化工原理课程设计说明书

1、化工原理课程设计*大学化学化工学院化工原理课程设计说明书题目：空气中丙酮的回收工艺操作学 院：化学化工学院班 级：姓 名：（学号） 指导教师： 2014年1月编写- 18 -目录一、前言.(1)二、设计内容.(3)（一）设计任务.(3)（二）设计方案（路线选择）.(4)（三）工艺路线设计.(5)1.工艺流程示意图.(5)2.工艺流程说明.(5)（四）工艺过程计算.(6)1.物料衡算.(6)2.热量衡算.(8)（五）设备设计.(13)1. 计算过程（离心泵、换热器）.(13)2. 设备规格汇总表.(15)（六）示意图.(15)1. 工艺流程设备示意图.(15)2. 设备示意图（换热器）.(15)

2、三、 课程设计心得体会.(16)四、参考文献.(17)五、附录.(18)一、前言学生在学习了化工原理的理论课之后，一般仍停留在理性认识的阶段，课程设计是以实际训练为主的后续课程。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。热传递现象无时无处不在，它的影响几乎遍及现代所有的工业部门，也渗透到农业、林业等许多技术部门中。可以说除了极个别的情况以

3、外，很难发现一个行业、部门或者工业过程和传热完全没有任何关系。不仅传统工业领域，像能源动力、冶金、化工、交通、建筑建材、机械以及食品、轻工、纺织、医药等要用到许多传热学的有关知识，而且诸如航空航天、核能、微电子、材料、生物医学工程、环境工程、新能源以及农业工程等很多高新技术领域也都在不同程度上有赖于应用传热研究的最新成果，并涌现出像相变与多相流传热、(超)低温传热、微尺度传热、生物传热等许多交叉分支学科。在某些环节上，传热技术及相关材料设备的研制开发甚至成为整个系统成败的关键因素。在传热过程中最主要的两种换热器为列管式换热器和套管式换热器。列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的简壁式换热器

4、，历史悠久，占据主导地位，主要有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。其主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构范围宽广，操作弹性大，因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与管束与管束相互垂直的折流挡板。折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速、还迫使流体按规定路径多次措流通过直管，是湍流程度大为增加。套管式换热器是用两种尺寸不同的标准管连接而成同心圆套管，外面的叫壳程，内部的叫管程。两种不同介质可在壳程和管程内逆向流动(或同向)以达到换热的效果。 套管式换热器具有若干突出的优点，所以至今仍被广泛用于石油化

5、工等工业部门。主要有以下四方面有点：结构简单，传热面积增减自如。因为它由标准构件组合而成，安装时无需另外加工。传热效能高。它是一种纯逆流型换热器，同时还可以选取合适的截面尺寸，以提高流体速度，增大两侧流体的传热系数，因此它的传热效果好。液-液换热时，传热系数为 8701750W/（m2·）。这一点特别适合于高压、小流量、低传热系数流体的换热。套管式换热器的缺点是占地面积大；单位传热面积金属耗量多，约为管壳式换热器的5倍；管接头多，易泄漏；流阻大。结构简单，工作适应范围大，传热面积增减方便，两侧流体均可提高流速，使传热面的两侧都可以有较高的传热系数，是单位传热面的金属消耗量大，为增大传

6、热面积、提高传热效果，可在内管外壁加设各种形式的翅片，并在内管中加设刮膜扰动装置，以适应高粘度流体的换热。可以根据安装位置任意改变形态，利于安装。在设计过程中应考虑到设计的换热器具有较大的换热能力以满足工艺要求，另外还应考虑节省能源，综合利用余热；经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另一方面影响到所需传热面积的大小。以上因素直接关系到生产过程的经济问题。本课程设计的主要内容是工艺路线的设计、过程的物料衡算、工艺计算、换热器结构设计等。二、设计内容（一）设计任务（本组承担任务说明） 空气中丙酮的回收过程主要参数设计要求如下：操作环境20，101.325 KPa处理量8000

7、m3/h原料中丙酮的浓度10%（m3/m3）丙酮产品的含量98%（kg/kg）丙酮的总回收率97%吸收剂水（丙酮含量为3%）吸收尾气排放量0.80 mg/m3（3.7*10-4mol/mol）操作方式逆流操作换热器列管式换热器和套管式换热器（二）设计方案（路线选择） 丙酮是重要的有机合成原料，用于生产环氧树脂，聚碳酸酯，有机玻璃，医药，农药等；亦是良好溶剂，用于涂料、黏结剂、钢瓶乙炔等；也用作稀释剂、清洗剂、萃取剂；还是制造醋酐、双丙酮醇、氯仿、碘仿、环氧树脂、聚异戊二烯橡胶等的重要原料；在无烟火药、赛璐珞、醋酸纤维、喷漆等工业中用作溶剂，以及在油脂等工业中用作提取剂。丙酮回收单元是很多用丙酮

8、作为溶剂进行化工生产企业中的一个重要单元，丙酮回收的方法有多种，如水吸收-精馏、水吸收-解吸、活性炭吸附-蒸汽、解吸-精馏、深度冷却等等。目前，工业上主要采用水吸收-精馏、活性炭吸附-蒸汽或解吸-精馏两种操作路线对空气中的丙酮进行回收。活性炭吸附法是利用活性炭的吸附作用，对丙酮进行回收。活性炭产品主要指标有孔径及其分布、容积率、强度和灰分等，这些是选用活性炭的·依据。吸附小分子量丙酮时，选择平均孔径小的高比表面积活性炭。丙酮回收用活性炭微结构最佳指标：孔径主要集中在1纳米左右，微孔容积在0.4-0.5毫升/克。水吸收丙酮是物理吸收，其利用丙酮-空气混合物中各组分在水中的溶解度不同，实

9、现丙酮的分离。就丙酮的回收而言，活性炭吸附-蒸汽解析-精馏丙酮回收工艺能耗较高,工艺安全性和稳定性较差;而水吸收-精馏丙酮回收工艺能耗较低,工艺安全性和稳定性较好,是当前最好的替代工艺。此外，水吸收法还有诸多优点。首先，丙酮空气混合气中，水对丙酮的溶解度大, 而对其他组分则溶解度很小或基本不溶。这样，单位量的水能够溶解较多的丙酮,在一定的处理量和分离要求下水的用量小,可以有效地减少水的循环量。其次，在操作条件下，水具有较低的蒸气压,在吸收过程中，吸收剂水的损失可以忽略,提高了吸收过程的效率。同时，水吸收法的能耗较低，采用水作为吸收剂进行吸收比用活性炭进行吸附要经济的多。综上所述，在本次课程设计

10、中，选用水吸收-精馏的工艺路线来回收空气中的丙酮。（三）工艺路线设计1.工艺流程示意图2.流程说明（1）第一工段-吸收丙酮-空气混合气体贮存在干燥的气柜中，通过气泵，混合气体进入填料吸收塔，与水逆流相接触后，大部分丙酮被水吸收，得到可排放的净化气，在填料塔塔顶排放到大气中；吸收丙酮后的水，从塔底流出，贮存在丙酮贮槽中，待用。（2）第二工段-传热用离心泵将贮槽中的丙酮水溶液抽到位于高位的列管式换热器中，用板式精馏塔塔底的流出液进行加热，再通过套管换热器，使用低压蒸汽进行加热至泡点。将泡点下的丙酮水溶液，通入板式精馏塔的加料口进行精馏。（3）第三工段-精馏经过精馏后，在精馏塔塔顶经过全凝器冷凝后的

11、溶液进入分配器，一部分回流至精馏塔，另一部分再通过冷凝器冷凝后贮存在丙酮产品贮罐中，即得到产品；在精馏塔塔底，用低压蒸汽直接加热塔釜液体，在塔底流出液中，丙酮含量较低，可对吸收塔塔底流出的丙酮-水溶液进行第一次加热。从列管换热器流出的低含量丙酮-水溶液，经过套管换热器进行冷却，至20摄氏度，再通入吸收塔对空气中的丙酮进行吸收，进而完成水吸收-精馏法回收空气中的丙酮的操作工艺。（四）工艺设计计算1.物料衡算 *G=8000/h=0.09 /s*温度t=20 ，环境压强P=101.3 KPa*丙酮-水两相系统亨利系数E（KPa)与温度t()的关系公式为： lg E = 9.171- （1） 当t=

12、20 时,带入上述公式，可得E=162.9 KPam = = 162.9/101.3 = 1.61 吸收操作相平衡关系为：y=1.61x*丙酮、空气混合气的平均摩尔质量为= （2）查得数据如下表：含量y摩尔质量M丙酮10%58.08 g/空气90%29 g/（20）将上述表中数据代入公式（2）可得，=31.91g/=31.91kg/k*将丙酮、空气混合气体近似看做理想气体则PV= (3)将V=/带入公式（3）可得=1.327 kg/ 吸收最小液气比 = (4)设吸收的液气比 =1.2= (5)吸收的相平衡的关系 y=1.61x (6)精馏的总物料 F=D+W (7)易挥发组分 F=D+W (8

13、) 并且 L=F, (9)总回收率 (10)式中：L 、G分别表示吸收过程水相、气相的流量，kmol/s;x1、x2分别表示吸收过程水相进、出口中易挥发组分的摩尔分率；y1、y2分别表示吸收过程气相进、出口中易挥发组分的摩尔分率；F 、D 、W分别表示精馏过程中原料液、馏出液和釜残液的流量，/s；xF、xD、xW分别表示精馏过程中原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。*整理已知条件如下：G=0.09 /s, =0.98，x1=0，y1=0.1（m3/m3） =0.97，m =1.61，=1.327 kg/假设x2=0.003 则根据方程（4）-（10），解得数据如下：D=0.0089/

14、s, W=0.1675/s, F=L=0.1764/s=0.0523,=0.0030，=0.0034*整理结果为如下表格：x1x2y1y2L(kmol/s)G(kmol/s)0.05230.00300.1000.00340.17640.09F(kmol/s)D(kmol/s)W(kmol/s)xFxDxW0.17640.00890.16750.05230.980.0030.972.热量衡算（1）热量传递过程框图精馏塔塔釜流出液换热器1（套管式）填料吸收塔底填料吸收塔塔顶精馏塔换热器2（列管式）（2）换热器的选择 根据流程工艺的需要，共需提供两台换热器进行操作，我们选了两台套管式换热器。流程如上

15、图所示，用精馏塔T301塔底流出液对吸收塔T101塔底流出的丙酮-水溶液进行加热并至泡点温度。之后再经过套管换热器进行冷却，至20摄氏度，再通入吸收塔对空气中的丙酮进行吸收。下面逐个进行计算：A套管式换热器-1根据物料衡算可得吸收塔T101塔底流出液成分为：丙酮5.23%、水94.77%查表的混合溶液常压泡点温度约为75。采用内管直径为58×3mm，外管直径为78mm的套管式换热器，用精馏塔T301塔底流出液（约100）对吸收塔T101塔底流出液加热至泡点温度t2=75。流经换热器H202热流体流量经计算可得qm1=3.21kg/s，查得100饱和水蒸汽汽化焓为H=2258.52kJ

16、/kg。 吸收塔T101塔底流出液平均摩尔质量： 冷=XiMi=0.0523×58.08+（1-0.0523）×18kg/kmol=20.10kg/kmol吸收塔T101塔底流出液流量： qm2=L×冷=（0.1764×20.10）kg/s=3.55kg/s吸收塔T101塔底流出液进口温度t1=20，出温度t2=75 qm2Cp2（t2-t1）= qm1Cp1(T1-T2)利用试差法，假设热流体出口温度为40 T2 =T1-qm2Cp2（t2-t1)/qm1cp1 =100-3.55×4.167×(75-20)/(3.21×

17、4.195）kg/s=39.6假设温度与实际温度差值较小，所以上式计算误差可忽略不计 Q=qm1Cp1(T1-T2)=3.21×4.167×（100-39.6)kJ/s=807.9kJ/s经过换热器H202后冷流体的定性温度 t=（t1+t2）/2=（20+75）/2=47.5经过换热器H202后冷流体在47.5下的物性数据如下：Pr988.04.1750.6473549.23.54经过换热器H202后热流体的定性温度为 T=(T1+T2)/2=(100+39.6)/2=69.8热流体在69.8下的物性数据如下：Pr977.84.1670.6670406.02.55已知d1

18、=0.052m;d2=0.058m;d外=0.078m 对于热流体： u1=4qm1/1（d外2 -d22) =(4×3.21)/977.8×3.14×(0.0782-0.0582) m/s=1.54m/s de=4A/=4(d外2 -d22)/4(d外+d2)=0.02m Re1=deu11/1 =(0.02×1.54×977.8)/(406.0×10-6)=7.406×104 1=0.0231Re10.8Pr10.3/de =0.023×0.6670×(7.406×104)0.8×

19、2.550.3 /0.02W/(m2·K) =7988.3W/(m2·K)对于冷流体： u2=4qm2/2d12 =(3.55×4)/(3.14×0.0522×988.0)m/s=1.63 m/sRe2=d1u22/2=(0.052×1.63×988.0)/(549.2×10-6)=1.55×1052=0.023×2×Re20.8×Pr20.4/d1=0.023×0.6473×（1.55×105）0.8×3.540.4 /0.053W/

20、(m2·K) =6613.4W/(m2·K)传热系数K的计算：（忽略壁阻和污垢热阻）K=1/d2/(d12)+1/1=1/0.058/(0.052×6613.4)+1/7988.3W/(m2·K)=3403.2W/(m2·K) tm=(T1-t2)-(T2-t1)/ln(T1-t2)/(T2-t1) =(100-75)-(39.6-20)/ln(100-75)/(39.6-20)=22.2由Q= Ld2Ktm 得L=Q/d2Ktm =807.9×103/(3.14×0.058×3403.2×22.2)m=

21、63.6m因为63.6m较大，选取每根管程为2m所以，n = 63.6 / 2 = 31.8 32根B套管式换热器-2 选用内管直径为58×3 mm，外管直径为78 mm的套管式换热器逆流传热,热流体走管程，冷流体（即冷却水）走壳程，质量流量取qm1=3.15kg/s,将热流体冷却至20。已知冷流体质量流量qm1=3.15kg/s,=10，t2=? 热流体质量流量=3.21kg/s，=39.6,=20由于热流体中丙酮浓度较低，所以热流体的物性可近似看成相同条件下水的物性根据热量衡算式： Q=qm1cp1(t2-t1)=qm2cp2(T1-T2)利用试差法，假冷流体出口温度为30 t2

22、=t1+qm2cp2(T1-T2)/qm1cp1 =10+ 3.21×4.174×(39.6-20)/3.15×4.183=29.9假设温度与实际温度差值较小，所以上式计算误差可忽略不计 Q=qm1cp1(t2-t1)=3.15×4.183×(29.9-10)kJ/s=262.6kJ/s冷流体定性温度：t=(t1+t2)/2=(29.9+10)/2=19.95查得冷流体在19.95下物性参数：998.24.1830.5985 1004.07.02热流体的定性温度T=(T1+T2)/2 =（39.6+20）/2=29.6查得热流体在29.8下物性

23、参数:995.74.1740.6171 801.25.42已知d1=0.052m;d2=0.058m;d外=0.078m 对于冷流体： u1=4qm1/1d12 =(4×3.15)/(3.14×998.2×0.0522)m/s=1.49m/s Re1=d1u11/1 =(0.052×1.49×998.2)/(1004.0×10-6)=7.70×104 1=0.0231Re10.8Pr10.4/d1 =0.023×0.5985×(7.70×104)0.8×7.020.4 /0.052W/

24、(m2·K) =4682.9W/(m2·K)对于热流体： u2=4qm2/2(d外2-d22) =(4×3.21)/3.14×995.7×(0.0782-0.0582)m/s =1.51m/s de=4A/=4(d外2 -d22)/4(d外-d2)=0.02m Re2=deu22/2 =(0.02×1.51×995.7)/(801.2×10-6)=3.75×104 2=0.0232Re20.8Pr20.3/de =0.023×0.6171×(3.75×104)0.8×

25、;5.420.3 /0.02W/(m2·K) =5376.2W/(m2·K)传热系数的计算（忽略壁阻，污垢热阻）：K=1/d2/(d11)+1/2 =1/0.058/(0.052×4682.9)+1/5376.2W/(m2·K) =2357.4W/(m2·K) tm=(T1-t2)-(T2-t1)/ln(T1-t2)/(T2-t1) =(39.6-29.9)-(20-10)/ln(39.6-29.9)/(20-10)=9.85由Q= Ld2Ktm 得 L=Q/d2Ktm =262.6×103/(3.14×0.058×

26、;2357.4×9.85)m=62.0m因为62m较大，选取每根管程为2m所以，n = 62.0 / 2 = 31根（五）设备设计1.计算过程（1）换热器（见9-16页换热器热量衡算）（2）离心泵泵的用途：把吸收塔的吸收液打入换热器流量：=L=0.004 /s=14.4 /h参数的选择：进水管充满度100%，流速小于1.2m/s出水管是压力管，充满度100%，取当地经济流速1-2m/s=，因此0.065 mA2= ，0.05 m0.07 m*查设备手册，选取一下型号离心泵：IS6550125型单级单吸离心泵（流量qv=15，扬程He=21.8 m）*输水管路材料选择铸铁管，绝对粗糙度

27、=0.3 mm*查手册可知一下数据：20 下，=998.2 kg/m3,=1004× Pas,=1.21 m/s=2.01 m/s>（阻力平方区）> （阻力平方区）由得，已知：P1=P2=101.325kpa，经其他组计算，精馏塔塔高z=7 m，列管换热器：=40,查得物性数据：(kg/m3）(Pas）(m/s)(m)(m)992.2 653.2 0.5 0.013 m6 m,可得 管路正方形排列时=1.4阻力损失= =0.95 m（3）阻力计算A套管换热器局部阻力a冷却釜液的换热器： L=46.7m,u=1.86m/s,假设管长2m，共计23个180度弯头，弯头的b.对

28、精馏塔的进料加热的换热器L=47.7 m,u=1.59m/s,假设管长2m，共计23个180度弯头，弯头的解得，B输水管局部阻力1.进口管：标准弯头*1，全开阀*1，管长l=2 m，2.出口管：标准弯头*2，全开阀*1，管长l=15 m解得，所以 =21.07 m21.8 m综上所诉，所选取的IS6550125型单级单吸离心泵符合要求。2.设备规格汇总表A.换热器名称管程数管子根数换热管长度/m换热管径/mm公称直径/mm套管式换热器-1132258×3套管式换热器-2131258×3B.离心泵型号扬程/m效率/%轴功率/kW(NPSH)r/mIS655012521.8581.542.0（六）示