化工原理课程设计策画说明书

1、 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：=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

2、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）xyxyxy0.000.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825第二章 概述精馏是

3、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

4、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+1tn-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

5、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

6、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.

7、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 ff = dd + ww （2）其中xf= =0.2727 xd= =0.9824 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率为 =99% (3)式中 f、d、w分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；f、d、w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=

8、 =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=102.38kpa pbo=42.56kpa塔底99.8时甲醇和水的饱和蒸汽压pao=758.91kpa pbo=100.62kpa得d=2.4055 w=7.54 m=(d*w)1/2=4.26泡点进料 q=1xq=xf=0.2727yq=mxq/1+(m-1)xq=0.6150 rmin= 则 r=2 rmin =2.1463操作线方程（）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

9、.72kmol/h即 ml=0.5797kg/s操作线方程： 或： 式中 r 回流比；n 精馏段内第n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率；n+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（）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 m l=1.2549kg/s操作线方程： ym+1= vo

10、=v=96.34kmol/h式中：m 提馏段内第m层板下降液体中易挥发组分摩尔分率；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 =0.3522nmin= /lgm-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= /lgm-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

11、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：l=730kg/m3 v=1.122kg/m3 气相流量ls= ml/l= 0.001719m3/s液相流量vs= mv/v = 0.7574m3/s空塔气速uu=(安全系数)*umax c可查史密斯关联

12、图，横坐标值为： *(l/v)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； v，l 分别为塔内气、液相的密度，kg/m3得c20=0.077物系表面张力=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/(*1.142)0.5=0.9192m按标准圆整为： d=1.0m塔截面积

13、： at=/4*d2=/4*(1.0)2=0.7854m2实际空塔气速： u= =0.9643m/s2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=22.53m3溢流装置：选用单溢流弓形降液管，不设进口堰堰长lw：取堰长lw=0.714d，即： lw=0.714*1.0=0.714m出口堰高hw： hw=hl-how采用平直堰，堰上液层高度：how=0.0

14、115m则: hw=0.08-0.0115=0.0685m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：= =0.0770* =20.16s停留时间5s，故降液管尺寸可用降液管底隙高度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=0.04m4塔板布置及浮阀数目与排列： 取阀孔动能因子fo=10 uo=fo/(v)0.5= =9.44m/s求每

15、层塔板上的浮阀数，即： n=vs/(/4*do2*uo)=0.7574/(/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+/180*r2arcsin() r= -wc= -0.05=0.45m x= -(wd-ws)= -(0.151+0.065)=0.284m故 aa=2(+/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=h

16、c+hl+h干板阻力： uoc=(73.1/v)1/1.825=(73.1/1.122)1/1.825=9.86m/s因 uouoc，故： hc=19.9*uo0.175/l=19.9*9.860.175/730=0.04m液柱板上充气液层阻力：液相为水，可取充气系数o=0.5 hl=o*hl=0.5*0.08=0.04m液柱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=hplg=0.08*730*9.81=572.9pa2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=(ht+hw) hd=hp+hl+hd与气体通

17、过塔板的压强降所相当的高度hp=0.08m液柱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液柱板上液层高度hl=0.08m则 hd=0.08+0.08+0.00055=0.16055m取=0.5，已选定ht=0.45,hw=0.0685m 则： (ht+hw)=0.5*(0.45+0.0685)=0.25925m可见 hd(ht+hw)，符合防止淹塔的要求3雾沫夹带：泛点率 泛点率=vs*v/(l-v)0.5+1.36ls*zl/(k*cf*ab)*100%及 泛点率=vs*v/(l-v)0.5/(0.78k*cf*at)*100%板上液体流径长度

18、： 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ev0.1kg(液)/kg(气)的要求三塔板负荷性能图：1雾沫夹带线 泛点率=vs*v/(l-v)0.5+1.36ls*zl/(k*cf*ab)*100%按泛点率为80%计算如下：vs* +1.36*ls*0.6

19、98/(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)0.00050.007vs(m3/s)1.75791.6006 由此可得雾沫夹带线2液泛线 (ht+hw)=hp+hl+hd=hc+hl+ho+hl+hd由上式确定液泛线(ht+hw)=5.34*v*uo2/(l*2g)+0.153*()2+(1+o)hw+ e ()2/3因物系一定，塔板结构尺寸一定，ht,hw,ho,lw,v,l,o及等均为定值，而uo与vs有如下关系： uo=vs/(/4*do2*n)由此得到vs与ls

20、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)0.00050.0010.0030.005vs(m3/s)2.3422.2622.0321.812由此可得夜泛线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35s，停留时间 = =35s以=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4漏液线 对于f1型重型阀，依fo=uov 1/2=5计算，则uo=5/v 1/2，又有 vs=/4do2n*uo则得 vs=/4do2n*5/

21、v 1/2以fo=5作为规定气体最小负荷的标准，则 vs=/4do2n*uo=/4do2n*fo/v 1/2=/4*(0.039)2*68* =0.363m3/s由此可得水平漏液线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由可以得到塔板的液相负荷性能图，由图可见：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

22、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=0.71 进料罐（常温贮料）20 时 甲醇 l1=791kg/m3 水l2=998kg/m3压力取 一个标准大气压由前面的计算有 wf=27.3%则 l= 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 /l k=178.93m3圆整为 v=180m32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=0.7则回流罐的容积 v= ml x/

23、l1k= m3圆整取 v= 2.0m32 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=0.7则产品罐的容积v= md x/l1k= m3圆整取 v=85m34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/l2k= 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

24、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=31m22 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=34m23 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=97

25、2.22kg/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=23m24 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

26、液体密度 l=730kg/m3 vs= d=液体黏度 =0.54mpa.s取 =0.1相对粗糙度 /d=0.004 re=du/=6.8*104取90度弯管4个，截止阀1个，文氏管流量1个() + /(g)=15m取 m则 he= /(g)+ =35.24mqvlh=/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/s2.回流泵(两台,一开一用)取液体流速 u=2m/s液体密度 l=791kg/m3 ls=0.001719m3/s d=(4ls/u)1/2=0.0331m液体黏度 =0.42mpa.s取 =0.1相对粗

27、糙度 /d=0.003 re=du/=1.25*105查得 =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() + /(g)=10.83m取 m则 he= /(g)+ =31.04mqvlh=/4*d2*u*3600=3.1m3/h选取泵的型号 sl65-40-315 扬程：23-150m 流量：0-25m3/s3.釜液泵(两台,一开一用)取液体流速 u=1.5m/s液体密度 l=996kg/m3 ws=0.00041m3/s d=(4ls/u)1/2=0.0187m液体黏度 =0.66mpa.s取 =0.1相对粗糙度 /d=0.0053 re=du/=4.2

28、3*104查得 =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() + /(g)=5.8m取 z=-5m则 he= /(g)+ =0.9mqvlh=/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/u)1/2=0.064m取管子规格68*5.其它各处管线类似求得如下:名称关内液体流速(m/s)管线规格进料管230*5顶蒸气管5205*2.5顶产品管260*3回流管240*3.5釜液流出管1.525*2.5仪表接管/25*2.5塔底蒸气回流管20150*5第七章 参考文献1. 王静康.化工过