尺寸一定，HT,hW,ho,lW,ρV,ρL,εo及φ等均为定值，而uo与VS有如下关系：

uo=VS/（π/4*do2*N）

由此得到VS与LS的如下关系式：

VS2=2.466-2955.8LS2-19.74LS2/3

在操作范围内任取若干个LS值，计算VS值，如下：

LS（m3/s）

0.0005

0.001

0.003

0.005

VS（m3/s）

2.342

2.262

2.032

1.812

由此可得夜泛线②

3．液相负荷上限线

液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3—5s，停留时间

θ=

=3—5s

以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

（LS）max=

=

=0.00693m3/s

由此可得液相负荷上限线③

4．漏液线

对于F1型重型阀，依FO=uoρV1/2=5计算，则uo=5/ρV1/2，又有

VS=π/4do2N*uo

则得VS=π/4do2N*5/ρV1/2

以FO=5作为规定气体最小负荷的标准，则

VS=π/4do2N*uo=π/4do2N*FO/ρV1/2=π/4*（0.039）2*68*

=0.363m3/s

由此可得水平漏液线④

5．液相负荷下限线

取堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限条件，依hOW的计算式算出LS的下限值

=0.006

取E=1，则

m3/s

由此做出液相负荷下限线⑤

由①②③④⑤可以得到塔板的液相负荷性能图，由图可见：

⑴任务规定的气，液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区的适中位置

⑵塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制

⑶按照固定的液气比，由负荷图查出塔板的气相负荷上限（VS）max=1.602m3/s，气相负荷下限（VS）min=0.383m3/s，故

操作弹性=

第五章附属设备和主要附件的选型计算

一.辅助容器的设计

容器填充系数取k=0.7

1．进料罐（常温贮料）

20℃时甲醇ρL1=791kg/m3

水　　　ρL2=998kg/m3

压力取一个标准大气压

由前面的计算有WF=27.3%

则ρL=

kg/m3

进料质量流量mF=2430.56kg/h

取停留时间x为2天，即x=48h

进料罐体积V=mFx/ρLk=178.93m3

圆整为V=180m3

2．回流罐（64.8℃）

质量流量mL=2086.685kg/h

设冷凝液在回流罐中的停留时间为0.5h，填充系数φ=0.7

则回流罐的容积V=mLx/ρL1k=

m3

圆整取V=2.0m3

2．塔顶产品罐

质量流量mD=972.2kg/h

产品在产品罐中的停留时间为48h，填充系数φ=0.7

则产品罐的容积V=mDx/ρL1k=

m3

圆整取V=85m3

4．釜液罐

取停留时间为3天，即72h

质量流量mW=1458.3kg/h

则釜液罐的容积V=mWx/ρL2k=

189.6m3

圆整取V=200m3

二．传热设备

1．进料预热器

用90℃水为热源，出口70℃走壳程

料液由20℃加热至79.1℃，走管程传热温差：

℃

管程液体流率mF=2430.56kg/h

管程液体焓变△H=210.8kJ/kg

传热速率Q=F*△H=2430.56*210.8/3600=142.32kW

壳程水焓变△H＇=Cp水*△t=4.178*20=83.56kJ/kg

壳程水流率q=6131.6kg/h

假设传热系数K=650W/（m2*k）

则传热面积A=

m2

圆整为A=31m2

2．塔顶冷凝器

拟用10℃水为冷却剂，出口温度为30℃，走壳程

管程温度为64.8℃

℃

管程流率V=0.85kg/s

取潜热r=302.54kJ/kg

传热速率Qc=（R+1）D（IVD-ILD）=264.86kW

壳程取焓变△H=83.56kJ/kg

假设传热系数K=650W/（m2*k）

则传热面积A=

m2

圆整取A=34m2

3．塔顶产品冷却器

拟用10℃水为冷却水，出口温度为20℃，走壳程

管程温度由64.8℃降至25℃

℃

管程流率mD=972.22kg/h

取潜热r=314kJ/kg

传热速率QC=84.8kW

壳程取焓变△H=84.0kJ/kg

假设传热系数K=650W/（m2*k）

则传热面积A=

m2

圆整取A=23m2

4．釜液冷却器

拟用10℃水为冷却水，出口温度为20℃，走壳程

管程温度由99.8℃降至25℃

℃

管程流率mW=1458.34kg/h

甲醇液体焓变△H=311.75kJ/kg

传热速率QC=126.284kW

壳程取焓变△H=83.56kJ/kg

则壳程流率q壳=5440.7kg/h

假设传热系数K=650W/（m2*k）

则传热面积A=

m2

圆整取A=24m2

三．泵的设计

1．进料泵（两台，一开一用）

取液体流速u=2m/s

液体密度ρL=730kg/m3

VS=

d=

液体黏度μ=0.54mPa.s

取ε=0.1

相对粗糙度ε/d=0.004

Re=duρ/μ=6.8*104

取90度弯管4个，截止阀1个，文氏管流量1个

（λ

ε）

+

/（ρg）=15m

取

m

则He=

/（ρg）+

=35.24m

qVLh=π/4*d2*u*3600=3.53m3/h

选取泵的型号SL65-40-315扬程：

23-150m流量：

2.5-60m3/s

2.回流泵（两台,一开一用）

取液体流速u=2m/s

液体密度ρL=791kg/m3

LS=0.001719m3/s

d=（4LS/πu）1/2=0.0331m

液体黏度μ=0.42mPa.s

取ε=0.1

相对粗糙度ε/d=0.003

Re=duρ/μ=1.25*105

查得λ=0.0295

取管路长度l=50m

取90度弯管4个，截止阀1个，文氏管流量1个

（λ

ε）

+

/（ρg）=10.83m

取

m

则He=

/（ρg）+

=31.04m

qVLh=π/4*d2*u*3600=3.1m3/h

选取泵的型号SL65-40-315扬程：

23-150m流量：

0-25m3/s

3.釜液泵（两台,一开一用）

取液体流速u=1.5m/s

液体密度ρL=996kg/m3

WS=0.00041m3/s

d=（4LS/πu）1/2=0.0187m

液体黏度μ=0.66mPa.s

取ε=0.1

相对粗糙度ε/d=0.0053

Re=duρ/μ=4.23*104

查得λ=0.0323

取管路长度l=50m

取90度弯管4个，截止阀1个，文氏管流量1个

（λ

ε）

+

/（ρg）=5.8m

取△z=-5m

则He=

/（ρg）+

=0.9m

qVLh=π/4*d2*u*3600=1.5m3/h

该处泵扬程为负值,正常工作时不使用,但非正常工作或停止工作时需要使用.

选取泵的型号SL80-65-160扬程：

0-10m流量：

10.2-25m3/s

第六章管路设计

进料管线取液体流速u=2m/s

则d=（4LS/πu）1/2=0.06