化工課程設計_百度文庫

1、化工課程設計學院:化學與化工學院 班級:化工 1204 姓名:李敏學號:1215010424 2015年 1月 8日目錄一、緒論 . . 5二、設計方案簡介 . . 7 2.1 設計分析 . 7 2.2 設計方案 . 7 2.3工藝流程 . 7 2.4設計方案概述 . 8 三、裝置設備的工藝計算 . 9 3.1設計題目中的已知條件:. 9 3.2物料的衡算 . . 9 3.3塔板數的確定 . 10 甲醇和水的氣液平衡數據 . . 10 3.4 操作線方程 . . 11 3.5 理論塔板數的確定 . 12 3.6實際塔板數 . . 14 3.7篩板的力學驗算 . . 17 3.8漏液驗算 . 1

2、8 四、精餾塔熱量衡算 . 19 4.1熱量衡算 . 194.2塔頂蒸汽帶出熱量 QV. 194.3塔底產品帶出熱量 QW. 194.4進料帶入熱量 QF. 194.5回流帶入熱量 QL. 204.6塔釜加熱量 QB. . 20 4.7總的熱量衡算 . 20 五、主要設備尺寸計算 . . 21 5.1塔和塔板工藝尺寸計算 . 21 5.2塔徑 . 21 5.3精餾塔高度的計算 . 22 5.4溢流裝置 . 22 5.5堰長 . 22 5.6堰高 . 22 5.7塔板的分塊 . . 23 5.8篩孔計算及其排列 . 25 5.9 塔高的計算 . . 25 六、輔助設備的選擇 . 26 6.1蒸汽

3、管 . . 26 6.2回流管 . . 266.3進料管 . . 26 6.4塔釜液出口 . . 26 6.5間接蒸汽加熱管 . . 27 七、設計結果與參考文獻 . 28 7.1計算結果總表 . 28 7.2 參考文獻:. . 29八、主要符號說明 . . 30九、后記 . . 31一、緒論原理精餾一種利用回流使液體混合物得到高純度分離的蒸餾方法, 是工業(yè)上應用 最廣的液體混合物分離操作,廣泛用于石油、化工、輕工、食品、冶金等部門。 精餾操作按不同方法進行分類。 根據操作方式, 可分為連續(xù)精餾和間歇精餾; 根 據混合物的組分數, 可分為二元精餾和多元精餾; 根據是否在混合物中加入影響 汽液平

4、衡的添加劑, 可分為普通精餾和特殊精餾 (包括萃取精餾、 恒沸精餾和加 鹽精餾 。若精餾過程伴有化學反應,則稱為反應精餾。雙組分混合液的分離是最簡單的精餾操作。典型的精餾設備是連續(xù)精餾裝 置,包括精餾塔、再沸器、冷凝器等。精餾塔供汽液兩相接觸進行相際傳質,位 于塔頂的冷凝器使蒸氣得到部分冷凝 , 部分凝液作為回流液返回塔底 , 其余餾出 液是塔頂產品。 位于塔底的再沸器使液體部分汽化, 蒸氣沿塔上升, 余下的液體 作為塔底產品。進料加在塔的中部 , 進料中的液體和上塔段來的液體一起沿塔下 降, 進料中的蒸氣和下塔段來的蒸氣一起沿塔上升。 在整個精餾塔中, 汽液兩相 逆流接觸, 進行相際傳質。

5、液相中的易揮發(fā)組分進入汽相, 汽相中的難揮發(fā)組分 轉入液相。 對不形成恒沸物的物系, 只要設計和操作得當, 餾出液將是高純度的 易揮發(fā)組分, 塔底產物將是高純度的難揮發(fā)組分。 進料口以上的塔段, 把上升蒸 氣中易揮發(fā)組分進一步提濃, 稱為精餾段; 進料口以下的塔段, 從下降液體中提 取易揮發(fā)組分, 稱為提餾段。 兩段操作的結合, 使液體混合物中的兩個組分較完 全地分離, 生產出所需純度的兩種產品。 當使 n 組分混合液較完全地分離而取得 n 個高純度單組分產品時,須有 n -1個塔。精餾之所以能使液體混合物得到較完全的分離, 關鍵在于回流的應用。 回流 包括塔頂高濃度易揮發(fā)組分液體和塔底高濃度

6、難揮發(fā)組分蒸氣兩者返回塔中。 汽 液回流形成了逆流接觸的汽液兩相, 從而在塔的兩端分別得到相當純凈的單組分 產品。 塔頂回流入塔的液體量與塔頂產品量之比, 稱為回流比, 它是精餾操作的 一個重要控制參數,它的變化影響精餾操作的分離效果和能耗。評價精餾操作的主要指標是:產品的純度。 板式塔中的塔板數或填充塔中 填料層高度, 以及料液加入的位置和回流比等, 對產品純度均有一定影響。 調節(jié) 回流比是精餾塔操作中用來控制產品純度的主要手段。 組分回收率。 這是產品 中組分含量與料液中組分含量之比。 操作總費用。 主要包括再沸器的加熱費用、 冷凝器的冷卻費用和精餾設備的折舊費, 操作時變動回流比, 直接

7、影響前兩項費 用。課程設計是 化工原理 課程的一個總結性教學環(huán)節(jié), 是培養(yǎng)學生綜合運用 本門課程及有關選修課程的基本知識去解決某一設計任務的一次訓練。 在整個教 學計劃中,它也起著培養(yǎng)學生獨立工作能力的重要作用。課程設計不同于平時的作業(yè), 在設計中需要學生自己做出決策, 即自己確定 方案,選擇流程,查取資料,進行過程和設備計算,并要對自己的選擇做出論證 和核算,經過反復的分析比較,擇優(yōu)選定最理想的方案和合理的設計。所以,課 程設計是培養(yǎng)學生獨立工作能力的有益實踐。通過課程設計 , 學生應該注重以下幾個能力的訓練和培養(yǎng):1. 查閱資料, 選用公式和搜集數據 (包括從已發(fā)表的文獻中和從生產現場中

8、搜集 的能力;2. 樹立既考慮技術上的先進性與可行性,又考慮經濟上的合理性,并注意 到操作時的勞動條件和環(huán)境保護的正確設計思想, 在這種設計思想的指導下去分 析和解決實際問題的能力;3. 迅速準確的進行工程計算的能力;4. 用簡潔的文字,清晰的圖表來表達自己設計思想的能力。二、設計方案簡介2.1 設計分析該設計選用逐級接觸式的篩板塔作為分離設備, 一個完整的板式塔主要是由 圓柱形塔體、塔板、降液管、溢流堰、受液盤及氣體和液體進、出口管等部件組 成,這就需要對各個部件做出選擇并給出合理的工藝尺寸 , 因此我們對精餾塔進 行物料衡算,由 yxt -間的關系并差取相關數據,確定相對揮發(fā)度和回流比求

9、出相平衡方程和操作線方程, 然后通過逐板計算法算得理論塔板數并由全塔效率 確定實際塔板數, 最后對塔高、 塔徑、 溢流裝置等各個部件進行計算與核算校驗 (如負荷性能圖 ,最終得到符合工藝要求的精餾塔并能完成生產任務。2.2 設計方案設計甲醇 -水溶液的常壓篩板精餾塔,原料液中含甲醇 79%,泡點進料,要 求塔頂出液濃度 98%, 塔釜出液濃度 0.04%, 處理量為 5000kg/h, 塔效率為 0.8。 2.3工藝流程原料液由高位槽經過預熱器預熱后進入精餾塔內。 操作時連續(xù)的從再沸器中 取出部分液體作為塔底產品 (釜殘液 再沸器中原料液部分汽化, 產生上升蒸汽, 依次通過各層塔板。 塔頂蒸汽

10、進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝, 然后進入貯槽 再經過冷卻器冷卻。 并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體, 其余部分 經過冷凝器后被送出作為塔頂產品。 為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行, 流程中還 要考慮設置原料槽。產品槽和相應的泵 , 有時還要設置高位槽。且在適當位置設 置必要的儀表。 2.4設計方案概述設計中采用泡點進料,塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝,冷凝液在泡點 下一部分回流至塔內,其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易 分離物系,最小回流比較小,故操作回流比取最小回流比的 2倍。塔釜采用 間接蒸汽加熱,塔底產品經冷卻后送至儲罐。具體如下:塔型的選擇本設計中采用篩板塔。 篩板塔

11、的優(yōu)點是結構比浮閥塔更簡單, 易 于加工,造價約為泡罩塔的 60%,為浮閥塔的 80%左右。 處理能力大,比同塔 徑的泡罩塔可增加 1015%。塔板效率高,比泡罩塔高 15%左右。壓降較低。 缺點是塔板安裝的水平度要求較高,否則氣液接觸不勻。加料方式和加料熱狀況的選擇:加料方式采用直接流入塔內。 雖然進料方式 有多種, 但是飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、 氣溫變化和前段工序波動的影 響, 塔的操作比較容易控制; 此外, 飽和液體進料時精餾段和提餾段的塔徑相同, 無論是設計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易, 為此, 本次設計中 采取飽和液體進料設計的依據與技術來源:本設計依據于精餾的

12、原理 (即利用液體混合物中各 組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使輕重組分分離 ,并在滿 足工藝和操作的要求,滿足經濟上的要求,保證生產安全的基礎上, 對設計任 務進行分析并做出理論計算。三、裝置設備的工藝計算3.1設計題目中的已知條件:原料液中甲醇質量分數為 17%,即 XF =÷+÷÷180.833217. 03217. 00.10331塔頂出料液濃度質量分數為 98%,即 X D =÷+÷÷1802. 03298. 03298. 00.96499塔釜出料液質量分數為 0.04%,即 Xw=÷+÷&

13、#247;189996. 0320004. 0320004. 00.00022504E T =0.8 處理量為 5000kg/h物理性質參數 3.2物料的衡算甲醇的分子式為 3CH OH , 千摩爾質量為 32kmol kg , 水的分子式為 2H O , 千 摩爾質量為 18kmol kg 。原料液的平均千摩爾質量為=-+=B F A F F M X M X M 1(19.44kg/koml F=44. 195000257.20 kmol/h 采出率:=-=WD WF X X X X F D 0.10685 由上式求出塔頂餾出液量為D=F*0.10685=27.48 kmol/h則塔釜殘液量

14、為W=D-F=257.20-27.48=229.72 kmol/h 3.3塔板數的確定甲醇和水的氣液平衡數據 水 -甲醇物系的氣液平衡數據,繪出 x-y 圖 可利用圖解法求理論板層數由手冊查得水 -甲醇物系的氣液平衡數據,繪出 x-y 圖。 求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖中對角線上,自點(0.10331, 0.10331作垂線 即為進料線,該線與平衡線的交點坐標為 y q =0.425xq =0.10331 故最小回流比為 Rmin =qq q x -y y D X =1.68取操作回流比為 R=2Rmin =2×1.68=3.363.4 操作線方程求精餾塔的

15、氣液相負荷 L=RD=3.36×27.48=92.33kmol/hV=(R+1D=4.46×27.48=122.56kmol/h L ' =L+F=92.33+257.20=349.53 kmol/h V ' =V=122.56 kmol/h 精餾段操作線方程:2164. 0x 7533. 096499. 056. 12248. 27x 56. 12233. 92y n n 1+=+=+=+D n n x V D x V L 提留段操作線方程:56. 12248. 2720. 25756. 12220. 25733. 92y 1-+=-+=+n w n n

16、x x V D F x V F L 0.00022504 = 2.85Xn-0.0004223.5 理論塔板數的確定各個組分下甲醇對水的相對揮發(fā)度 由于甲醇對水的相對揮發(fā)度受溫度影響較大,因此用作圖法求得理論板數 作出兩條操作線,并用 M.T 法求出理論板數:N T=8.5精餾段:N T =4.5 提餾段:N T =4,由圖可知第 5塊為進料板3.6實際塔板數由圖可知: 當 xD =0.96499時, TD =65.76 當 xw =0.00022504時, Tw =99.96 實際板 N P =8.5/0.8=11塊 精餾段實際層數 N 精 =4.5/0.8=6 提餾段實際層數 N 提 =4

17、/0.8=5塔頂x D =y1=0.96499,查平衡曲線 x 1=0.916氣相 MVDM =0.96499×32.04+0.03401×18.02=31.55 /kmol 液相 MJDM =0.916×32.04+0.084×18.02=30.86 /kmol進料板由圖可知,x F =0.10331 yF =0.425氣相 MVDM =0.425×32.04+(1-0.425×18.02=23.97 /kmol 液相 MLDM =0.10331×32.04+(1-0.10331×18.02=19.46 /kmo

18、l精餾段氣相 MVFM =0.5×(31.55+23.9=27.73 /kmol 液相 MLFM =0.5×(30.86+19.46=25.16 /kmol平均密度因為 PD =1.03atm=101.325+4=105.325kPa 單板壓降 P=70mm液柱=0.070×1×103×10×13=9100Pa=9.1 kPa P F =PD +0.70×13=114.425kPa精餾段平均壓力 Pm =(105.325+114.425/2=109.875KPa氣相P m = 109.875 kPa液相LM =31913.3

19、8/LFM kg m =+塔頂因為塔頂 T=65.76查手冊得 A =749.85 /m3; B =980 /m3 代入公式得 LDM = 756.06 /m3進料板由圖可知:X進料板 =0.081,查氣液相平衡數據可知:T 進料板 =89.3所以,進料板 B =970.5 /m3 ; A =734.85 /m3 進料板液相的質量分率160.195A a =液相密度 31913.38/LFM kg m =+精餾段液相平均密度為LM =0.5×(LDM +LFM =0.5×(756.06 +913.38=834.72 /m3 塔頂由 t D =65.76,查手冊得A =18.

20、00mN/m B =65.28mN/m LDm=0.965×18.00+0.035×65.28=19.651mN/m進料板由 t F =89.30,查手冊得A =16.8mN/m B =62.22mN/m LFm=0.12×16.8+0.88×62.22=56.77mN/m平均表面張力精餾段液相平均表面張力為: Lm =(19.65+56.77/2= 38.21mN/m塔頂由 t D =65.76 , 查手冊得 A =0.340mPas ; B =0.436mPas lg LDM得 LDM=0.343進料板由 t F =89.30 , 查手冊得 A =0

21、.5mPas ; B =0.347mPas 得 LFM=0.363 mPas精餾段的平均表面張力為 lm =0.353 mPas173.7篩板的力學驗算 塔板壓降氣體通過篩板壓降相當的液控高度 h p 依式 hp =hc +hl +h 來計算干板阻力 h c 計算干板阻力 h c ,200.051( ( c Lu h c =0.051( 0.0382c h =m 氣流通過板上液層的阻力 hc 計算氣體通過液層的阻力 h l 計算 h=h L1.005a T f V u m s A A =- 1/21/201.42/( F kg s m =查表得 =0.60故 hl =h L =(h W +hO

22、W =0.60×(0.0467+0.0133=0.036m 液柱液體表面張力的阻力的計算液體表面張力所產生的阻力3氣體通過篩板的壓降h p =hc +hl +h=0.0382+0.036+0.0037=0.0779單板壓降 P p = hp L g=0.0779×834.72×9.81=638Pa0.7KPa 故設計合理18液面落差對于篩板塔, 液面落差很小, 且本例的塔徑和液流量均不大, 故可忽略液面 落差的影響。3.8漏液驗算 漏液驗算由式 u0,min =4.4C =4.4 =9.361m/s 實際孔速 u0=9.361m/s>u0,min篩板穩(wěn)定系數

23、 K=u0/u0,min =18.70/9.365>1.5 故本設計中無明顯漏液漏液線由 u0,min =4.4C u 0,min =Vs,min /Ao h L =hW +hOWh ow =2/32.84( 1000h wL E l 得 00,min 4.4u C A = 4.4×0.772×0.101×0.532×整理得 Vs,min 漏液線數據表 -1L S (×10-3m 3/s 0.6 1.5 3.0 4.5 6.0 V S (m3/s0.540.5570.57660.5930.593四、精餾塔熱量衡算 4.1熱量衡算用以下公式

24、計算焓:H=a(T-T 0 +b(T2-T2+c(T3-T3+d(T4-T 0 4水:a=18.2964, b=472.118×10-3, c=-1338.78×10-6, d=1314.24×10-9 甲醇:a=-258.25,b=3358×10-3 , c=-11638.8×10-6, d=14051.6×10-9 4.2塔頂蒸汽帶出熱量 Q VQ V =V×H V從甲醇水溶液的相平衡數據查得 xD=0.965時泡點 T =65.76,此時甲醇的比汽化熱為 1120kJ/kg 摩爾汽化熱為 1120×32.04

25、=35884.8kJ/kmolT =65.76時,水的比汽化熱為 2500kJ/kg摩爾汽化熱為 2500×18.04=45050kJ/kmol組成為 xD=0.965的乙醇水溶液的摩爾汽化熱為Hv=35884.8×0.96499+45050×0.03511=36210.1 kJ/kmol塔頂蒸汽帶出熱量 QV為Q V =V×Hv=137.71×36210.1=4986503.702kJ/h4.3塔底產品帶出熱量 Q WQ W =W×H WXW=0.00024, T=99.9HW=7538.895kJ/mol所以 Q W =W

26、5;HW=187.73×7583.895=1415276.758kJ /h4.4進料帶入熱量 Q fQ f =F×H fxf=0.194, T=82Hf=6314.114kJ/mol19所以 Q n =F×Hf=234.38×6314.114=1479902.004kJ /h4.5回流帶入熱量 Q LQ L =L×H LXL=0.96499, T=65.76HL=5411.95kJ/mol所以 Q L =L×HL=91.06×5411.95=492812.16kJ /h4.6塔釜加熱量 Q B釜液中甲醇的含量很小,可視為純水

27、。 在 99.9時,水的比汽化熱為 2300kJ/kg 摩爾汽化熱為 2300×18.02=41446kJ/kmol 組成為 Xw=0.00024的甲醇水溶液的熱量為QB=41446×137.71=5707528.66kJ/h設備向外界散發(fā)的熱損失 Q NQ N =0.17×QB=5707528.66×0.17=970279.8722 kJ/h4.7總的熱量衡算Q L +QF+QB= QV+Q W+Q NQ V +QW+QN=7371429.8062 kJ/hQ L +QF+QB=7680242 .864kJ/h將以上數據列入下表:熱量衡算表 -2進 出

28、項目 數量(kJ/h 項目 數量(10kJ/h進 料 帶 入 熱 量 Q F塔 釜 加 熱 量 Q B回 流 帶 入 熱 量 Q L合計 1479902.044492812.165707528.667680242.864塔 頂 蒸 汽 帶 出 熱 量 QV塔 底 產 品 帶 出 熱 量 QW散 發(fā) 的 熱 損 失 QN合 計4985873.176 1415276.758 970279.8722 7371429.806220五、主要設備尺寸計算5.1塔和塔板工藝尺寸計算V S =Lm Lm LM = m3/s 可得:L h =Ls ×3600=2.7576m3/h V h =Vs &#

29、215;3600=3618 m3/h5.2塔徑1( 0.213Vh L V = 取 H T =0.45m,取板上清液 h L =0.06m H T -h L =0.39m由 Umax 查史密斯關聯圖 C 20=0.084= 取安全系數為 0.7,則空塔氣速為 u=0.7umax =0.7×2.069=1.4486m/s 1.0656m = 按標準塔徑圓整后為 D=1.0m 塔截面積為=實際空塔氣速為u=1.005/0.785s=1.280m/s5.3精餾塔高度的計算精餾段有效高度為Z精 =(N 精 -1 H T =(6-1 H T =5×0.45=2.25m 提餾段有效高度

30、為Z 提 =(N 提 -1 H T =(5-1×0.4=4×0.45=1.8m 在進料板上方開一人孔,其高度為 0.8m 故精餾塔的有效高度為Z=Z精 +Z提 +0.8=2.25+1.8+0.8=4.85m5.4溢流裝置因塔徑 D=1.0m<2.2m,可選用單溢流弓形降液管,采用凹形受液盤 .5.5堰長取溢流堰長 L W =0.66×D=0.66m5.6堰高由 h W =h L -h OW選用平直堰,堰上液層高度 h OW 由式計算,即 h ow =100084. 2×E(wh L L 2/3 取 E=1 h ow =2.84×(0.00

31、07663600 2/3=0.007m 取板上清液高度 h L =0.06m h W =hL -h ow =0.06-0.007=0.053m弓形降液管寬度 Wd 與降液管面積 Af由 l W /D=0.66,查弓形降液管的寬度與面積圖得:W d /D=0.124 Af /AT =0.0722 W d =0.124×D=0.124×1.0=0.124m A f =0.0722×4×D2=0.0722×AT =0.0567 降液管停留時間以檢驗降液管面積:T=3600f ThA H L =0.0007663600=23.02s>5s故符合要

32、求。降液管底隙高度 h 0取降液管底的流速為 0' =0.08m/s,根據 h 0=Lh /(lw ×0'×3600計算得: h 0=0.0007663600=0.0145mh w -h 0=0.053-0.0145=0.03851m>0.006m 故降液管底隙高度設計合理,符合要求 選用凹形受液盤,深度 h=50nm5.7塔板的分塊因為 D800mm,故塔板采用分塊式,查表得,塔板分為 3塊。 如下圖所示 : 塔板分塊示意圖 邊緣區(qū)寬度確定取 W S ='SW =0.065m,WC =0.035m開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按下式計算,即A a

33、=2(X22XR -+1802RSin -1 R X 其中 X=D/2-(W d +Ws=1.0/2-(0.124+0.065=0.311mR=D/2-WC=1.0/2-0.035=0.465m故 A a =2(X22XR -+1802RSin -1RX 20.465180Sin-10.311 0.465 =0.532m2 5.8篩孔計算及其排列取篩孔的孔徑 d為 5mm ,正三角形排列,碳鋼板原為 =3mm取 t/d=3.0孔心距 t=3.0×5.0=15.0mm篩孔數目n= 1.155Ao/t2=1.155×0.532/0.0152=2731個開孔率為 =0.907(d

34、o/t 2=0.907(0.005/0.015 2=0.0101 氣體通過閥孔的氣速為u 0 =Vs/A=1.005/(0.0101×0.532=18.07m/s5.9 塔高的計算H=(n-n F -nP-1 HT+nFHF+nPHP+HD+H B+H 1 +H 2H 塔高, m ;n 實際塔板數(不包括加熱釜 , 11塊;nF進料板數, 3個;HF進料孔處板間距, 0.45m ;nP人孔數(包括塔頂塔底空間所開人孔 ; 塔頂塔底空間各一個,進料板處一 個,見工藝圖 , 5個;HB塔底空間高, 3m ;HP設人孔處的板間距, 0.8m ;HD塔頂空間高,取 1.2m ;HT板間距, 0.45m ;H1封頭高度, 0.5m ;H