龙腾杯省复赛

1、首届山东省“隆腾-双利”杯化工过程实验技能大赛 首届“隆腾双利杯”化工过程实验技能大赛设计说明书指导老师：王许云组成员： 秦德伟 化工081 尹俊丽 化工081 李智伟 化工081成员单位：青岛科技大学化工学院日期：2010年12月7日目录一、绘制物系的t-x-y和y-x图.3二、采用图解法求理论板数并确定进料位置41.全塔物料恒算 41.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 41.2物料衡算 41.3原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 41.4物料衡算结果列表 42.图解法求理论板数并确定进料位置 4 2.1q线的确定 5 2.2理论板数及精馏段、提馏段板数的确定 5三、筛板式精馏塔的设计

2、51.塔高的计算 61.1精馏段、提留段塔板效率的确定 6 1.2实际塔板数的求取 6 1.3实际塔高的计算 7 2.塔径的计算8 2.1 物料恒算8 2.2操作温度下相关物性参数的计算 92.3塔径的确定 9 3.溢流装置的计算和筛孔的排列、计算9 4.流体力学验算 10 5.塔板负荷性能图 14四、填料塔填料层高度的确定 15 1.填料的确定15 2.填料层总高度的计算 15五、绘制带有主要参数控制点的工艺流程图16六、换热系统16 1.流程冷热公用工程用量 17 1.1 塔顶全凝器 171.2塔釜再沸器 171.3塔釜产品冷凝器 182.设计塔釜产品冷凝器18 2.1换热器的类型和管型的

3、选定 18 2.2热流体混合物的物性数据 18 2.3换热器的选定 19 2.3.1核算压强降19 2.3.2核算总传热系数20 2.5 折流板的设计 21 2.6 接管的设计 22 2.7 换热器简图 22七、离心泵的选定和安装高度的计算23八、操作系统的优化 25九、CHEMCAD 6.2.0模拟优化所得数据和一些截图 26一、题目要求某工艺物流中含有乙酸乙酯30%（质量百分数，下同）、乙酸丁酯70%。设计一座常压精馏塔对上述混合物进行分离，要求塔顶馏出液中乙酸乙酯的回收率为95%，釜残液中乙酸丁酯的回收率为97%，该工艺物流的处理量为7200吨/年。产品均需要冷却到40。塔釜采用外置再沸

4、器，冷用工程为循环水（2030），热公用工程为 0.4MPa（表压）的饱和水蒸汽，环境温度为 20。 操作条件1. 操作压力 常压2. 进料状热况 冷液进料，进料温度为60。3. 回流比 6.84. 塔釜加热蒸汽压力 0.4Mpa 塔板类型 筛板 工作日 每年300天，每天24小时连续运行。 设计内容 1.计算馏出液和釜残液的流量和组成。 2.采用图解法秋理论板数并确定进料位置。 3.进行筛板式精馏塔的工艺设计，确定塔高、塔径、进料位置等。 4.如果采用填料塔，请确定填料塔层的高度（填料自选）。 5.根据题意，设计以合理的工艺流程，并绘制带有主要参数控制点的工艺流程图。 6.计算所设计流程的冷

5、热公用工程用量。并对工艺流程中的任1台换热器进行设计计算，要求采用列管式换热器，计算其主要工艺参数，包括管长、管子规格、壳程直径、管程数、壳程数、管子数 目等。画出换热器的简图，标明接管尺寸。 7如果采用离心泵输送原料，试确定适用的离心泵型号，并确定离心泵的安装高度。二、绘制物系的t-x-y和y-x图. 由附录 表二 常压下乙酸乙酯乙酸丁酯溶液的平衡数据绘制两图 图1 t-x-y 相图 图2 x-y关系图三、采用图解法求理论板数并确定进料位置1.全塔物料恒算1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 塔顶乙酸乙酯的回收率为97%，其质量为m1 则 塔釜乙酸丁酯的回收率为97%,其质量为m2 则 由

6、物料守恒得： 塔顶乙酸乙酯质量 塔釜乙酸丁酯质量 则 1.2物料衡算 1.3原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 1.4物料衡算结果表1：表1塔顶/D进料塔板/F塔釜/W料量 kmol/h3.4159.4316.016X0.94710.36100.0283M kg/kmol89.59106.03115.372.图解法求理论板数并确定进料位置、q线的确定 定性温度 物性参数如下：系数 组分乙酸乙酯乙酸丁酯320339.21198.1246.5 则q线斜率 由（0.3610,0.3610），斜率5.09即得q线2.2理论板数及精馏段、提馏段板数的确定(1)精馏段操作线截距 ，相关数据见表2表2 由

7、（0.3610、0.3610），截距0.1214即得精馏段操作线 (2)提馏段操作线 由q线与精馏段操作线的交点和（0.0283、0.0283）即得提馏段操作线 (3)绘制梯级图3 由图像得理论板数 NT=5（含再沸器），自塔顶往下第3块板为进料板，则精馏段理论板数为2，提馏段理论板数为2。三、筛板式精馏塔的设计1.塔高的计算1.1精馏段、提留段塔板效率的确定精馏段： 定性温度 此温度下 查图 提馏段： 定性温度 此温度下 查图 塔板效率： 1.2实际塔板数的求取 1.3实际塔高的计算实际塔板数实际进料位置为第6块板实际塔高 2.塔径的计算 取板间距HT=0.5m 板上液层高度hl=0.05m

8、 Ht=HT- hl=0.452.1 物料恒算 L=RD=6.83.415=23.222kmol/h V=(R+1)D=(6.8+1)3.415=26.637kmol/h =L+qF=23.222+1.24459.431=34.959kmol/h =-W=34.957-6.016=28.943kmol/h实际塔板的一号塔板、进料塔板、末号塔板的组成，由图解法求实际塔板的y-x图得出: 一号塔板: y1=0.9471 x1=0.7842 进料塔板： yf =0.5400 xf =0.2100 末号塔板： yw=0.2478 xw =0.00713由组成计算气、液相得平均摩尔质量如表3所示：表3一

9、号塔顶进料塔板末号塔板气相平均摩尔质量Mvmkg/kmol89.59101.01109.21液相平均摩尔质量MLmkg/kmol94.16110.27114.16由上表计算精馏段、提馏段的平均摩尔质量如表4所示：表4精馏段提馏段平均摩尔气相质量Mvmkg/kmol95.30105.11液相平均摩尔质量MLmkg/kmol102.22112.222.2操作温度下相关物性参数的计算(1)定性温度的确定由实际塔板中一号塔板、进料塔板、末号塔板的实际组成查t-x-y图得： 一号塔板温度 tD=83.05 进料板温度 tF=107.65 末号塔板温度 tw=119.35 精馏段平均温度 提馏段平均温度

10、（2）平均密度的计算 相关物性参数见下表：表5 物性参数一号塔板/83.05进料塔板/107.65末号塔板/119.35密度 821.5788.1769.5密度 816.2789.27742表张 mN/m16.3613.4712.12表张 mN/m 18.8016.3015.13由物性参数计算塔顶、进料塔板、塔釜的液相平均密度和表面张力:进料板上的液相的质量分数： 一号塔板液相的质量分数： 末号塔板液相的质量分数： 一号塔板液相平均密度： 进料塔板液相的平均密度： 末号塔板的液相平均密度： 一号塔板液相平均表面张力： 进料塔板液相平均表面张力：末号塔板液相平均表面张力：结果列表如下：表7一号塔

11、板进料塔板末号塔板液相平均密度820.08789.01773.9液相平均表面张力16.8915.7114.92精馏段和提馏段的平均相关物性参数精馏段： 气相平均密度： 液相平均密度： 液相平均表面张力： 0提馏段： 气相平均密度： 液相平均密度： 液相平均表面张力： 2.3塔径的确定取板间距HT=0.5m 板上液层高度ht=0.05m Ht=HT- ht=0.45，安全系数取0.7。 精馏段和提馏段的相关结果如下：表8精馏段提馏段气相体积流率0.2240.255液相体积流率0.00081960.0013950.058460.08402从史密斯关联图查得C200.100.095C=0.09599

12、0.090061.53061.38031.0710.9660.5160.580圆整后塔径 D=0.6m3.溢流装置的计算和筛孔的排列、计算 由于塔径D=0.6m，可选用单溢流弓形，采用单溢流弓形降液管和凹形采液盘，各项计算如下：（1）堰长 取=0.7D=0.42m（2）溢流堰高度 选用平直堰，堰上液层高度 近似取E=1，则 故 （3）弓形降液管宽度和截面积 由 查弓形降液管参数图得 所以 =0.15D=0.150.6=0.09m液体在降液管中停留时间，即： 5s故降液管的设计合理。（4）降液管低隙高度， 取则 0.006m故降液管低隙高度设计合理，选用凹形接液盘，深度 （5）塔板布置 各区尺寸

13、确定，因直径D800mm，且塔板宜采用整块式又因D1.5m 取Ws=0.03m Wc=0.02m（6）筛孔计算及其排列本例可选用 碳钢板，筛孔直径do=4mm，筛孔按正三角形排列，孔中心距t=3do=12mm筛孔数目n为 n=其中 所以个开孔率 4.流体力学验算塔板负荷性能图（1）塔板压降气体通过一层塔板的压降为：hp=hc+h1+ 其中 hc=0.051气体通过筛孔速率为 由 查图得 Co=0.8 则 hc=气体通过充气液层的压降： h1=F0=查图得 则 h1=m(液柱)液体表面张力产生的压降因为液体表面张力所产生的压降很小，可忽略不计，则 每层塔板 （2）液面落差对于筛板塔，液面落差很小

14、，且本题的塔径和液量均不大，故可忽略落差的影响。（3）液泛（防止发生液泛） 降液管中的液层高度 Ht 其中0.5 而 Hd=班上不设进口堰 Hd=0.074+0.05+0.00674=0.131（液柱） Hd=0.245m（液柱）(4)漏液对筛板塔，取漏液量100%的气相动能因子为F0=10 实际空速 稳定系数 K=K在2附近，故无明显漏液(5)泡沫夹带 0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。5.塔板负荷性能图(1)漏液线： 故可作出与液体流量无关的水平漏液线1。(2)液沫夹带线以0.1kg液/kg气 为限，求VsLs关系如下： =0.1所以 列表如下：0.0020.0040

15、.0060.0080.4560.4140.3790.348(3)液相负荷下线限 对于平直堰，堰上液层高度作为最小液体负荷线标准。取E=1则 可作出与气体流量无关的垂直液体相负荷下限线3(4)液相负荷上限线 以则 故可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4(5)液泛线 由 故 忽略 将与、的关系带入上式，并整理得： 式中： 故 0.881结果如表9：表9/()0.00020.00040.00060.00080.0010.0012/()0.44510.43870.43190.42440.41600.4065由上表数据可作出液泛线5图4由塔板负荷性能图可以看出、 任务规定的汽液负荷下的操作点处在适

16、宜的操作区内的适中位置。、 塔板的气相负荷上限由液泛线控制，操作下限由漏液线控制。 所得数据如下表10所示表10筛板塔的工艺设计计算结果项目符号单位计算数据精馏段各段的平均压强Pmkpa105.8平均温度tm95.35平均流量气相Vsm3/s0.224液相Lsm3/s0.0008196实际塔板数N块5板间距HTm0.5塔的有效高度Zm5塔径Dm0.6空塔气速U0m/s11.90塔板液流形式单流型问题溢流装置溢流管形式弓形堰长lwm0.42堰高hwm0.04溢流堰宽度wdm0.09管底与受h0m0.03液盘距离m板上清液层高度hlmm0.05孔径d0mm4孔中心距tmm12孔数n个1498开孔面

17、积S0.019筛孔气速u0m/s11.90塔板压降Pppa584.1液体在降液管的停留时间s15.5降液管底隙高度H0mm9.3雾沫夹带evkg液/kg气0.0082负荷下限漏液线控制负荷上线液泛线控制四、填料塔填料层高度的确定n 因为波纹填料结构紧凑，具有很大的比表面积，且因相邻两饼间板片相互垂直，使上升气体不断改变方向，下降的液体也不断重新分布，故传质速率高，填料规整排列，使流动阻力减小，从而空塔气速可以提高，且所处理的物料黏度不大，不宜聚合，所以选用波纹丝网CY型填料。n 其参数为：丝经为0.16mm，波高4.3mm，波距7.2mm。CY型填料每米理论板数为8块。则 填料层高度 =4/8

18、=0.5m实装填料层高度 hmax=6m问题故填料层不用分段。五、绘制带有主要参数控制点的工艺流程图图5优化前操作系统优化后操作系统图6六、换热系统1.流程冷热公用工程用量1.1塔顶全凝器从塔顶出来的气相混合物与20的循环水进行换热，液化为40下的液回流。乙酸乙酯气化潜热，乙酸丁酯气化潜热 回流比R=6.8。 进入冷凝器的流量V=(R+1)D=(6.8+1)3.415=26.637 液相混合物冷却过程的定性温度为乙酸乙酯的定压比热容： 乙酸丁酯的定压比热容： 冷凝放热： 冷却放热： 所以 需要循环水量 1.2塔釜再沸器 从塔釜出来的119.35液相混合物进入塔釜再沸器与0.4Mpa的蒸汽进行换

19、热，温度升到122.92，一部分气化后返回塔内，一部分作为釜残液。 0.4Mpa的水蒸气对应的气化潜热为2113.2kJ/kg 未气化时加热吸热量： 定性温度为 t= =121.14 乙酸乙酯的定压比热 C=221.5 kj/kg 乙酸丁酯的定压比热 C=274.2 kj/kgQ=34.9590.0713221.5(122.92-119.35)+34.959(1-0.0713)27.42(122.92-119.35)=33750 部分气化吸热： r= 28.09; r= 35.69Q=100028.9430.049528.09+100028.943(1-0.0495)35.69=1.02210

20、所以 Q2= Q+ Q=1.05610则需要蒸气量为 M2=499.72 1.3塔釜产品冷凝器 定性温度 T=乙酸乙酯的定压比热 C=198.5 kJ/(kmolk)乙酸丁酯的定压比热 C=247 kJ/(kmolk)冷却放热 = =需要循环水量 2.设计塔釜产品冷凝器2.1换热器的类型和管型的选定（1）两流体温度变化情况：热流体进口温度123，出口温度40，冷流体（循环水）进口温度20，出口温度30。该换热器用循环水冷却，两流 体 的温差大于50，考虑热补偿，选用带膨胀节的管板式换热器。（2）换热器管型的选定 由于两产品组分低毒，水易结垢，管内清洗比较方便，应使产品走壳程，循环水走管程。选用

21、192的碳钢管。2.2热流体混合物的物性数据（1）管程定性温度：t=81.5根据定性温度查取两组分的有关物性数据如表11所示：表11参数组分（）（乙酸乙酯823198.50.1230.24乙酸丁酯820247.00.1240.365前面已计算出塔釜组成x=0.0283, W=6.016, w=0.055根据定性温度计算出壳程釜残液混合物德尔有关物性数据如下 =c=0.0283198.5+(1-0.0283)247.0=245.6 =0.02830.123+(1-0.0283)0.124=0.124 =0.02830.24+(1-0.0283)0.365=0.361 p.s（2）壳程定性温度：t

22、 =25 25时查取管程循环水的有关物性数据如下： =996.95； c=4.179;=0.60825; =0.00090285p.s（3）平均传热温差 =47.50 平均温度误差校正 , 按单壳程，双管程结构查表得： 平均传热温差 （4）初选换热器规格 根据两流体的情况，假设，故 由于，因此需考虑热补偿。所以采用带膨胀节的固定管板式换热器G273-1.6-6.4型换热器，有关参数见表12。表12壳径/mm273管子尺寸/mm192公称压强/Mpa1.6管长/m2公称面积/m26.4管子总数56管程数2管子排列方法正三角形实际传热面积若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为1. 核算压强

23、降 管程压强降 其中，管程流通面积设管壁粗糙度=0.1mm, ,查关系图得=0.05壳程压降很小，可以忽略管子为三角形排列，F=0.5壳程流通面积所以 计算表明，管程和壳程压强降都能满足题设的要求。2. 核算总传热系数2.1 管程对流传热系数2.2 壳程对流传热系数取换热器列管之中心距离t=25mm，则流体通过管间最大截面积为取所以 2.3 污垢热阻 ,2.4 总传热系数 由前面的计算可知，选用该型号换热器时要求过程的总传热系数为，在规定的流动条件下，计算出的Ko为，则 ，故选择的换热器是合适的。2.5 折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的20%，则切去的圆缺高度 h=0.2273=54.6mm 故取h=60mm 取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3273=81.9mm，可取B=100mm 折流板数2.6 接管壳程流体进出接管：取接管壳内釜残液流速u=0.5m/s,则接管内径为取标准管径为25mm 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u=0.6m/s,则接管内径为 取标准管径为42mm。2.7 换热器的简图 图7七、离心泵的选定和安装高度的计算20时 原料液的 所以体积流量 Q=0.32L/s 又因为进料高度为4m，选泵为IS-50-32-125,流量为7.5，扬程H=22m，% 轴功率 N=0.96kw，0.96kw