南阳理工学院化工原理课程设计

化工原理课程设计任务书生产能力：11700t/年年工作日：300天进料组成0.55馏出液组成0.98釜液组成0.035（以上均为摩尔分率）压力：常压进料加料热状况q=1.0塔顶全凝器泡点回流回流比1.9Rmin单板压降≤0.7kPa28甲醇-水二元筛板精馏塔设计第2页共28页一．概要1.精馏与塔设备简介蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。2.筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。体系介绍甲醇－水体系汽液平衡数据(101.325kPa)：表2-------1x00.05310.07670.09260.12570.13150.16740.18180.20830.2319y00.28340.40010.43530.48310.54550.55850.57750.62730.6485t/℃10092.990.388.986.685.083.282.381.680.2x0.28180.29090.33330.35130.46200.52920.59370.68490.77010.87411.00y0.67750.68010.69180.73470.77560.79710.81830.84920.89620.91941.00t/℃78.077.876.776.273.872.771.370.068.066.964.7甲醇、水密度、粘度、表面张力在不同温度下的值：表2-------25060708090100ρ甲醇760751743734725716ρ水988.1983.2977.8971.8965.3958.4µ甲醇0.3500.3060.2770.2510.225µ水0.4790.4140.3620.3210.288σ甲醇18.7617.8216.9115.8214.89σ水66.264.362.660.758.8二、设计说明书蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品28甲醇-水二元筛板精馏塔设计第3页共28页质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离苯-甲苯混合物体系应采用连续精馏过程。蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。三．设计计算书1.设计参数的确定1.1进料热状态根据设计要求，泡点进料，q＝1。1.2加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2（温度130℃）间接水蒸汽加热。1.3塔顶冷凝水的选择采用深井水，温度t＝12℃1.4回流比（R）的选择实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L’，V’增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：R＝（1.2～2）Rmin。28甲醇-水二元筛板精馏塔设计第4页共28页2.理论塔板数的计算、实际板数的确定及热量衡算2.1理论板数计算2.1.1物料衡算已知进料量为11700t/年，进料组成XF＝0.55，进料q＝1一天以24小时计，则每小时的产量为1625kg/小时，化为摩尔量为Xf=//////////////////////////////////////////////////////设计要求：XD＝0.98，Xw=0.035衡算方程：FDWFDWFxDxWx70700.550.980.035DWDW38.15/31.85/DKmolhWKmolh2.1.2相对挥发度的确定㏒＝Ｐsat=A-Ｂ／（Ｔ＋Ｃ）α顶=4.13α底=3.54α=顶底α=3.82Xe=0.55代入公式的：3.820.8241(1)12.82xxyxx（Xe,Ye）=(0.55,0.824)2.1.3Rmin的确定emin0.980.824R=0.5690.8240.55DeeXYYX28甲醇-水二元筛板精馏塔设计第5页共28页2.1.4精馏段操作线方程的确定精馏段操作线方程：11.1380.980.5320.458111.13811.1381DnnnnxRyxxxRR2.1.5精馏段和提馏段气液流量的确定已知D＝38.15kmol/hR＝1.138精馏段：L＝RD＝0.0121kmol/sV＝（R＋1）D＝0.023kmol/s提馏段：L’＝L＋qF＝0.032kmol/sV’＝V－（1－q）F＝V＝0.023kmol/s2.1.6提馏段操作线方程的确定提馏段操作线方程：'1''0.03231.85*0.0351.390.0130.0230.023*3600wmmmmWxLyxxxVV采用逐板计算法：XD=y1=0.98x1=0.928y2=0.952x2=0.839y3=0.904x3=0.711y4=0.836x4=0.572y5=0.762x5=0.4560.55因x5xq，第五块上升的气相组成由提馏段操作方程计算，y6=0.621x6=0.300y7=0.404x7=0.151y8=0.197x8=0.060y9=0.070x9=0.0200.035所需总理论板数为9块，第5块板为加料板，精馏段需4块板。0.2450.2451110.49()0.49*(4.13*0.336)0.452TE28甲醇-水二元筛板精馏塔设计第6页共28页0.2450.2452220.49()0.49*(3.54*0.317)0.476E4==8.890.452N精5==10.5110.476N提全塔效率：945%20TTPNEN3.2热量衡算3.2.1比热容及汽化热的计算表3.2.1--------1比热容（kj/kmol.k)60708090100甲醇88.394.29101.3水75.29475.36675.5175.67275.816汽化潜热T6080100甲醇（kj/kg）112810701030T62646668水(j/mol)42329422414215342065(1)塔顶温度td=65.05℃时，内插法求得,80,65.05,65.05,80,6094.298065.0594.2988.38060popopopopoCCCCC,65.0589.81/()poCKJmolK,70,65.05,65.05,70,604.1877065.054.1874.1837060pwpwpwpwpwCCCCC,65.0575.33/()pwCKJmolK(1)89.810.9875.33(10.98)89.52/()pDpoDpwDCCxCxKJmolK同理可分别求出：(3)进料塔温度tF=72.25℃时，比热容(1)91.970.5575.40(10.55)84.51/()pFpoFpwFCCxCxKJmolK(3)塔底温度tw=96.76℃时，比热容(1)100.160.03575.76(10.035)76.614/()pWpoWpwWCCxCxKJmolK(4)塔顶温度下的汽化潜热根据内插法：td=65.06℃1113.4/oKJkg2344.15/wKJkg(1)1138.015/oDwDxxKJkg28甲醇-水二元筛板精馏塔设计第7页共28页3.2.2热量衡算（1）0℃时塔顶上升的热量vQ，塔顶0℃为基准0.023360089.52273.1565.050.02336001138.01531.72VDpDVDQVCtVM5495725.783/kJh（2）回流液的热量RQtd=65.05℃89.52/()pRCKJmolK43.4189.52273.1565.051314266.574/pRRRQLCtkJh(3)塔顶馏出液热量DQ89.52/()pRCKJmolK38.1589.52273.1565.051155016.582/pDDDQDCtkJh(4)进料热FQ7084.51273.1572.252043282.78/pFFFQFCtkJh(5)塔底残液热wQ31.8576.614273.1596.76902638.069/p(6)冷凝管消耗热CQ5495725.7831314266.5741155016.5823026442.627/CVRDQQQQkJh(7)再沸器提供热BQ：塔釜热损失10%。即0.1BQQ损F+=BCWDQQQQQQ损即实际热负荷：0.9=BCWDFQQQQQ3026442.627902638.0691155016.5822043282.78计算得：3040814.498/BQkJh表3.2.2-------1热量衡算结果项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热容kj/kmol.k84.51--------89.5276.614------热量Q（kj/h）2043282.783026442.6271155016.582902638.0693040814.49828甲醇-水二元筛板精馏塔设计第8页共28页4精馏塔工艺条件计算4.1操作压强的选择应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。塔顶压力P顶=101.3=101.3kPa单板压降ΔP=0.7kPa进料板压力pF=101.3+0.7*9=107.6kPa塔底压力pw=101.3+0.7*20=115.3kPa精馏段平均压力pm=(101.3+107.6)/2=104.45kPa提留段平均压力pm'=(107.6+115.3)/2=111.45kPa4.2操作温度的计算利用汽液平衡数据利用数值插值法确定进料温度tF、塔顶温度tD、塔底温度tW塔顶温度：64.766.964.70.87411.01.00.98DttD=65.05℃进料温度：71.372.771.30.52920.59370.59370.55FttF=72.25℃塔底温度：10010092.90.00.05310.00.035WttW=96.76℃精馏段平均温度：t1=69.15℃提溜段平均温度：t2=85.51℃4.3塔内物料平均分子量、流量及密度的计算4.3.