化工设计大作业课程设计剖析.docx

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化工设计大作业课程设计剖析

化工工艺课程设计任务书

设计题目：

常压甲醇－水筛板精馏塔的设计

设计条件：

常压P=1atm（绝压）

处理量：

20kmol/h

进料组成0.2馏出液组成0.995

釜液组成0.005（以上均为摩尔分率）

加料热状况q=1.0

塔顶全凝器泡点回流

回流比R=（1.1—2.0）Rmin

单板压降≤0.7kPa

设计要求：

1．撰写一份设计说明书，包括：

（1）概述

（2）物料衡算

（3）热量衡算

（4）工艺设计要求

（5）工艺条件表

2.绘制图纸

（1）设备尺寸图

（2）管道方位图

（3）部分零件结构图

一概述

1．精馏操作对塔设备的要求和类型

㈠　对塔设备的要求

精馏所进行的是气（汽）、液两相之间的传质，而作为气（汽）、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气（汽）、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。

但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：

⑴气（汽）、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。

⑵操作稳定，弹性大，即当塔设备的气（汽）、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。

⑶流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。

对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。

⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。

⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

⑹塔内的滞留量要小。

实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，且上述要求中有些也是互相矛盾的。

不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。

㈡　板式塔类型

气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。

精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。

板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔（1813年）、筛板塔（1832年），其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。

目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。

筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

⑴结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

⑵处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

⑶塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

筛板塔的缺点是：

⑴塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

⑵操作弹性较小（约2～3）。

⑶小孔筛板容易堵塞。

2．精馏塔的设计步骤

本设计按以下几个阶段进行：

⑴设计方案确定和说明。

根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。

⑵蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。

⑶塔板设计：

计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。

接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。

⑷管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。

⑸抄写说明书。

⑹绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。

本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。

设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。

该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。

塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。

二物料衡算

1⑴原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率

甲醇的摩尔质量为：

32kg/kmol

水的摩尔质量为：

18kg/kmol

xf=0.2

xd=0.995⑵原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量

Mf=32×0.2+18×（1-0.2）=20.8kg/mol

Md=32×0.995+18×（1-0.995）=31.93kg/mol

则可知：

原料的处理量：

F=10*1000/24/20.8=20kmol/h

根据xd=0.995xw=0.005

由总物料衡算：

F=D+W

以及:

xf×F=xd×D+W×xw

容易得出：

D=3.94kmol/h

W=16.06kmol/h

附：

气液平衡图体系介绍

甲醇－水体系汽液平衡数据（101.325kPa）：

x

0

0.0531

0.0767

0.0926

0.1257

0.1315

0.1674

0.1818

0.2083

0.2319

y

0

0.2834

0.4001

0.4353

0.4831

0.5455

0.5585

0.5775

0.6273

0.6485

t/℃

100

92.9

90.3

88.9

86.6

85.0

83.2

82.3

81.6

80.2

x

0.2818

0.2909

0.3333

0.3513

0.4620

0.5292

0.5937

0.6849

0.7701

0.8741

1.00

y

0.6775

0.6801

0.6918

0.7347

0.7756

0.7971

0.8183

0.8492

0.8962

0.9194

1.00

t/℃

78.0

77.8

76.7

76.2

73.8

72.7

71.3

70.0

68.0

66.9

64.7

甲醇、水密度、粘度、表面张力在不同温度下的值：

50

60

70

80

90

100

ρ甲醇

760

751

743

734

725

716

ρ水

988.1

983.2

977.8

971.8

965.3

958.4

µ甲醇

0.350

0.306

0.277

0.251

0.225

µ水

0.479

0.414

0.362

0.321

0.288

σ甲醇

18.76

17.82

16.91

15.82

14.89

σ水

66.2

64.3

62.6

60.7

58.8

2塔板数的确定

⑴理论板层数NT的求取

因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图1---1）

最小回流比及其操作回流比的求解：

yδ=0.647，xδ=0.2

Rmin=（xD-yδ）/（yδ-xδ）

=（0.995-0.647）/（0.647-0.2）

=0.16

取操作回流比为：

R=1.8Rmin=1.8×0.16=0.3

a．精馏塔的气、液相负荷

L=R×D=0.3×3.94=1.182kmol/h

V=（R+1）×D=1.3×3.94=5.122kmol/h

L’=L+F=1.182+20=21.182kmol/h

V’=V=5.122kmol/h

b．精馏段、提馏段操作线方程

精馏段操作线：

y=L/V×x+D/V×xd=0.231x+0.001

提馏段操作线：

y’=L’/V’×x’－W/V’×xw=4.135x’-0.016

c．图解法求理论塔板层数

根据图一所示，可求得结果为

总理论塔板数NT为8块（包括再沸器）

进料板位置NF为自塔顶数起第4块

⑵理论板层数NT的求取

精馏段实际塔板数N精=3/60%=5块

提馏段实际塔板数N提=5/60%=9块

三热量衡算

1原料预热器

原料加热：

采用压强为270.25kPa的水蒸汽加热，温度为130℃，冷凝温度至130℃流体形式采用逆流加热　　则

Qm,h=50000×1000/（330×24）=6313.13kj/（kg·K）

同时有Ｃp,h,甲醇=2.48kj/（kg·K）Cp,h,水=4.183kj/（kg·K）

质量分数xF=0.40

根据上式可知：

Cpc=2.48×0.4+4.138×0.6

=3.502kj/（kg·K）

设加热原料温度由10℃到85℃则有：

φ=Qm,h×cp,c×ΔT

=6313.13×3.502×75

=1.658×106kj/h

选择传热系数K=800w/（m2·K）

则传热面积由下列公式计算：

A=φ/（K×ΔTm）其中

ΔTm=（ΔT1－ΔT2）/ln（ΔT1/ΔT2）

=76.49K故有：

A=φ/（K×ΔTm）=27.20m2

取安全系数为0.8则

A实际=27.20/0.8=33.87m2

选择固定管板式换热器系列，规格为：

采用加热管的直径为：

25×2.5mm

名称

公称直径Dg/mm

公称压力Pg/MPa

管程数N

管子根数n

规格

500

1.6

Ⅳ

152

名称

中心排管数

管程流通面积/m2

计算换热面积/m2

换热管长度/mm

规格

--

0.0119

33.87

3000

2塔顶全凝器

甲醇的气化热r⑹

Qc=（R+1）D×r

=（1.130+1）×（89.02×30.38/3600）×1101

=1758.85kg/h

冷凝塔顶产品由温度67.0℃冷却到温度40℃

采用冷凝水由20℃到40℃知道

ΔTm=（ΔT1－ΔT2）/ln（ΔT1/ΔT2）

=23.33K

选择K=800w/（m2·K）则有：

A=Qc/（K×ΔTm）

=94.24m2

取安全系数为0.8

实际面积A=94.24/0.8=117.80m2

选择冷凝器的系列：

采用加热管的直径为：

25×2.5mm

名称

公称直径Dg/mm

公称压力Pg/MPa

管程数N

管子根数n

规格

600

1.6

Ⅱ

254

名称

中心排管数

管程流通面积/m2

计算换热面积/m2

换热管长度/mm

规格

0.0399

117.08

6000

3．塔底再沸器

Qc=V’wr

=（189.61×2258×18.02）=2143.8kg/h

塔釜产品由温度103.2℃加热到温度130℃

ΔTm=130.0-103.2=26.8K

选择K=1000w/（m2·K）则有：

A=Qc/（K×ΔTm）=78.00m2

取安全系数为0.8则有

A实际=78.00/0.8=100.00m2

名称

公称直径Dg/mm

公称压力Pg/MPa

管程数N

管子根数n

规格

600

2.5

Ⅳ

242

名称

中心排管数

管程流通面积/m2

计算换热面积/m2

换热管长度/mm

规格

0.0190

100.00

6000

4产品冷却器

假设产品从67.0℃冷却到40℃时

冷却水从进口温度15℃到40℃时

CH3OH：

Cp,c=2.48Kj/kgK

H2O：

Cp,c=4.183Kj/kgK

φ=Qm,cCp,c△T

=89.02×30.38×2.48×（67-40）

=1.811×105kj/h

取K=600w/（m2·K）

A=φ/K△Tm

=（1.811×105×1000）/（600×26.0×3600）

=3.22m2

取安全系数为0.8则

A实际=3.22/0.8=4.03m2

名称

公称直径Dg/mm

公称压力Pg/MPa

管程数N

管子根数n

规格

273

2.5

Ⅱ

32

名称

中心排管数

管程流通面积/m2

计算换热面积/m2

换热管长度/mm

规格

0.0050

100.00

3000

四工艺设计计算

1塔体工艺尺寸计算

　⑴　由上面可知精馏段L=1.182kmol/h

V=5.122kmol/h

a．塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

　VS=VMVm/3600ρVm=（1.182×28.405）/（3600×1.01）=0.092m3/s

LS=LMLm/3600ρLm=（5.122×24.655）/（3600×819.1）=0.000428m3/s

式中，负荷因子

由史密斯关联图⑶查得C20再求

图的横坐标为Flv=L/V×（ρl/ρv）0.5=0.0162

取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL=0.35m

史密斯关联图如下

由上面史密斯关联图，得知　　C20=0.075

气体负荷因子　C=C20×（σ/20）0.2=0.08526

Umax=2.43

取安全系数为0.8，则空塔气速为U=0.8Umax=0.8×2.43=1.94m/s

=0.986m

按标准塔径圆整后为D=1.0m

塔截面积为At=3.14×1×1=0.785m2

实际空塔气速为U实际=1.481/0.785=1.887m/s

U实际/Umax=1.887/2.43=0.78（安全系数在充许的范围内，符全设计要求）

　⑵　由上面可知提馏段L=21.182kmol/h

V=5.122kmol/h

a．提馏段塔径的计算

提馏段的气、液相体积流率为

　V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=（5.122×22.26）/（3600×0.80）=0.04m3/s

L’S=L’MLm/3600ρ’Lm=（21.182×19.56）/（3600×915.6）=0.00013

m3/s

式中，负荷因子

由史密斯关联图⑶查得C20再求

图的横坐标为Flv=L/V×（ρl/ρv）0.5=0.051

取板间距，HT=0.40m，板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.34m

由史密斯关联图，得知C20=0.076

气体负荷因子　　C=C20×（σ/20）0.2=0.093

Umax=3.14m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为U=0.7Umax=0.7×3.14=2.20m/s

=0.921m

按标准塔径圆整后为D=1.0m

塔截面积为At=3.14×1×1=0.785m2

实际空塔气速为U实际=1.466/0.785=1.868m/s

U实际/Umax=1.868/3.14=0.59（安全系数在充许的范围内，符全设计要求）

⑶精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（5-1）×0.40=1.6m

提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（9-1）×0.40=3.2m

在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m

故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.5=1.6+3.2+0.8=5.6m

2塔板主要工艺尺寸的计算

⑴精馏段

a．溢流装置计算

因塔径　D=1.0m，

所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

（此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。

）各项计算如下：

1）堰长lw

可取lw=0.60D=0.60m

2）溢流堰高度hw

由hw=hL－how

选用平直堰，（溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。

）堰上层液高度how由下列公式⑷计算，即有

how=2.84/1000×E×（Lh/lw）（2/3）

并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E=1.0，则

how=0.0083m

取板上清液层高度hL=0.05m

故hw=0.0417m

3）弓形降液管的宽度Wd和截面积Af

由Wd/D=0.6m查⑷可求得

Af/AT=0.057Wd/D=0.125

Af=0.057×0.785=0.0448m2

Wd=0.125×1.0=0.125m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

θ=3600Af×HT/Lh=3600×0.0448×0.40/（3600×0.0084）=21.31s＞5s

其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量

验证结果为降液管设计符合要求。

4）降液管底隙高度ho

ho=Lh/（3600×lw×uo'）

取uo'=0.07m/s

则ho=0.0084×3600/（3600×0.6×0.07）

=0.020024m＞0.02m

Hw-ho=0.0417-0.020024=0.02167191＞0.006m

故降液管底隙高度设计合理

选用凹形受液盘，深度h’w=55mm。

　　b．塔板布置

1）塔板的分块

因为D≥800mm，所以选择采用分块式，查⑷可得，塔板可分为3块。

2）边缘区宽度确定

取Ws=W’s=65mm,Wc=35mm

c．开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下面式子计算，则有

Aa=2【x（r2－x2）0.5+∏r2/180×sin-1（x/r）】

其中x=D/2－（Wd＋Ws）

r=D/2－Wc

并由Wd/D=0.125，推出Wd=0.125

由上面推出Aa=0.530m2

d筛孔计算与排列

本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm⑷

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

t=3do=15mm

筛孔的数目n为

n=1.155Ao/t2=2721个

开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1%

气体通过阀孔的气速为

uo=Vs/Ao=1.481/（Aa×φ）=27.67m/s

⑵　提馏段（计算公式和原理同精馏段）

a．溢流装置计算

因塔径D=1.0m，

所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。

各项计算如下：

1）堰长lw

可取lw=0.60D=0.60m

2）溢流堰高度hw

由hw=hL－how可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有

how=2.84/1000×E×（Lh/lw）（2/3）

并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E=1.0，则

how=0.0159m

取板上清液层高度hL=0.06m

故hw=0.06-0.0159=0.0441m

3）弓形降液管的宽度Wd和截面积Af

由Wd/D=0.6m查图⑷可求得

Af/AT=0.057Wd/D=0.125

Af=0.057×0.785=0.044745m

Wd=0.125×1.0=0.125m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

θ=3600Af×HT/Lh=3600×0.044745×0.40/（3600×0.0022）=8.14s＞5s

其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量

验证结果为降液管设计符合要求。

4）降液管底隙高度ho

ho=Lh/（3600×lw×uo'）

取uo'=0.17m

则ho=0.0022×3600/（3600×0.6×0.17）

=0.022m＞0.02m

Hw-hO=0.0417-0.022=0.0197m＞0.006m

故降液管底隙高度设计合理

选用凹形受液盘，深度h’w=55mm。

　　b塔板布置

1）塔板的分块

因为D≥800mm，所以选择采用分块式，查表⑷可得，塔板可分为3块。

2）边缘区宽度确定

取Ws=W’s=65mm,Wc=35mm

c开孔区面积计算

开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有

Aa=2【x（r2－x2）0.5+∏r2/180×sin-1（x/r）】

其中x=D/2－（Wd＋Ws）

r=D/2－Wc

并由Wd/D=0.125，推出Wd=0.125

由上面推出Aa=0.530m2

d筛孔计算与排列

本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

t=3do=15mm

筛孔的数目n为

n=1.155Ao/t2=2721个

开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1%

气体通过阀孔的气速为

uo=V’s/Ao=1.466/（0.101×0.530）=27.38m/s

3筛板的流体力学验算

　⑴精馏段

1）塔板的压降

a干板的阻力hc计算

干板的阻力hc计算由公式

hc=0.051（uo/co）2×（ρv/ρl）

并取do/δ=5/3=1.67,可查史密斯关联图得，co=0.772

所以hc=0.051（27.67/0.772）2×（1.01/819.1）=0.0786m液柱

b气体通过液层的阻力hl的计算

气体通过液层的阻力hl由公式

hl=βhL

ua=Vs/（AT－Af）=1.481/（0.785-0.0047）=1.897m/s

Fo=1.897（1.01）1/2=1.90kg1/2/（sm1/2）

可查⑸得，得β=0.54

所以hl=βhL=0.54×（0.0417+0.0083）=0.027m液柱

c液体表面张力的阻力hσ计算

液体表面张力的阻力hσ由公式hσ=4σL/（ρl×g×do）计算,则有

hσ=（4×37.97×10-3）/（819.1×9.81×0.005）=0.0038m液柱

气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算

hP=hc+hl+hσ=0.0786+0.027+0.0038=0.1094m液柱

气体通过每层塔板的压降为

△Pp=hP×ρl×g=0.1094×819.1×9.81=879.07Pa＜0.9KPa（设计允许值）

2）液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。

3）液沫夹带

液沫夹带量，采用公式

ev=5.7×106/σL×【ua/（HT－hf）】3.2

由hf=2.5hL=2.5×0.05=0.125m所以：

ev=（5.7×10-6/37.97×10-3）【1.897/（0.4-0.125）】

=0.068kg液/kg气＜0.1kg液/kg气

可知液沫夹带量在设计范围之内。

4）漏液

对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式

Uo,min=4.4Co【（0.0056+0.13hL-hσ）/ρL/ρV】1/2=8.81m/s

实际孔速为Ｕo27.67m/s＞Uo,min

稳定系数为Ｋ=Uo/Uo,min=27.67/8.81=3.14＞1.5

故在本设计中无明显漏液。

5）液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子

Hd≤ψ（HT＋hw）

甲醇与水属于一般物系，取ψ=0.5，则

ψ（HT＋hw）=0.5（0.40+0.0417）=0.221m

而Hd=hp+hL+hd

板上不设进口堰，则有

hd=0.153（uo’）2=0.153×（0.07）2=0.0007m液柱