化工原理课程设计(甲醇丙醇精馏塔).doc

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1、精品文档，仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除目录化工原理课程设计任务书0一、设计方案与工艺流程图11、设计方案12、工艺流程图1二、基础数据11、主要物性数据12、进料流量及组成13、分离要求24、原料热力学状态25、冷却介质及其温度，加热介质及其温度2三、物料衡算2四、确定操作条件21、确定操作压力22、确定操作温度2五、回流比3六、理论板数与实际板数4七、塔径、塔高的计算及板间距的确定51.汽液相流率52.将上述求得的流率转换成体积流率53.塔径的计算64.塔高的确定8八.堰及降液管的设计81.塔堰长82.取堰宽及降液管面积83.停留时间84.堰高95.降液管底端与塔板之间的距离，即降

2、液管底隙9九.塔板布置极其筛板塔的主要结构参数92.筛孔直径d0，孔中心距离，板厚93.开孔率94.孔数10十.水力学计算101.塔板阻力102、漏液点113.雾沫夹带114.液泛的校核12十一.负荷性能图131、精馏段132、提馏段15十二、冷凝器的设计181.估算传热面积，初选换热器型号182.核算压降193.核算总传热系数214、确定换热器型号22设计感想与总结24参考文献25【精品文档】第 16 页化工原理课程设计任务书一、 设计题目：筛板塔的设计二、 设计任务：甲醇丙醇精馏塔的设计三、 设计条件 处理量项目3万吨/年进料组成（摩尔分数）%甲醇（A）丙醇（B）0.40.6分离要求塔顶甲

3、醇含量0.78 塔底甲醇含量0.05年开工时间30024h进料状态常温冷夜进料（25）塔要求塔顶压力104.825kPa 塔板压降0.30.6 kPa四、 设计内容与要求序号设计内容要求1设计方案精馏方案的说明，工艺流程简图2工艺计算包括物料衡算、塔顶、底温度、板数等3结构设计塔高、塔径、降液管、溢流堰、开孔数等4流体学验算塔板负荷性能图5附属设备的设计冷凝器、再沸器、回流泵、进料接管等6撰写计算结果一览表见附录一、设计方案与工艺流程图1、设计方案本次课程设计的任务是甲醇丙醇精馏塔，塔型为筛板塔，二组分进料（甲醇、丙醇）。二组分在常压下均为液相，为节约材料，采用常压精馏，无需预热器，塔顶设置冷

4、凝器，塔底设置再沸器。2、工艺流程图二、基础数据1、主要物性数据表2.1 物性数据表组分相对分子质量沸点/Tc/Pc/MPaCp/kJ/(kg)r/kJ/kg甲醇32.0464.7239.498.0972.49990丙醇60.1097.2263.565.16962.618102、进料流量及组成 进料组成：xA=0.4 xB=0.6 进料流量：平均分子质量 M=0.432.04+0.660.1=48.876进料流量 F=3107/3002448.876=85.25kmol/h3、分离要求塔顶甲醇含量0.78% 塔底甲醇含量0.05%4、原料热力学状态进料温度 255、冷却介质及其温度，加热介质及

5、其温度冷却介质为水，25 加热介质为水蒸气，100三、物料衡算物料衡算： D=40.87kmol/h W=44.38kmol/h物料衡算列表参数项目甲醇丙醇汇总流量摩尔分数流量摩尔分数总流量平均摩尔质量进料34.10.451.150.685.2548.876塔顶31.880.788.990.2240.8738.21塔底2.2190.0542.160.9544.3873.12四、确定操作条件1、确定操作压力已知P顶 =104.825kPa P=0.5 kPaP底 =P顶 +nP=104.825kPa+150.5 kPa=112.325 kPaP进=（P底+ P顶） /2=109.825 kPa2

6、、确定操作温度 由t-x-y图可知：塔顶温度55.4 塔底温度63.0表4.1五、回流比由表 2.1查得rA=990 kJ/kg rB=810kJ/kg rm=0.4990+0.6810=882 kJ/kgcpt=(0.42.49+0.62.61)(56.9-25)=81.73 kJ/kgq=( cpt+ rm)/ rm =1.09由表4.1，x-y图读图中直线截距,可得 带入数据: 则Rmin=2.25精馏段方程： 即y=0.69x+0.24q线方程： 即y=12.11x-4.44表5.1 甲醇-丙六、理论板数与实际板数 由表4.1可求出Rmin=2.25，为求最适宜回流比，可分别取R=1.

7、12.0Rmin，由此求得精馏段方程，作图求得理论板数，汇表如下：Rmin=2.25精馏段方程理论塔板数1.2R=2.7y=0.73x+0.21441.3R=2.952y=0.745x+0.2371.4R=3.15y=0.76x+0.19311.5R=3.375y=0.77x+0.178271.6R=3.6y=0.78x+0.17261.7R=3.825y=0.79x+0.162241.8R=4.05y=0.8x+0.154251.9R=4.275y=0.81x+0.145262.0R=4.5y=0.82x+0.1427由上图N与R的对应关系可做下图N-R关系图：根据N-R关系知 R=1.85

8、Rm=4.16为适宜回流比，此时最小理论板数Nmin=23块，则实际板数N实际=33块七、塔径、塔高的计算及板间距的确定在精馏塔的设计中，对精馏段和提馏段分别进行设计。精馏段根据塔顶第一块板的条件进行设计，提馏段根据塔底条件进行设计。1.汽液相流率（1）精馏段V=(R+1)D=(4.16+1) 40.87=210.89kmol/hL=RD=4.16 40.87=170.0kmol/h(2)提镏段V=V+(q-1)F=210.89+(1.09-1) 85.25=218.56kmol/hL=V+W=218.56+44.38=262.94Kmol/h2.将上述求得的流率转换成体积流率先求塔顶，塔底混

9、合物的密度。纯物质密度可查得：塔顶（55.4）AV=0.88/m3 BV=0.58/m3 A.L =759/m3 BL =774/m3 塔底（63） AV=1.18/m3 BV=0.75/m3 AL=753kg/m3 BL=768.2kg/m3 汽相密度由式=计算，式中Z由以下两式迭代得出Z=-h=计算结果如下表所示塔顶CH3OHC3H7OH塔底CH3OHC3H7OHV（kg/m3）1.231.471.47V（kg/m3）1.292.432.37L（kg/m3）759774762.3L（kg/m3）753768.2767.44体积流量（1）精馏段V=210.89/=210.89=5482.2m

10、3/hL=170=8.52m3/h(2)提馏段V=218.56=5413m3/h L=262.94=8.52m3/h3.塔径的计算用史密斯泛点关联法计算塔径最大汽速（泛点汽速）（1）精馏段Umax=c先确定c 设Ht=0.45m hL=60mm根据 =0.02814 HT- hL=0.39m查得C20=0.87查得塔顶表面张力=18.7dyn/cm =20.5dyn/cm=18.70.7820.50.22=19.1 dyn/cmC= C20 =0.87 =0.862umax=c =0.862 =1.96m/s设计汽速u=0.6umax=0.61.96=1.18m/s塔径D=1.28m（2）提馏

11、段最大汽速先确定c 设HT=0.4m hL=0.05m根据=0.066 HT- hL=0.35m查得C20=0.08 查得塔底表面张力=18.2dyn/cm =19.9dyn/cm所以=18.20.05+19.90.95=19.82C= C20=0.08=0.0799umax=c = =1.44设计汽速u=0.81.44=1.152m/s塔径D=1.29m圆整取D=1.34.塔截面积AT=D2=0.7851.32=1.334.塔高的确定板式塔的高度为气液接触有效塔高与塔径。塔底空间高度三部分之和。其中有效的高度：式中N为实际塔板数，NF为进料板数，HT为板间距，HF为进料版处板间距，NP为人孔

12、数，一般每隔68层塔板设一人孔，需经常清洗时每隔3-4块塔板处 设一人孔，人孔直径一般为450-500mm。HP人孔处的板间距，一般取等于或大于600mm。HD塔顶空间（不包括头盖部分），通常取1.21.5m。HB塔底空间。指最后一块塔板到塔底部的距离。液体自离开最后一块塔板至流出塔外，需要10到15分钟的停留时间，据此再由釜液流量和塔径即可求出此段高度。HB可由公式：，算得。八.堰及降液管的设计由于塔径1.3m2m所以应采用单溢流1.塔堰长弓形：lW=0.7D=0.71.33=0.91m2.取堰宽及降液管面积弓形；lW/=0.7时查图得 3.停留时间（1）精馏段（2）提馏段4.堰高（1）精馏

13、段堰上液层高度h0w=2.84E10-3 =2.8410-3 =0.0079m取hL=0.06m 则hw=hL-h0w=0.052m(2)提馏段H0w=2.8410-3m=0.014m取hL=0.05m hw-h0w=0.05-0.014=0.036m5.降液管底端与塔板之间的距离，即降液管底隙 (1)精馏段(2)提馏段九.塔板布置极其筛板塔的主要结构参数1.筛板布置Wc=0.05m 安定区=0.05m2.筛孔直径d0，孔中心距离，板厚 d0=5mm t=35=15mm =3.5mm（碳钢）3.开孔率式中Aa为开孔区面积，单位m2 A0为筛孔面积，单位也为m24.孔数十.水力学计算1.塔板阻力

14、 hp=hc+hL 式中hc-干板阻力，m液柱 hl-板上清液层阻力，可根据图查得（1）精馏段hphc 查图 hl 查得hl=0.044m液柱所以hp=hc+hl=0.041+0.044=0.085m液柱（2）提馏段hphc 查图 C0=0.8查得hc=0.1m液柱所以hp=hc+hl=0.164m液柱2、漏液点 当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率，因此，漏液点气速为下限气速，筛孔的漏液点气速按下式计算。其中(1)精馏段(2)提馏段稳定系数3.雾沫夹带雾沫夹带量可用公式计算式中ev-雾沫夹带量，kg/kg汽ua-液层上部汽速m/s (1)精馏段（2）提馏段4.液泛

15、的校核为了避免液泛，降液管中液面高（Hd)不得超过0.40.6倍的（HT+hW)Hd=hL+hd+hP其中液体在降液管出口阻力：（1）精馏段Hd=hL+hd+hP=0.05+0.00153+0.0085=0.1465液柱Hd0.4(Ht+hw)=0.4(0.45+0.05)=0.2(2)提馏段Hd=0.05+0.00853+0.164=0.2225m液柱Hd0.8采用单壳程可行(5)选k值，估算传热面积参照附录取k=430（6）初选换热器型号由于流体温度差小于50，可选用固定管板式换热器，有固定管板式换热器的系列标准初选换热器型号为G3251.6MPa8.4 主要参数如下外壳直径325mm公称

16、压力1.6MPa公称面积8.4管子尺寸252.5管子数56管长2000mm管中心距32管程数2管子排列方式正三角形管程流通面积0.0088实际换热面积采用此换热面积的换热器要求过程的总传热系数为2.核算压降（1）管程压降 其中 ： Ft=1.4 Np=2管程流速u对于碳钢管，取管壁粗糙度 则 由关系图查得（2）壳程压降管子为正三角形排列F=0.5取折流挡板间距Z=0.15m壳程流通面积壳程流速计算结果表明管程和壳程的压降都满足设计要求3.核算总传热系数（1）管程对流传热系数（2）壳程对流传热系数管子为正三角形排列，则壳程中甲醇被冷却取（3）污垢热阻参照附录十三，管内外污垢热阻分别取为（4）总传

17、热系数管壁热作可忽略不计时，总传热系数k为故所选换热器是合适的，安全系数为4、确定换热器型号设计结果为：选择固定管板式换热器，型号为G3251.6MPa8.4设计结果一览表序号项 目符 号单 位计算结果精馏段提馏段1平均温度 T40.2442平均压力PkPa107.325111.0753平均流量液相Lkmol/h170.0262.944气相Vkmol/h 210.89218.565实际塔板数N块23106塔的有效高度Zm7塔径Dm1.281.298板间距HTm0.450.49降液管形式弓形弓形10空塔气速u m/s1.181.15211溢流装置溢流管形式单溢流单溢流12溢流堰长度lwm0.91

18、0.9113溢流堰高度Lhm0.0520.03614板上液层高度hlm0.060.0515堰上液层高度howm0.00790.01416安定区宽度wsm0.050.0517开孔区到塔壁距离wcm18开孔区面积Aa m20.9250.92519阀孔直径 d。mm5520浮阀或筛孔个数n个4760476021阀孔或筛孔气速um/s16.3716.1722阀孔或筛孔动能因数F019.8524.8923开孔率%10.077810.077824孔心距tmm151526塔板压降hm0.0850.16427液体在降液管中的停留时间s217.928降液管底隙高度h0m0.0260.0230液相负荷上限Lsm3/s0.00990.008831液相负荷下限Lsm3/s0.0007760.0007414832气相负荷下限Vsm2/s0.750.7533操作弹性3.673.67参考文献1. 柴诚敬，化工原理，上册，高等教育出版社，20052. 柴诚敬，化工原理，下册，高等教育出版社，20063. 任晓光.宋永吉.李翠清.化工原理课程设计指导,化学工业出版社,20034. 刘光启，化工物性算图手册，化学工业出版，2002