化工原理課程設(shè)計任務書zong修復的

1、化工原理課程設(shè)計課題萬噸/年乙醛生產(chǎn)中精餾塔的設(shè)計院系化工學院專業(yè)化學工程與工藝組長廖永亮 10091820工096組員高源10093360 工096陶威10091757工094施少雄 10091722 工093王夢雪 10091715工093指導教師：趙紅亮2012年 06月前言l 工業(yè)背景及工藝流程乙醛是無色、有刺激性氣味的液體，密度比水小，沸點，易揮發(fā)、易燃燒且能和水、乙醇、乙醚、氯仿等互溶，因其分子中具有羰基，反應能力很強，容易發(fā)生氧化，縮合，環(huán)化，聚合及許多類型加成反應。乙醛也是一種重要的烴類衍生物在合成工業(yè)有機化工產(chǎn)品上也是一種重要的中間體。其本身幾乎沒有直接的用途，完全取決于市場

2、對它的下游產(chǎn)品的需求及下游產(chǎn)品對生產(chǎn)路線的選擇，主要用于醋酸、醋酐、醋酸乙烯等重要的基本有機化工產(chǎn)品，也用于制備丁醇、異丁醇、季戊四醇等產(chǎn)品。這些產(chǎn)品廣泛應用于紡織、醫(yī)藥、塑料、化纖、染料、香料和食品等工業(yè)。 國內(nèi)乙醛生產(chǎn)方法有乙烯氧化法、乙醇氧化法和乙炔氧化法三種技術(shù)路線。工業(yè)上生產(chǎn)乙醛的原料最初采用乙炔，以后又先后發(fā)展了乙醇和乙烯路線。乙炔水化法成本高，因其催化劑汞鹽的污染難以處理等致命缺點，現(xiàn)以基本被淘汰。乙醇氧化或脫氫法制乙醛雖有技術(shù)成熟，不需要特殊設(shè)備，投資省，上馬快等優(yōu)點，但成本高于乙烯直接氧化法。乙烯直接氧化法制乙醛。由于其原料乙烯來源豐富而價廉，加之反應條件溫和，選擇性好，收率

3、高，工藝流程簡單及“三廢”處理容易等突出優(yōu)點，深受世界各國重視，發(fā)展非常迅速，現(xiàn)以成為許多國家生產(chǎn)乙醛的主要方法。l 精餾方案的確定：精餾塔流程的確定;塔型的選擇;操作壓力的選定;進料狀態(tài)選定;加熱方式等所選方案必須：（1）滿足工藝要求；（2）操作平穩(wěn)、易于調(diào)節(jié)；（3）經(jīng)濟合理；（4）生產(chǎn)安全。包括：流程的確定;塔型的選擇;操作壓力的選定;進料狀態(tài)選定;加熱方式等操作壓力選擇l 精餾可在常壓、加壓或減壓下進行。l 沸點低、常壓下為氣態(tài)的物料必須選用加壓精餾；熱敏性、高沸點物料常用減壓精餾。進料狀態(tài)的選擇l 一般將料液預熱到泡點或接近泡點后送入塔內(nèi)。這樣可使：l (1)塔的操作比較容易控制；l

4、(2)精餾段和提餾段的上升蒸汽量相近，塔徑相似，設(shè)計制造比較方便。加熱方式：l （1）間接蒸汽加熱l （2）直接蒸汽加熱l 適用場合：待分離物系為某輕組分和水的混合物。l 優(yōu)點：可省去再沸器；并可利用壓力較低的蒸汽進行加熱。操作費用和設(shè)備費用均可降低。符號一覽表符號名稱符號名稱F原料液的流量D塔頂產(chǎn)品的流量W塔底產(chǎn)品的流量xD塔頂產(chǎn)品摩爾分數(shù)xW塔底產(chǎn)品摩爾分數(shù)R回流比Rmin最小回流比Ls塔內(nèi)液相流率Vs塔內(nèi)氣相流率L塔內(nèi)液相平均密度v塔內(nèi)氣相平均密度表面張力NT理論塔板數(shù)L進料混合物粘度ET全塔效率N上精餾段實際塔板數(shù)N下提餾段實際塔板數(shù)N實際塔板數(shù)B塔底相對揮發(fā)度D塔頂相對揮發(fā)度F進料板

5、處相對揮發(fā)度平均相對揮發(fā)度FLV氣液相流動參數(shù)HT板間距C20氣相負荷因子un設(shè)計氣速uf液泛氣速LW堰長An氣體流通面積AT塔橫截面積Af降液管面積hW堰高D塔徑h0降液管與下層塔板的距離Ws安定區(qū)寬度Wc邊緣寬度Wd堰寬Aa開孔區(qū)面積d0閥孔直徑AO篩孔總面積開孔率板厚度C0孔流系數(shù)hd干板壓降how堰上清液層高度ua氣體速度Fa氣體動能因子液層充氣系數(shù)hL液層阻力hf板壓降eV霧沫夾帶量Hd降液管內(nèi)的清液層高度Hfd降液管內(nèi)的泡沫層高度uow漏液點的孔速k穩(wěn)定系數(shù)霧沫夾帶分率Vh氣體流量Lh液體流量E修正系數(shù)停留時間H頂塔頂空間H底塔底空間H人孔人孔高度N人孔人孔個數(shù)N加料加料板位置H加

6、料進料段高度H裙座裙座高度dp塔頂蒸汽管接管直徑dR回流管接管直徑df進料管接管直徑dw塔釜出料管接管直徑Q熱負荷T1熱流體進口溫度T2熱流體出口溫度t1冷流體進口溫度t2冷流體出口溫度K傳熱系數(shù)tm對數(shù)平均傳熱溫差NT管子數(shù)NP管程數(shù)tB再沸器溫度tD冷凝器溫度保溫層導熱系數(shù)S散熱面積Q損損失的熱量K總傳熱系數(shù)保溫層厚度T空氣對流傳熱系數(shù)第一章精餾塔的工藝設(shè)計1.1基本數(shù)據(jù).1生產(chǎn)任務處理量：4600kmol/h各組分含量：（含乙醛） wt%(或mol%)（含水）wt%(或mol%)1.1.2 分離要求連續(xù)精餾操作壓力：MPa（）塔頂產(chǎn)品組成： (含乙醛) wt%(或mol%)塔底殘液組成：

7、 (含乙醛) wt%(或mol%)1.1.3設(shè)計條件和設(shè)計項目設(shè)計相圖圖1-1乙醛水系統(tǒng)相平衡xy圖圖1-2乙醛水系統(tǒng)相平衡pxy圖圖1-3乙醛水系統(tǒng)相平衡txy圖物料衡算采用模擬計算，模擬條件：設(shè)定條件：進料F= 4358.732 kmol/h塔頂中 乙醛XD=0.999 塔釜中 乙醛XW操作條件： 間接精餾，輕關(guān)鍵組分在餾出物中的回收率=D*XD/(F*XF重關(guān)鍵組分在餾出物中的回收率=D*(1-XD)/(F*(1-XF泡點進料 塔頂全冷凝1.2.1 物料衡算由設(shè)定條件：進料F= 4358.732 kmol/h塔頂中 乙醛XD=0.999 塔釜中 乙醛XW由 F = D + W FXf =

8、 DXD + W XW可得：D=187.651 kmol/h W= 4171.081 kmol/h1.2.2 回流比的選擇（簡捷法精餾設(shè)計）（1）理論板與回流比圖圖1-4 乙醛水系統(tǒng)理論板與回流比圖因為 R=(1.12.0)Rmin，且合理的理論板數(shù)應在上圖曲線斜率絕對值較小的區(qū)域內(nèi)選擇。所以由上圖得，選取理論板為18塊。此時回流比為：1.39087392（下表得到）表1-1 乙醛水系統(tǒng)理論板與回流比表Theoretical stages（理論板）Reflux ratio（回流比）78910111213141516171819202122232425（2）簡捷精餾計算結(jié)果將由（1）得到的回流比

9、帶入ASPEN再次模擬得到：表1-2 乙醛水系統(tǒng)簡捷計算結(jié)果匯總表物理量數(shù)值最小回流比實際回流比最小塔板數(shù)實際塔板數(shù)進料板進料以上實際塔板數(shù)再沸器所需熱量冷凝器所需冷量塔頂溫度塔底溫度塔頂采出率1.2.3 嚴格精餾計算有簡捷計算結(jié)果進行精確計算，計算結(jié)果：表1-3 乙醛水系統(tǒng)嚴格計算物料匯總表摩爾流率kmol/h摩爾分率總摩爾流率kmol/h總質(zhì)量流率kg/h總體積流率l/min溫度K水乙醛水乙醛進料4188.297481塔頂出料0.12016181298.86塔釜出料40.7672471377.561.2.4 輔助設(shè)備(塔頂冷凝器、塔釜再沸器等)的精確計算塔頂冷凝器：冷凝器數(shù)據(jù)溫度熱負荷塔頂

10、出料量回流量塔頂回流比（L/D）21-3KW187.6510 kmol/hkmol/h1.391表1-4 乙醛水系統(tǒng)嚴格計算冷凝器數(shù)據(jù)匯總表塔釜再沸器：表1-5 乙醛水系統(tǒng)嚴格計算再沸器數(shù)據(jù)匯總表再沸器數(shù)據(jù)溫度熱負荷塔底出料量塔內(nèi)氣體負荷塔釜回流比（V/W）17kw4kmol/hkmol/h431.2.5 模擬各塔板數(shù)據(jù)及分布圖（1）物性數(shù)據(jù)及分布圖表1-6 乙醛水系統(tǒng)各塔板數(shù)據(jù)匯總表Stage（塔板數(shù)）Temperature（溫度）Pressure（壓力）barHeat duty（熱負荷）kWLiquid from（液體流量）kmol/hrVapor from（氣體流量）kmol/hr氣液比

11、100203040Stage（塔板數(shù)）Temperature（溫度）Pressure（壓力）barHeat duty（熱負荷）kWLiquid from（液體流量）kmol/hrVapor from（氣體流量）kmol/hr氣液比5060700809010011012013014015016017018圖1-5 乙醛水系統(tǒng)各塔板氣液流率圖圖1-6 乙醛水系統(tǒng)各塔板熱力學數(shù)據(jù)圖（2）濃度數(shù)據(jù)及分布圖表1-7 乙醛水系統(tǒng)各塔板物料濃度數(shù)據(jù)匯總表各塔板濃度分布塔板數(shù)水乙醛123456789101112131415161718圖1-7 乙醛水系統(tǒng)各塔板物料濃度數(shù)據(jù)圖（3）水利學數(shù)據(jù)分子量乙醛 44.0

12、5 操作壓力 1.2bar 操作溫度 25.81 表1-8 乙醛水系統(tǒng)塔板水力學數(shù)據(jù)圖塔板數(shù)LvL(kg/m3)V(kg/m3)(N/m)1:16:17:18:（4） 混合組分平均物性參數(shù)的計算精餾段液體密度L蒸汽密度V液體流量3/s蒸汽流量液體表面張力：提餾段液體密度L蒸汽密度V液體流量蒸汽流量液體表面張力：第二章主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計2.1 實際塔板數(shù)計算2.1.1 基本數(shù)據(jù)已知：理論塔板數(shù)NT=18（包括再沸器和冷凝器）,進料混合物粘度L=表2-1 乙醛水系統(tǒng)塔釜B進料F塔頂D2.1.1 全塔效率計算精餾段：平均相對揮發(fā)度=(D*F)=根據(jù)公式又：可得N上=(NT-1)/ET=15-10.

13、3486=40(塊)提餾段：平均相對揮發(fā)度=(D*F)=根據(jù)公式又：可得N下=(NT-1)/ET=13-10.1675=12 (塊)則最終N=N上+N下+2=54(塊)2.2 塔徑計算精餾段塔徑的計算由已知條件可計算兩相流動參數(shù)參照表取板間距由圖查得，可算出液泛氣速取空塔氣速·根據(jù)塔設(shè)備系列化規(guī)格，將圓整到，作為初選塔徑提餾段塔徑的計算由已知條件可計算兩相流動參數(shù)參照表取板間距仍由圖查得，可算出液泛氣速取空塔氣速根據(jù)塔設(shè)備系列化規(guī)格，將圓整到，作為初選塔徑初選塔徑由模擬的塔徑為，與計算結(jié)果基本一致。根據(jù)精餾段和提餾段塔徑初選結(jié)果，可以取全塔塔徑為2m.對此初選塔徑可以算出：按表選擇單

14、流型塔板，并取堰長。由圖查得溢流管面積和塔板總面積之比為降液管道面積塔橫截面積塔凈截面積驗證2.3 塔板詳細設(shè)計選擇平頂溢流堰，并參考表，取堰高采用垂直弓形降液管和普通平底受液盤，取,取板厚取，又從圖求出。于是，可以算出故得取，孔徑取,則孔間距開孔數(shù)2.4 精餾段塔板校核2.4.1 干板壓降校核由Aa=2.2046Ao=Aa×j=2.2046×板厚，則由常用化工單元設(shè)備的設(shè)計圖（以下圖均指該書圖），開孔率，查得。故可求出干板壓降，查圖，可得修正系數(shù)。進而求得堰上液高按面積計算的氣體速度相應的氣體動能因子從圖查得液層充氣系數(shù)，可求出液層阻力于是，板壓降2.4.2 液沫夾帶量校

15、核按和泛點百分率為，從圖查得。求得塔板效率2.4.3 溢流液泛條件校核已知，可求溢流管中的當量清液高度故降液管內(nèi)的當量清液高度對乙醛-水混合物體系，取，降液管內(nèi)泡沫層高度不會發(fā)生溢流液泛。2.4.4 液體在降液管內(nèi)停留時間的校核 液體在降液管內(nèi)的停留時間，不會產(chǎn)生嚴重氣泡夾帶。2.4.5 漏液點的校核 設(shè)漏液點的孔速，相應的動能因子（以為基準）故可求得塔板上當量清液高度由圖查得漏液點的干板壓降，由此求出漏液點孔速為此計算值與假定值相當接近，故計算結(jié)果正確。塔板的穩(wěn)定系數(shù)表明塔板具有足夠操作彈性。2.4.6 負荷性能圖 液相下限線令，并假設(shè)修正系數(shù)，則根據(jù)，由圖查得，表明計算結(jié)果正確。在負荷性能

16、圖處作垂線得液相下限線。 液相上限線取停留時間為，則液相上限值在負荷性能圖處作垂線即為液相上限線。 漏液線把漏液點近似看成直線，可由兩點大致確定其位置。第一點取液體流量為設(shè)計負荷，其漏液點孔速相應的氣體流量為第二點取液體量為，可求得漏液點孔速，相應的氣體流量為由以上兩點可得漏液線。 過量液沫夾帶線同樣將此線近似看成直線，由兩點確定其位置。第一點取液氣比與設(shè)計點相同，。令求出相應的液沫夾帶分率據(jù)和，從圖查得泛點百分率為。液泛速度已經(jīng)算出，故在時，相應的氣體流量和液體流量為第二點取液氣質(zhì)量流率比，算出，（當時）。由圖查得此時的液泛百分率為。根據(jù)和，由圖查得，算出液泛速度，（當時）。由此，可以求出相

17、應的氣液流量為由以上兩點可得過量液沫夾帶線。 溢流液泛線對已設(shè)計的篩板塔，當降液管內(nèi)當量清液高度時，將發(fā)生溢流液泛。在一定液體流量下，、（由圖可知，當氣速較高時，充氣系數(shù)趨于常數(shù)）與氣體流量無關(guān)，液面落差可忽略不計。這樣，可求出液泛時的干板壓降及相應的氣體流量。第一點取，求出，。液泛時的干板壓降相應的泛點孔速和氣體流量為第二點取，求出，。液泛時的干板壓降、孔速和氣體流量分別為如此同樣將此線近似看成直線，連接以上兩點即可求得溢流液泛線。 負荷圖繪制圖2-1 乙醛水系統(tǒng)精餾段負荷性能圖圖中通過原點的斜線為液氣比一定的操作線。由此圖可以看出，設(shè)計點滿足負荷性能圖的要求。2.5 提餾段塔板校核 干板壓

18、降校核由Aa=2.2046Ao=Aa×j=2.2046×板厚，則，開孔率，由圖，查得。故可求出干板壓降，查圖，可得修正系數(shù)。進而求得堰上液高按面積計算的氣體速度相應的氣體動能因子從圖查得液層充氣系數(shù)，可求出液層阻力于是，板壓降本設(shè)計接近常壓操作，對板壓降本身無特殊要求。2.5.2 液沫夾帶量校核同理可得：和泛點百分率為，從圖查得。求得塔板效率2.5.3 溢流液泛條件校核已知，可求溢流管中的當量清液高度故降液管內(nèi)的當量清液高度取，降液管內(nèi)泡沫層高度不會發(fā)生溢流液泛。2.5.4 液體在降液管內(nèi)停留時間的校核 液體在降液管內(nèi)的停留時間，不會產(chǎn)生嚴重氣泡夾帶。2.5.5 漏液點的校

19、核設(shè)漏液點的孔速，相應的動能因子（以為基準）故可求得塔板上當量清液高度由圖查得漏液點的干板壓降，由此求出漏液點孔速為此計算值與假定值相當接近，故計算結(jié)果正確。塔板的穩(wěn)定系數(shù)（要不此處改成大于？）表明塔板具有足夠操作彈性。2.5.6 負荷性能圖 液相下限線令，并假設(shè)修正系數(shù)，則根據(jù)，由圖查得，表明計算結(jié)果正確。在負荷性能圖處作垂線得液相下限線。 液相上限線取停留時間為，則液相上限值在負荷性能圖處作垂線即為液相上限線。 漏液線把漏液點近似看成直線，可由兩點大致確定其位置。第一點取液體流量為設(shè)計負荷，其漏液點孔速，相應的氣體流量為第二點取液體量為，可求得漏液點孔速，相應的氣體流量為由以上兩點可得漏液

20、線。 過量液沫夾帶線同樣將此線近似看成直線，由兩點確定其位置。第一點取液氣比與設(shè)計點相同，。令，求出相應的液沫夾帶分率據(jù)和，從圖查得泛點百分率為。液泛速度已經(jīng)算出，故在時，相應的氣體流量和液體流量為第二點取液氣質(zhì)量流率比，算出，（當時）。由圖查得此時的液泛百分率為。根據(jù)和，由圖查得，算出液泛速度，（當時）。由此，可以求出相應的氣液流量為由以上兩點可得過量液沫夾帶線。 溢流液泛線對已設(shè)計的篩板塔，當降液管內(nèi)當量清液高度時，將發(fā)生溢流液泛。在一定液體流量下，、（由圖可知，當氣速較高時，充氣系數(shù)趨于常數(shù)）與氣體流量無關(guān)，液面落差可忽略不計。這樣，可求出液泛時的干板壓降及相應的氣體流量。第一點取，求出

21、，。液泛時的干板壓降相應的泛點孔速和氣體流量為第二點取，求出，。液泛時的干板壓降、孔速和氣體流量分別為如此同樣將此線近似看成直線，連接以上兩點即可求得溢流液泛線。 負荷圖繪制圖2-2 乙醛水系統(tǒng)提餾段負荷性能圖圖中通過原點的斜線為液氣比一定的操作線。由此圖可以看出，設(shè)計點滿足負荷性能圖的要求。2.6 塔高及接管尺寸2.6.1塔體總高度塔總高度由下式?jīng)Q定根據(jù)工藝情況取，故可求出塔的總高度：2.6.2 接管尺寸塔頂蒸汽管（?。﹫A整為，取規(guī)格尺寸53020。回流管（?。﹫A整為。取規(guī)格尺寸32510。進料管（?。﹫A整為，取規(guī)格尺寸1337。塔釜出料管（?。瑘A整為，取規(guī)格尺寸2199。塔釜蒸汽回流管(取)圓整為，取規(guī)格尺寸。第三章輔助設(shè)備的選型3.1 塔頂冷凝器選型已知：，查得常壓低沸物K=1140W*m2*s-1，,t1=8,t2=20tm=T1-t2-(T2-t1)lnT1-t2(T2-t1)由Q=KAtmA估=Q/Ktm=3213674.71140×4.73根據(jù)A估選型換熱器如下：表3-1塔頂冷凝器結(jié)構(gòu)參數(shù)公稱直徑D管心距/m管長/m管道規(guī)格管子數(shù)NT管程數(shù)NP換熱面積/m298804以所選換熱器，根據(jù)自行設(shè)計的EXCEL公式求得：A實際=472.15m2