化工原理课程设计任务书.docx

1、化工原理课程设计任务书化工原理课程设计报告处理量为15000T/a的分离水-甲醇的精馏塔的工艺设计专 业： 化学工程与工艺班 级： 化工092班 姓 名： 邵凤梅学 号： 20090915223 指导教师： 王雪静 日 期： 2012年5月29日化工原理课程设计任务书一、设计题目：处理量为 15000T/a 的分离水 - 甲醇的精馏塔的工艺设计二、已知技术参数和设计要求：（ 1）处理量： 15000t/a（2）操作条件：1间接蒸汽加热；塔顶压强：1.03 atm （绝对压强）进料热状况：泡点进料； 单板压降：75mn液柱（ 3）料液组成（质量分数） ： 40%（ 4）塔顶产品组成（质量分数）

2、： 99%；（ 5）塔顶易挥发组分回收率： 99%（ 6）每年实际生产时间： 7200h ；三、 塔板类型： 筛板或浮阀塔板四、 设计内容（一）设计方案的确定精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却等设备。热 量又塔釜送入， 物料在塔内经过多次部分冷凝和部分气化进行精馏分离， 由冷却器和冷凝器 的冷却介质将余热带走。甲醇-水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔 上部向下流的液体混合，逐板溢流，最后流入塔釜。操作时，塔釜流出来的液体经再沸器部 分气化后，液体被取出，作为塔底产品，即为釜残液，气体进入冷凝器被冷凝，并将部分冷 凝液送回塔顶作

3、为回流液， 其余部分被冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品， 经冷凝器冷却后送 入贮槽。本设计任务为分离甲醇 - 水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设 计中采用泡点进料， 将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。 塔顶上升蒸气采用全 凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属 易分离物系，最小回流比较小， 故操作回流比取最小回流比的 2倍。塔釜采用间接蒸气加热， 塔底产品经冷却后送至储罐。本设计使用的是浮阀塔，浮阀塔有生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压降及 液面落差小和抗腐蚀性较高等优点。甲醇具有腐蚀性，所以浮阀塔适合本设计的要求。（

4、二）工艺流程草图甲醇-水分离工艺流程草图（三）精馏塔的物料衡算（1）原料液及塔顶和塔底的摩尔分率（2）原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.271 X 32.04+(1-0.271) X 18.02=21.92Kg/kmolMD =0.982 32.04 1 -0.982 18.02 = 31.79kg/kmol原料处理量_ 15000000 F= 300 X 24 X 21.92 =95.04 kmol/h总物料衡算95.04=D+W甲醇物料衡算95.04 X 0.271=0.982 X D+0.0056 XW联立解得D=25.87kmol/h W=69.17kmol/hMW =0.

5、0056 32.04 1 -0.0056 18.02 = 18.10kg/kmol（四）塔板数的确定(1理论板层数Nt的求取相对挥发度的求取由一 (1 xA)yA，再根据表1数据可得到不同温度下的挥发度，见表 2Xa(1 - Ya)表1温度厂Cxy温度/ rxy1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765

6、.00.950.97981.70.200.57964.51.001.0078.00.300.665表2温度/C挥发度温度/ r挥发度96.47.582784.63293.57.33275.34.03591.26.84373.13.52589.36.61071.23.14387.76.46469.32.86884.46.06667.62.69181.75.501662.534所以,-15 :-V 2-：15-4.45求最小回流比及操作回流比泡点进料：兀=xF =0.324由q线与平衡线的交点e(xe，ye)作图可得:0.80.60.40.20 0.20.4 0.6 0.8在上图中我们可以得到图2

7、甲醇-水的y-x相图q线与平衡线的交点为e (xe, ye) = (0.324 , 0.681 )故最小回流比为“节汽穿鬣843取操作回流比为 R=2 Rmin =2 0.843=1.686求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.686 X 25.87=43.62 kmol/hV= (R+1 ) D=2.686 X 25.87=69.48 kmol/hL 二 L F =43.62+95.04=138.661kmol/h;V =V =69.481kmol/h求操作线方程xn+0.982=0.63 xn+0.3662.686提馏段操作线方程：1.99570043 (b)精馏段操作线方程为:R xD 1

8、.686yn 1 = Xn + =R 1 R 1 2.686(a)采用逐板法求理论板层数由 yq=fR 得 x=将:.=4.45代入得相平衡方程y4.45 -3.45 y(c)联立（a）、（b）、（c）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝则 yxD =0.982由（c）式求得第一块板下降液体组成 人 - 0.9254.45 3.45力 4.45 3.45x0.982利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成为 y2 =0.63冷 0.366 =0.63 0.925 0.366 =0.949交替使用式（a）和式（c）直到人Xf，然后改用提馏段操作线方程，直到xXw为止，由计算结果可知精馏塔

9、的理论塔板数为 Nt =10-1=9 （不包括再沸器）；进料板位置Nf =5（2）实际板层数的求取1液相的平均粘度根据表1，用内插法求得tF二77.6 C ；用内插法求得tD二64.6 C ;用内插法求得tW二99.5 C，则塔顶、塔底的平均温度tm =（64.6+99.5 ） /2 =82.1 C粘度的计算 在 tm =82.1 C 时，查得:2 卩 h2o=0.347 mPa s ；卩 ch3o=0.272 mPa s则由 lg 幕=0.807lg（0.347） 0.193lg（0.272） 求出 = 0.3312全塔相对挥发度由表2可求得全塔的平均相对挥发度a m=4.453全塔效率Et

10、和实际塔板数全塔效率可用奥尔康公式：ET = 0.49（口卩m）.245计算所以全板 Et =0.49 （4.45 0.331） 245 = 0.446 ;实际板层数 N精二吐 5 11.2 12 块Et 0.446（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径的计算精馏段平均摩尔质量： Mum 二（31.78 26.71）/2 二 29.25kg/kmolMLm =(30.99 21.78)/2 =26.39kg/kmol精馏段的气、液相体积流率为： V = 76.551 29.25 =0.57 m3/s3600 Pv 3600 7091图的横坐标为：取板间距Ht = 0.40m，板上液层高度h

11、0.06m，则D -4 0.57 -0.764m3.14 1.244按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为 At D2 1.02 = 0.785m24 4实际空塔气速为：u二出 057 = 0.726m/sAT 0.785（2）精馏塔有效高度的计算有效高度为Z精（N精-2） Ht =（12-2） 0.4 -4m （3）溢流装置1堰长I w 取Lw=0.65 X仁0.65出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度how按下式计算，近似取匚-弓形降液管的宽度和横截面查图得：Af =0.0721. WD =0.124 .则At D验算降液管内停留时间：+匕 J.356 0.45 =28.86LS 5.

12、5灯0一停留时间、二。故降液管可使用。降液管底隙高度取降液管底隙的流速uo=O.13m/s,则% - S -.3 07x10-3 =01.17x0.13（4）塔板布置及浮阀数目与排列本设计塔径D=0.764,采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。浮阀数目与排列取阀孔动能因子F0=12,则孔速uoi为Fo/（ 1.1572）?=11.15每层塔板上浮阀数目为：N=40.7取边缘区宽度WC=0.06m 破沫区宽度Ws=0.01m计算塔板上的鼓泡区面积，即：九=2 x-JR2 x2 + R 3 arc sin L 180 R甘+ D 2.83其中 R WC 0.06 = 1.355m ,2 2D 2

13、 83R WD WS 0.351 0.10 =0.964m 所以- 2xTo 577 X - 0.5772 十xO 842 arcsin 577| - 1.77/2L ISO 0 84浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距：t =0.58mm考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积, 因此排间距不宜采用81mm而应小些，故取t=75mm按t=75mm t =75mryi以等腰三角形叉 排方式作图，排得阀数288个；按丄：一重新核算孔速及阀孔动能因数 3.90 .如= 11xO.0392 x2884用二 1134X 丽

14、二 12,11阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内,塔板开孔率u/u0=（ 1.54/11.34 ） X 100%=13.58%（六）塔板流体力学验算（1）气相通过浮阀塔板的压降干板阻力：因 U0U01 故: hd=5.34 0=5.34苗2 11=0.048m2Png 2 汉 845.59 汉 9.8板上充气液层阻力：取f0 = 0.5加二用如二 0.5x0.07 = 0.035酬液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为hp1=hp1 讣g=0.082 845.59 9.8=687.8pa:（2）淹塔 为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高

15、度禺冬必禺+如）即仏二妇+饥+滋单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hpi=0.082m2液体通过液体降液管的压头损失hd1=0.153lw h01 J=0.1535.5 勺 0-3 ”,0.09308 勺.182 丿=0.000375m3板上液层高度hL = Q07 鵰则出1 = 0.082+0.0026+0.07 = 0 15w取e0二，已选定円于的也札1=0一0583 , 则奴十札)1 二 0.5x(0 45 +0 0583)= 0.2543可见- - 所以符合防止淹塔的要求(3)物沫夹带泛点率=8丑x iocm壮i点率=板上液体流经长度：Zl=D-2Wd=2.83-2 0.35仁2.1

16、28m板上液流面积：Ab=At-2Af =4.94-2 0.356=4.23m查物性系数di：，泛点负荷系数图f -| 1 15729.56 +1.36 0.0055 2.128泛点率二 845.59-1.1572 100%=83.99%1.0.0104.23据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%f算:I 1 14K J : +1 xl 354jyS51.06-l M J整理得:1.0x0.1032.1740.179 = 0.0366匕 +1.841 厶，即匕二 4 89 - 503 仏由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Ls值算出Vs0.176 = 0.0296町 +

17、1 841；,即町=5 并 - 62.16 Z；精馏段Ls (m3/s)0.0020.013Vs (m /s)4.794.392液泛线旺+/?.）二方f +尿+為二矗+如+毎+底+為由此确定液泛线，忽略式中hg整理得: = 5357-905444-292.03表3-4精馏段Ls1 (m3/s)0.0010.0030.0040.007VS1 (m3/s)7.156.866.936.233液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3-5s液体降液管内停留时间,以9 =5s作为液体 在降液管内停留时间的下限，则（Is） = AH =.35肌0.45 =0.03204max 5 5 Z S

18、4漏液线对于F1型重阀，依匚 作为规定气体最小负荷的标准，则0.03924551.1572=0.2485液相负荷下限 取堰上液层高度how=0.006作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关 的竖直线。1OOO 俎取 E=1.0=7.94 灯0-5 m3/2.84 1 3600 s由以上15作出塔板负荷性能图 由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作点p （设计点）处在适宜操作区内 的适中位置；塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制；按固定的液气 比，由图可查出塔板的气相负荷上限T，气相负荷下限 所以：精馏段操作弹性=4.90/1.67=2.

19、933-5浮阀塔工艺设计计算结果项目符号单位备注塔板类型分块式塔板空塔气速um/s1.244堰长l wm0.65堰高hwm0.0596板上液层咼度m0.07降液管底隙高h0m0.051浮阀数N288等腰三角形叉排阀孔气速u0m/s11.12同一横排孔心距浮阀动能因子F012.11相邻横排中心距离临界阀孔气速u0cm/s9.78排间距t，m0.065单板压降 PPPa683.91液体在降液管内停留时间9s30.16降液管内清液层咼度Hdm0.15泛点率%66.30气相负荷上限(Vs)maxnVs4.90物沫夹带控制气相负荷卜限(VS)minnVs4.80漏液控制操作弹性2.93（七）附属设备设计

20、（1冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为 500-1500kcal/（m2 h C）本设计取M = 700比匕：2（杭 k = 2926/（sa h 匸）出料液温度：78.173 C （饱和气） 78.173 C （饱和液）；冷却水温度:逆流操作：=注1二匕 乂 一三汇 所以AJfl 2Lr3bi gW 173J3； 173二、m： 一In 斗: 1 7 -；50 -；用：传热面积:A =Q _ 870x1 14x3.09x10l 292x50 30 - 药如巾 W（2再沸器的选择选用120C饱和水蒸气加热，传热系数取 亠一- ：一* -料液温度：99.815 C ，100C，热流体温度：120C；120C逆流操作r , 所以20- 20.185In2020 1852CLTC换热面积:j4f =870x0.818x3 18xl032926x20 1