化工原理连续精馏塔课程设计.docx
- 文档编号:10309368
- 上传时间:2023-02-10
- 格式:DOCX
- 页数:41
- 大小:102.76KB
化工原理连续精馏塔课程设计.docx
《化工原理连续精馏塔课程设计.docx》由会员分享,可在线阅读,更多相关《化工原理连续精馏塔课程设计.docx(41页珍藏版)》请在冰豆网上搜索。
化工原理连续精馏塔课程设计
学号:
7038
化工原理课程设计
题
目
万吨/年乙醇连续精馏塔设计
学生姓
名
秦云
学
院
化工学院
系
别
应用化学系
专
业
应用化学
班
级
应化12-1
指导教
师
刘醒民
二◦一五年七月
化工原理一化工设备机械基础课程设计任务书
专业应用化学班级应化12-1设计人秦云
1.设计题目
万吨/年乙醇连续精馏塔设计
2.原始数据及条件
生产能力:
年产万吨乙醇(开工率300天/年),每天工作24小时;
原料:
乙醇含量为45%(质量分率,下同),水含量为55%的常温混
合液。
分离要求:
塔顶,乙醇含量不低于91%
塔底,乙醇含量不高于2%
操作条件:
塔顶压强
进料热状况
塔釜加热蒸汽
压力
单板压降
KPa\(表压)\
饱和液体
(q=1)
(表压)
3.设计要求:
(一)编制一份设计说明书,主要内容包括:
1.前言
2.设计方案的确定和流程的说明
3.塔的工艺计算
/4.塔和塔板主要工艺尺寸的设计
a.塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定
b.塔板的流体力学验算
c.塔板的负荷性能图
5•附属设备的选型和计算
7.注明参考和使用的设计资料
8.对本设计的评述或有关问题的分析讨论
(二)绘制一个带控制点的工艺流程图(2#图)
(三)绘制精馏塔的工艺条件图(1#图纸)
推荐教材及主要参考书:
1.王国胜,裴世红,孙怀宇.化工原理课程设计.大连:
大连理工大学出版
社,2005
2.贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计.天津:
天津科学技术出版社,2002.
3.马江权,冷一欣.化工原理课程设计.北京:
中国石化出版社,2009.
4.《化工工艺设计手册》,上、下册;
5.《化学工程设计手册》;上、下册;
6.化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-塔设备;化学工业出版
社:
北京.2004,01
7.化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道;化学工业出版
社:
北京.2004,01
8.陈敏恒.化工原理(第三版).北京:
化学工业出版社,2006
目录/、
进料管19
回流管19
塔底出料管20
塔顶蒸汽出料管20
塔底进气管20
塔设计计算结果参数29
第一章设计方案简介
精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同,采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。
在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域,并取得了良好的效益。
其中主要包括板式塔和填料塔,而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、喷射塔板等等,本次课程设计是筛板塔。
精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别,是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流,为精馏过程提供了传质的必要条件。
提供高纯度的回流,使在相同理论板的条件下,为精馏实现高纯度的分离时,始终能保证一定的传质推动力。
所以,只要理论板足够多,回流足够大时,在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品,而在塔底获得高纯度的重组分产品。
精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法
本次课程设计是分离乙醇一一水二元物系。
在此我选用连续精馏筛板塔。
具有以下优点:
(1)结构简单,造价低
(2)板上页面落差小,其他压降低
(3)气体分散均匀,传质效率高
具有以下缺点:
筛板易堵塞,不易处理结焦、粘度大的物料
本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图,是较完整的精馏设计过程。
精馏设计包括设计方案的选取,主要设备的工艺设计计算物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。
通过对精馏塔的运算,可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的,以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。
工科大学生应具有较高的综合能力,解决实际生产问题的能力,课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会,我们应充分利用这样的机会认真去对待每一项任务,为将来打下一个稳固的基础。
第二章工艺流程图及说明
首先,乙醇和水的原料混合物进入原料罐,在里面停留一定的时间之后,
通过泵进入原料预热器,在原料预热器中加热到泡点温度,然后,原料从进
料口进入到精馏塔中。
原料液全部作为提馏段的回流液。
提馏段气相混合物
上升到塔顶上方的冷凝器中,这些气相混合物被降温冷却,其中一部分停留
一定的时间然后进入乙醇的储罐,而其中的一部分重新回到精馏塔中,这个过程就叫做回流。
液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品再沸器中,在
再沸器中被加热到重新回到精馏塔;一部分经冷却流出。
塔里的混合物不断
重复前面所说的过程,而进料口不断有新鲜原料的加入。
最终,完成乙醇与
水的分离。
冷凝器T塔顶产品冷却器一乙醇储罐一乙醇
T回流J
原料f原料罐f原料预热器f精馏塔
T回流J
再沸器-f塔底产品冷却器f水的储罐f水
第三章塔板的工艺计算
精馏塔全塔物料衡算
F:
进料量(kmol/h)Xf:
原料组成
D:
塔顶产品流量(kmol/h)XD塔顶组成
20/46
20/46+80/18
W:
塔底残液流量(kmol/h)Xw塔底组成
45
W—46—
4555
4618
9/46
g/46+92/-lS
Xd=
50/4fi
90/46+LO/18
总物料衡算:
F=D+W
易挥发组分物料衡算:
FXf=DXd+WXw
联立以上式子得:
F=kmol/h
D=kmol/h
W=kmol/s
基本物性参数
温度
T顶=C
T进=C
T底=C
Tm精=(T顶+T进)/2=+/2=C
Tm提=(T进+T底)/2==/2=C
平均组成
由平均温度查表可得
精馏段平均组成:
x=
y=
提馏段平均组成:
x=
y=
摩尔质量
精馏段
气相:
M精=MA*yA+MB*yb=46*+18*=
液相:
ML精=MA*Xa+MB*Xb=46*+18*=
提馏段
气相:
M提=MA*yA+MB*yb=46*+18*=
液相:
ML提=MA*Xa+MB*Xb=46*+18*=
操作压力
Pd=+=kpa
Pf=+*16=kpa
Pw=+*19+5=kpa
Pm精=(Pd+Pf)/2=+/2=kpa
Pm提=(Pf+Pw/2=+/2=kpa
密度
混合液密度
1aAaB
lAB
混合气密度:
V
PM
RT
(T为热力学温度,
K)
精馏段
aA=*46/(*46)+*180)=
气相:
p精,v=p精MV精/RTm精=**+=kg/m3
液相:
p精,l=1/(789)+)=kg/m3
提馏段
aB=*46/((=*460+(18*)=
气相:
p提,v=p提MV提/RTm提=**+=
kg/m3
液相:
3
p提,l=1/(789)+)=kg/m
混合液体表面张力
乙醇表面张力:
■温度,c
20
30
40
50
60
70
80
90
100
110
c,mN/m
水表面张力:
温
度,c
0
20
40
60
80
90
100/
c,m
N/m
精馏段的平均温度约为80C,由表可查得
c精,水=mN/m
c精,乙醇=mN/m
Cm精=C精,水*XA+C精,乙醇*XB=*+*=m
提馏段的平均温度约为90C,由表可查得
c提,水=mN/m
c题,乙醇=mN/m
cm提=c提,水*xa+c提,乙醇*xb=*+*=mN/m
相对挥发度
a=10
F
x=5
F
1=
a1=10F
x=15
F2=
a2=
x=25
F
3=
a3=
x=35
F4=
a
4=
x=45
F5=
a
5=
x=55
F6=
a
6=
x=65
F7=
a
7=
x=75
F8=
a
8=
x=85
F
9=
a9=
【,=(a1+a2+a3+a4+a5+a6+a7+a8+a9)/9=
混合物的粘度
精馏段温度约为80C
^查表,得卩水=•S,卩醇=•s
提馏段温度约为91C
表,得卩水=•s,卩醇=•s
(1)精馏段粘度:
口i=(1醇x1+(1水(1-xi)=*+*=mpa•s
(1)提留段粘度:
12=1醇x2+1水(1-x2)=*+*=mpa•s
平均粘度:
1=(11+12)/2=+=理论塔板和实际塔板数的计算
最小回流比的确定:
由上图知,点精馏线与纵轴的截距为即为―空'值
Rmin
Xd=
最小回流比Rmin=
理论塔板数的确定:
log3.09
log宀)(』)
1XdXw
NLin——
logm
简捷法求理论塔板数
log(需)(曽)
知道:
Nmin—R
min—
通过吉利兰图,可查得
N―仏跟R%的关系
N2R1
在VNNminv范围内
N2
令丫一NNmin令N2
X=
RRmin
R1
有:
Y=Rmin=
R3=Rmin=
R5=Rmin=
R7=Rmin=
即:
Rs一Rmin
R3=Rmin=
Xi=+1)=
2XNmin
1-X
N4一
X3=N
用坐标纸画出
N和R的关系图,如下:
由图知,当R=时,N变化率已经非常小,几乎不再下降,此时经济费用比较合理,故
R==
Nr=N-仁=块
实际塔板数确定:
T顶=CT底=C
Tm=(+)/2=89C
查表知此温度的乙醇摩尔分数为:
%
F='(
Et=(卩L)=**=
全塔所需实际塔板数:
NNt7.218819块
Np18.819块j
Et0.382
确疋进料位置
X>80
F=F=m'
...D*F1.91,
精
Xd1Xf)
log匸)(h)
lOgm
0.8010.24)
log()()
10.800.24,—
12.92
RRmin
X
R12*YN
N精=一仏
1-Y
实际精馏段层数为:
2*0.3942802.92
1-0.394280
6.1
Np,精=—』16块
Et0.382
log1.91
实际提馏段层数为:
Np,提=19-16=3块
故加料板层数为为:
16+1=17块
第四章塔体的主要工艺尺寸计算
塔体主要尺寸确定塔径的初步计算
\
气液相体积流量计算
(1)精馏段:
气相:
Vs
22,4*V*T*P22.4*358.93*(273.1580.425)*101.32巾门屮冷
3600*T*p273.15*105.55*3600
液相:
Ls
L*M238.16*30.043z
0.0026m/s*3600849.72*3600
(2)提馏段
气相:
Vs
22,4*V*T*P
22.4*358.93*(273.152.68m3/s
3600*T
273.15*112.5*3600
液相:
LS
L'*M
*3600
771.25*19.420.0044m3/s
945.5*3600
精馏段塔径计算
气,液相负荷:
L=R*D=*=
Umax=C
LVV
0.0604*
902,111,17
1,17
1.676m/s
u=umax*=m/s
D=4Vs4*272Gm
\uV3.14*1.173
塔径圆整后:
D=1800mm=m
塔截面积为:
At==
实际空塔气速为:
u=Vs/At==m/s
精馏段有效高度:
Z精=(N精-1)Ht=(16-1)*=
提馏段有效高度:
Z提=(N提-1)Ht=(3-1)*=1m
进料上方开一人入孔,高度为:
全塔的有效高度:
Z=+1+=
塔体主要工艺尺寸计算
D=1800mm选用单溢流板即可
堰长lw取lW==
溢流堰高度(出口堰高)hw
hwhLhow选择平直堰取E=1
堰上层咼度:
2
%12000*E*(;w)3°01m
弓形降液管宽度和截面积
hw=
由Iw/d=查得
W/D=,A/At=
W=,Af=
3600*0.236*0.5“c
26.8s9.2
数值大于5S,设计合理降液管底隙高度
h0
Lh
3600*Lw*u。
'
9.2
3600*1.26*0.1
0.0203m
取u。
/=s
受液盘的选取
由于D=1800mm>600mm
故选用凹液盘比较合适
塔板布置
塔板分布
本设计塔径D=采用分块式塔板
1鼓泡区
2溢流区
3安定区
D=>取WS=80mm
4无效区
由于塔径比较大,取W=150mm
筛孔的计算及其排列
筛孔直径:
选用不锈钢塔板,取do=
板厚为
孔中心距:
t/do=3
t=3*d0=
筛孔的排列与筛孔数
采用正三角形排列
x=D/2-(W+W)=2-+=
r=D/2-Wc==
i2
1.88m2
鼓泡区面积:
Aa=2x.rx2-sin1彳
180r
开孔数:
n=37265个
开孔率:
0"期爲)
=0.1=10%
筛板的流体力学验算
塔板压降
△p=△pc+Ap1+△p
把压力用液柱高度来表示:
hp=hc+h1+h°
干板压降
2
hc=0.051U°-
c。
U0
Vs
14.36m/s
d。
/S=1查表得G=
hc=()2()
气体通过充气液层的压降
hi=B(hw+how)
Fo
uaV
Vs
AtAf
1.132m/s
Fo1.132*1.331.305
hi=*=
液体表面张力产生的压降
h.一般很小,可以忽略
hp=+=
pphpLg0.1185*849.72*9.81987.8pa
液面落差
很小,可以忽略不计
液泛
Hd=hp+m+hd
hd0.2
漏液
0.2
0.002
Hd=++=
>
L
(hw+Ht)*
设计合理
10%时,取动能因子F°=10
筛板相对漏液量为
K=uo/u
o,min
vKv2
故无明显漏液现象
液沫夹带
hf==
5.7*10-6
L
Hthf
3.2
5.7*10
1.132
3.2
0.5-0.015
0.011
ua=s
ev=液体/kg气体v液体/kg气体
塔板负荷性能曲线
漏液线
曲线1
2
VS,min=donuo=**38602*=s
液沫夹带线
曲线2
取ev=液/kg气,求Vs,Ls关系如下
5.7*10-6
Ua
ev
L
Hthf
Vs
Ua
Vs
AtAf
2,4
hf==(hw+how)=+h
ow
3.2
how=
2.84
1000
3600*LS3
1.08
2
0.634LSs
hf=+3
HT-hf=Ls
3.2
5.7*10-6
ev
VS20.1
L
2.40.375-1.58Ls3
2
VS2.932-15.24LS3
Ls//
(m3/s)
Vs/(m3/
s)
液相负荷下限线
曲线3
how=
E=1
3
.0.01*100021.08c3/
Ls,min=0.00198m/s
2.843600
液相负荷上限线
曲线4
取停留时间为5S
Ls,max=(Af+AT)/5=(*)/5=m3/s
液泛线
曲线5
Hd
Ht
Hd
hp
ho
hd
hp
hc
h1
h
h
h
hL
hw
how
带入相关数据得:
联立解:
Ht
1hw
1howhchdh
2
2
2
aVs
bcLs
dLs^
0.051
A0C02
Ht
0.00348
1hw
0.2556
0.153
(lwh0)2
318.3
2.84*10
3E1
2
釧1.026
Ls/(m3/s)
Vs/(m3/s)\
上图可知:
气相最大负荷
Vs,max=
气相最小负荷
Vs,min=
操作弹性:
Vs,max2.692
1.64
Vs,min1.64
第五章板式塔的结构
塔其他部分高度的计算
塔的顶部空间高度
塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离,塔顶部空间高度为
1200mm。
H顶1.2m
塔的底部空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离,釜液停
留时间取20min。
釜液上方的气液分离空间高度取。
根据经验,塔底可取H底=2m
人孔
人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道,人孔的设置应便于进入任何一层
塔板,由于设置人孔处塔间距离大,且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求,一般每隔6~8块塔板才设一个人孔,,需经常清洗时每隔
3〜4块塔板才设一个人孔.本塔中共19块板,需设置3个人孔,每个孔直径
为800mm人孔伸入塔内部应与塔内壁修平,其边缘需倒棱和磨圆,人孔法'
兰的密封面形及垫片用材,一般与塔的接管法兰相同,本设计也是如此,取
人孔所在为800mm
接管
进料管
进料管的结构类型很多,有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。
本设计
采用直管进料管。
管径计算如下
取uF0.5m/s
3
945kg/m
3
4一0.00315
:
3.140.5
89.58mm
VS0.00315m/s
查标准系列选取1084mm
经计算,实际流速u=s
回流管
采用直流回流管取uR0.5m/sld762.33kg/m3
Vsd
0.0216
0.780.22
4618
0.000971m3/s
762.33
Dd
40.000971
3.140.5
49.74mm
查标准系列选取57
3.5mm
塔底出料管
取uw1.0m/s直管出料
Lw
3
964.82kg/m
VSw
0.1506
津津964.82
0.00287m3/s
Dw
46
18
4°.0028785.51mm
3.140.5
查标准系列选取894・5mm
塔顶蒸汽出料管
直管出气
LD
取出口气速u
940.51kg/m
20m/s
VSD
0.03256
0.780.22
0.001186m3/s
940.51
Dw
4618
40.001186
3.14*20
8.69mm
查标准系列选取14
2mm
塔底进气管
采用直管
取气速u23m/s
Lw
3
964.82kg/m
Vsw
0.03256
0.00064m3/s遊空進940.51
46
18
Dw
40.00064
\3.1420
6.40mm
查标准系列选取142mm
第六章附属设备的计算
热量衡算
0C的塔顶气体上升的焓Hv
tD温度下,即C
Cpd
Cp1XdCp2(1Xd)3.54
t1=30C温度下
0.7788
4.250.22123.684
CP1
2.59KJ/(Kg.K)
CP2
4.174KJ/(Kg.K)
Cp
CpiXd
Cp2(1
Xd)2.59
0.7788
4.1740.22122.94KJ/(Kg.K)
CP1XW
CP2(1
Xw)2.59
0.0329
4.1740.96714.122KJ/(Kg.K)
w温度下,即
Cp13.88KJ/(KgK)
Cp24.218KJ/(KgK)
CPW
CP1XWCP2(1Xw)3.88
0.03294.240.96714.207KJ/Kg.K
D温度下,即C
r1720KJkg
r22117KJkg
Mdr2(1xD)7200.7788
2117
0.22121029.02KJ/kg
0C的塔顶气体上升的焓
Qv
塔顶以0C为基准
HvUCpDtDV1FM®1.01*3600
温度由C到30C的热量变化
Qv
1570876.855kj/h
3.684
78.211.0136001029.0240.61
Q1VCPotD乂。
卩缶(1.010.01139.08)
(1.010.116942.0836002.81301570876.855j/h
3600
3.68478.21
温度由99C到30C的热量变化
Q2L2CpwtDL2CP1t12.921*3600*4.207*99.07
3110282.09KJ/h
2.921*3600*4.122*30
回流液的焓HR
QrHr0.6733.64878.21360069807.80kj/h
塔顶馏出液的焓Hd
因馏出口与回流液口组成一样,所以
0.01140.6136003.68478.21463350.97kj/h
CP3.684KJ/kg.K
QdHdDCpt°
冷凝器消耗的热量
QCDR1HV
Hr40.7832.97152980381
- 配套讲稿:
如PPT文件的首页显示word图标,表示该PPT已包含配套word讲稿。双击word图标可打开word文档。
- 特殊限制:
部分文档作品中含有的国旗、国徽等图片,仅作为作品整体效果示例展示,禁止商用。设计者仅对作品中独创性部分享有著作权。
- 关 键 词:
- 化工 原理 连续 精馏塔 课程设计