化工原理课程设计策画说明书Word文档格式.docx
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第二章概述
精馏是分离液体混合物最常用的一种操作,它是利用气液平衡关系和各组分沸点关系,进行多级分离过程,即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。
通过多次部分汽化和多次部分冷凝,最终可以获得几乎纯态的易挥发组分和难挥发组份,但得到的气相量和液相量却越来越少。
连续精馏装置主要包括精馏塔,蒸馏釜(或称再沸器)等。
精馏塔常采用板式塔,也可采用填料塔。
加料板以上的塔段,称为精馏段;
加料板以下的塔段(包括加料板),称为提馏段。
连续精馏装置在操作过程中连续加料,塔顶塔底连续出料,所以是一稳定操作过程。
1.精馏原理
原料液经预热器在指定温度下送入精馏塔进料板,在进料板上与自塔上部下降的液体汇合后逐板溢流,最后流入塔底再沸器。
塔底再沸器连续将液体部分汽化,产生上升的蒸汽,送回塔内亦称汽相回流;
所产生的液体作为塔底产品,亦称釜残液。
塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝,并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体,其余部分作为塔顶产品,亦称为馏出液。
另外塔顶没有分凝器,塔顶蒸汽的一部分被冷凝作为回流,而剩余部分经组分再全部冷凝后作为馏出液。
(1)、液体混合物经过多次部份汽化后可变为高纯度的难挥发组分
(2)、汽体混和物经过多次部分冷凝后可变为高纯度的易挥发组分
(3)、精馏流程
n层塔板附近(上层n-1;
下层n+1):
tn+1>
tn-1;
xn<
xn-1;
yn>
yn+1。
即离开第n板的液相中易挥发组分的浓度较加入该板时的减低,而离开的气相中易挥发组分浓度又较进入的增高。
若离开该板的气液两相达到平衡状态,则将这种塔板称为理论塔板。
原料液进入的那层板称为加料板,加料板以上的塔段
称为精馏段,加料板以下的塔段(包括加料板)称为提馏段。
除了精馏塔外,还必须同时有塔底再沸器和塔顶冷凝器,有时还要配有原料预热器、回流液泵等附属设备,才能实际现整个操作。
2.精馏塔
精馏塔是一圆形筒体,塔内装有多层塔板或填料,塔中部适宜位置设有进料板。
两相在塔板上相互接触时,液相被加热,液相中易挥发组分向气相中转移;
气相被部分冷凝,气相中难挥发组分向液相中转移,从而使混合物中的组分得到高程度的分离。
简单精馏中,只有一股进料,进料位置将塔分为精馏段和提馏段,而在塔顶和塔底分别引出一股产品。
精馏塔内,气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加,塔顶最低,塔底最高。
3.冷凝器(设计从略)
用以将塔顶蒸气冷凝成液体,部分冷凝液作塔顶产品,其余作回流液返回塔顶,使塔内气液两相间的接触传质得以进行,最常用的冷凝器是管壳式换热
4.加热装置
因为待分离的混合液为水溶液,且难挥发组分为水,馏出液主要是甲醇,釜液近于纯水,故采用直接蒸汽加热方式,由此可以省去再沸器.
第三章精馏塔工艺计算
一.确定物性参数
由甲醇-水溶液汽相平衡数据可得t-x(y)图:
1.温度指标:
精馏塔塔顶温度
64.8℃
精馏塔进料温度
79.08℃
常压塔塔底温度
99.8℃
2.压力指标:
精馏塔塔顶压力控制
101.33kPa
常压塔塔顶压力
101.33kPa
二.物料衡算
1.全塔总物料衡算
总物料F=D+W
(1)
其中F=
+
=111.40kmol/h
质量流量为mF=
=
易挥发组分FχF=DχD+WχW
(2)
其中xF=
=0.2727xD=
=0.9824
若以塔顶易挥发组分为主要产品,则回收率η为η=
=99%(3)
式中F、D、W——分别为原料液、馏出液和釜残液流量,kmol/h;
χF、χD、χW——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。
由
(1),
(2)和(3)式得:
=30.62kmol/h
即mD=0.2701kg/s
=80.78kmol/h
即mW=0.4051kg/s
xW=
=0.00376
2.回流比
取回流比R=2Rmin
塔顶64.8℃时甲醇和水的饱和蒸汽压pAO=102.38kPapBO=42.56kPa
塔底99.8℃时甲醇和水的饱和蒸汽压pAO=758.91kPapBO=100.62kPa
得αD=2.4055αW=7.54αm=(αD*αW)1/2=4.26
泡点进料q=1
xq=xF=0.2727
yq=αmxq/[1+(αm-1)xq]=0.6150
Rmin=
则R=2Rmin=2.146
3.操作线方程
(ⅰ)精馏段
上升蒸汽量:
即V=(2.146+1)*30.62=96.34kmol/h
即mV=0.8498kg/s
下降液体量:
即L=2.146*30.62=65.72kmol/h
即mL=0.5797kg/s
操作线方程:
或:
式中R——回流比;
χn——精馏段内第n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率;
Уn+1——精馏段内第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。
代入数据得yn+1=0.6822xn+0.3122
(ⅱ)提馏段
V'=(R+1)D
即V'=(2.146+1)*30.62=96.34kmol/h
即mV'=0.8498kg/s
L'=L+qF
即L'=65.72+111.40=177.12kmol/h
即mL'=1.2549kg/s
W=L'=177.12kmol/h
即mL'=1.2549kg/s
ym+1'=
VO=V'=96.34kmol/h
式中:
χ’m——提馏段内第m层板下降液体中易挥发组分摩尔分率;
У’m+1——提馏段内第m+1层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。
代入数据得ym+1'=1.801xm'-0.00677
4.塔板数目的计算
理论塔板的计算
由芬斯克方程得:
0.34107
=0.3522
Nmin=
/lgαm-1=
6.6613
=0.3522
由此得
即理论塔板数为12块
取总塔板效率为0.45
则实际塔板数为
块
进料位置
2.4883
=0.34107
得进料位置为第12块板
第四章精馏塔结构计算
一、塔板工艺尺寸计算:
1.塔径:
塔的横截面应满足汽液接触部分的面积、溢流部分的面积和塔板支承、固定等结构处理所需面积的要求。
在塔板设计中起主导作用,往往是气液接触部分的面积,应保证有适宜的气体速度。
计算塔径的方法有两类:
一类是根据适宜的空塔气速,求出塔截面积,即可求出塔径。
另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速,算出一个孔(阀孔或筛孔)允许通过的气量,定出每块塔板所需孔数,再根据孔的排列及塔板各区域的相互比例,最后算出塔的横截面积和塔径。
本设计采用方案一。
泡点温度下的液相气相密度分别为:
ρL=730kg/m3ρV=1.122kg/m3
气相流量LS=mL'/ρL=
0.001719m3/s
液相流量VS=mV'/ρV=
0.7574m3/s
空塔气速u
u=(安全系数)*umax
C可查史密斯关联图,横坐标值为:
*(ρL/ρV)0.5=
*
=0.05856
取板间距HT=0.45m,取板上液层高度hL=0.08m,由此查史密斯关联图
史密斯关联图
图中HT——塔板间距,m;
hL——板上液层高度,m;
V,L——分别为塔内气、液两相体积流量,m3/s;
ρV,ρL——分别为塔内气、液相的密度,kg/m3
得C20=0.077
物系表面张力σ=17.2mN/m,得:
=0.0747
则:
umax=0.0747*
=1.904m/s
取安全系数为0.6,则空塔气速为:
u=0.6umax=0.6*1.904=1.142m/s
塔径
=[4*0.7574/(π*1.142)]0.5=0.9192m
按标准圆整为:
D=1.0m
塔截面积:
AT=π/4*D2=π/4*(1.0)2=0.7854m2
实际空塔气速:
u=
=0.9643m/s
2.塔高估算:
实际塔板数NP=27
有效高度Z=HT*(NP-1)=0.45*(27-1)=11.7m
进料处两板间距增大为0.7m
设置2个人孔,每个人孔0.045m
裙坐取5m,塔顶空间高度1.53m,塔底空间高度3.5m
塔总高h=Z+0.7+1.5+3=11.7+5+1.53+1.5+0.8=22.53m
3.溢流装置:
选用单溢流弓形降液管,不设进口堰
⑴堰长lW:
取堰长lW=0.714D,即:
lW=0.714*1.0=0.714m
⑵出口堰高hW:
hW=hL-hOW
采用平直堰,堰上液层高度:
hOW=0.0115m
则:
hW=0.08-0.0115=0.0685m
⑶弓形降液管宽度Wd和面积Af:
查《化工原理(下册)》164页图3-10
得
=0.098,
=0.151,则:
Af=0.098*0.7574=0.0770m2
Wd=0.151*1.0=0.151m
验算液体在降液管中停留时间,即:
θ=
=0.0770*
=20.16s
停留时间θ>
5s,故降液管尺寸可用
⑷降液管底隙高度ho:
ho=Ls/(lW*uo')
取降液管底隙处液体流速uo'=0.07m/s,则:
ho=
=0.03508m取ho=0.04m
4.塔板布置及浮阀数目与排列:
取阀孔动能因子FO=10
uo=Fo/(ρV)0.5=
=9.44m/s
求每层塔板上的浮阀数,即:
N=VS/(π/4*do2*uo)=0.7574/(π/4*0.0392*9.44)=68
取边缘区宽度WC=0.05m,破沫区宽度WS=0.065m,计算塔板上的鼓泡区面积,即:
Aa=2[
+π/180*R2arcsin(
)]
R=
-WC=
-0.05=0.45m
x=
-(Wd-WS)=
-(0.151+0.065)=0.284m
故Aa=2(
+π/180*0.452arcsin
)=0.4747m2
浮阀排列方式采用正三角形叉排。
取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m并采用整块式塔板,排间距t'=75mm=0.075m
二.塔板流体力学验算:
1.气相通过浮阀塔板的压强降:
hP=hc+hl+hσ
⑴干板阻力:
uoc=(73.1/ρv)1/1.825=(73.1/1.122)1/1.825=9.86m/s
因uo<
uoc,故:
hc=19.9*uo0.175/ρL=19.9*
⑵板上充气液层阻力:
液相为水,可取充气系数εo=0.5
hl=εo*hL=0.5*0.08=0.04m液柱
⑶液体表面张力所造成的阻力:
此阻力很小。
忽略不计
所以hp=0.04+0.04=0.08m液柱
则单板压降:
△pp=hpρLg=0.08*730*9.81=572.9Pa
2.淹塔:
为了防止淹塔的发生,要求控制降液管中清液层高度,Hd<
=φ(HT+hw)
Hd=hp+hL+hd
⑴与气体通过塔板的压强降所相当的高度hp=0.08m液柱
⑵液体通过降液管的压头损失:
因不设进口堰,故:
hd=0.153
=0.153
=0.00055液柱
⑶板上液层高度hL=0.08m
则Hd=0.08+0.08+0.00055=0.16055m
取φ=0.5,已选定HT=0.45,hW=0.0685m则:
φ(HT+hw)=0.5*(0.45+0.0685)=0.25925m
可见Hd<
φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求
3.雾沫夹带:
泛点率
泛点率={VS*[ρV/(ρL-ρV)]0.5+1.36LS*ZL}/(K*CF*Ab)*100%
及泛点率=VS*[ρV/(ρL-ρV)]0.5/(0.78K*CF*AT)*100%
板上液体流径长度:
ZL=D-2Wd=1.0-2*0.151=0.698m
板上液体流面积:
Ab=AT-2Af=0.7854-2*0.151=0.7546m
水和甲醇属于正常体系,取物性系数K=1.0,又由《化工原理(下册)》170页图3-13
查得泛点负荷系数CF=0.115,得:
泛点率=
*100%=36.13%
同样
*100%=43.68%
计算得两个泛点率都小于80%,故可知雾沫夹带量能够满足eV<
0.1kg(液)/kg(气)的要求
三.塔板负荷性能图:
1.雾沫夹带线
按泛点率为80%计算如下:
[VS*
+1.36*LS*0.698]/(0.115*0.7546)*100%=80%
整理得:
VS=1.77-24.2LS
可知雾沫夹带线为直线,在操作范围内任取两个LS值,算出相应的VS值
LS(m3/s)
0.0005
0.007
VS(m3/s)
1.7579
1.6006
由此可得雾沫夹带线①
2.液泛线
φ(HT+hw)=hp+hL+hd=hc+hl+ho+hL+hd
由上式确定液泛线
φ(HT+hw)=
5.34*ρV*uo2/(ρL*2g)+0.153*(
)2+(1+εo)[hW+
E(
)2/3]
因物系一定,塔板结构尺寸一定,HT,hW,ho,lW,ρV,ρL,εo及φ等均为定值,而uo与VS有如下关系:
uo=VS/(π/4*do2*N)
由此得到VS与LS的如下关系式:
VS2=2.466-2955.8LS2-19.74LS2/3
在操作范围内任取若干个LS值,计算VS值,如下:
0.001
0.003
0.005
2.342
2.262
2.032
1.812
由此可得夜泛线②
3.液相负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3—5s,停留时间
=3—5s
以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,则
(LS)max=
=
=0.00693m3/s
由此可得液相负荷上限线③
4.漏液线
对于F1型重型阀,依FO=uoρV1/2=5计算,则uo=5/ρV1/2,又有
VS=π/4do2N*uo
则得VS=π/4do2N*5/ρV1/2
以FO=5作为规定气体最小负荷的标准,则
VS=π/4do2N*uo=π/4do2N*FO/ρV1/2=π/4*(0.039)2*68*
=0.363m3/s
由此可得水平漏液线④
5.液相负荷下限线
取堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限条件,依hOW的计算式算出LS的下限值
=0.006
取E=1,则
m3/s
由此做出液相负荷下限线⑤
由①②③④⑤可以得到塔板的液相负荷性能图,由图可见:
⑴任务规定的气,液负荷下的操作点P(设计点)处在适宜操作区的适中位置
⑵塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制,操作下限由漏液控制
⑶按照固定的液气比,由负荷图查出塔板的气相负荷上限(VS)max=1.602m3/s,气相负荷下限(VS)min=0.383m3/s,故
操作弹性=
第五章附属设备和主要附件的选型计算
一.辅助容器的设计
容器填充系数取k=0.7
1.进料罐(常温贮料)
20℃时甲醇ρL1=791kg/m3
水 ρL2=998kg/m3
压力取一个标准大气压
由前面的计算有WF=27.3%
则ρL=
kg/m3
进料质量流量mF=2430.56kg/h
取停留时间x为2天,即x=48h
进料罐体积V=mFx/ρLk=178.93m3
圆整为V=180m3
2.回流罐(64.8℃)
质量流量mL=2086.685kg/h
设冷凝液在回流罐中的停留时间为0.5h,填充系数φ=0.7
则回流罐的容积V=mLx/ρL1k=
m3
圆整取V=2.0m3
2.塔顶产品罐
质量流量mD=972.2kg/h
产品在产品罐中的停留时间为48h,填充系数φ=0.7
则产品罐的容积V=mDx/ρL1k=
圆整取V=85m3
4.釜液罐
取停留时间为3天,即72h
质量流量mW=1458.3kg/h
则釜液罐的容积V=mWx/ρL2k=
189.6m3
圆整取V=200m3
二.传热设备
1.进料预热器
用90℃水为热源,出口70℃走壳程
料液由20℃加热至79.1℃,走管程传热温差:
℃
管程液体流率mF=2430.56kg/h
管程液体焓变△H=210.8kJ/kg
传热速率Q=F*△H=2430.56*210.8/3600=142.32kW
壳程水焓变△H'=Cp水*△t=4.178*20=83.56kJ/kg
壳程水流率q=6131.6kg/h
假设传热系数K=650W/(m2*k)
则传热面积A=
m2
圆整为A=31m2
2.塔顶冷凝器
拟用10℃水为冷却剂,出口温度为30℃,走壳程
管程温度为64.8℃
管程流率V=0.85kg/s
取潜热r=302.54kJ/kg
传热速率Qc=(R+1)D(IVD-ILD)=264.86kW
壳程取焓变△H=83.56kJ/kg
圆整取A=34m2
3.塔顶产品冷却器
拟用10℃水为冷却水,出口温度为20℃,走壳程
管程温度由64.8℃降至25℃
管程流率mD=972.22kg/h
取潜热r=314kJ/kg
传热速率QC=84.8kW
壳程取焓变△H=84.0kJ/kg
圆整取A=23m2
4.釜液冷却器
管程温度由99.8℃降至25℃
管程流率mW=1458.34kg/h
甲醇液体焓变△H=311.75kJ/kg
传热速率QC=126.284kW
则壳程流率q壳=5440.7kg/h
圆整取A=24m2
三.泵的设计
1.进料泵(两台,一开一用)
取液体流速u=2m/s
液体密度ρL=730kg/m3
VS=
d=
液体黏度μ=0.54mPa.s
取ε=0.1
相对粗糙度ε/d=0.004
Re=duρ/μ=6.8*104
取90度弯管4个,截止阀1个,文氏管流量1个
(λ
ε)
/(ρg)=15m
取
m
则He=
/(ρg)+
=35.24m
qVLh=π/4*d2*u*3600=3.53m3/h
选取泵的型号SL65-40-315扬程:
23-150m流量:
2.5-60m3/s
2.回流泵(两台,一开一用)
取液体流速u=2m/s
液体密度ρL=791kg/m3
LS=0.001719m3/s
d=(4LS/πu)1/2=0.0331m
液体黏度μ=0.42mPa.s
相对粗糙度ε/d=0.003
Re=duρ/μ=1.25*105
查得λ=0.0295
取管路长度l=50m
/(ρg)=10.83m
=31.04m
qVLh=π/4*d2*u*3600=3.1m3/h
0-25m3/s
3.釜液泵(两台,一开一用)
取液体流速u=1.5m/s
液体密度ρL=996kg/m3
WS=0.00041m3/s
d=(4LS/πu)1/2=0.0187m
液体黏度μ=0.66mPa.s
相对粗糙度ε/d=0.0053
Re=duρ/μ=4.23*104
查得λ=0.0323
/(ρg)=5.8m
取△z=-5m
=0.9m
qVLh=π/4*d2*u*3600=1.5m3/h
该处泵扬程为负值,正常工作时不使用,但非正常工作或停止工作时需要使用.
选取泵的型号SL80-65-160扬程:
0-10m流量:
10.2-25m3/s
第六章管路设计
进料管线取液体流速u=2m/s
则d=(4LS/πu)1/2=0.06
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