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甲醇-水精馏化工原理课程设计.doc

甲醇-水精馏化工原理课程设计

yang忠z
2017-10-07 0人阅读 举报 0 0 暂无简介

简介:本文档为《甲醇-水精馏化工原理课程设计doc》,可适用于综合领域

甲醇水精馏化工原理课程设计《化工原理课程设计》报告kgh甲醇~水精馏装置设计一、概述设计依据技术来源设计任务及要求二、计算过程设计方案及设计工艺的确定设计方案设计工艺的确定、工艺流程简介塔型选择操作条件的确定操作压力进料状态加热方式的确定热能利用有关的工艺计算精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率(原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量物料衡算塔板数的确定理论板层数NT的求取热量衡算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压力的计算操作温度的计算平均摩尔质量的计算平均密度的计算液相平均表面张力的计算液体平均粘度的计算精馏塔的塔底工艺尺寸计算塔径的计算精馏塔有效高度的计塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置的计算塔板布置筛板的流体力学验算塔板压降液面落差液沫夹带漏液液泛塔板负荷性能图、液漏线、液沫夹带线、液相负荷下限线、液相负荷上限线、液泛线热量衡算塔顶换热器的热量衡算塔底的热量计算、热泵的选型、塔底料液和热蒸气预热进料液、水蒸汽加热进料液三、辅助设备的计算及选型(一)、管径的选择、加料管的管径、塔顶蒸汽管的管径、回流管管径、料液排出管径(二)、泵的选型、原料液进入精馏塔时的泵的选型、塔顶液体回流所用泵的型号(三)、储罐选择、原料储槽、塔底产品储槽、塔顶产品储槽四、费用的计算(一)设备费用的计算、换热器费用的计算、精馏塔的费用计算泵的费用储槽费用输送管道费用分液槽费用(二)操作费用的计算、热蒸汽的费用、冷却水的费用、泵所用的电费、总费用参考文献主要符号说明对本设计的评述一、概述塔设备是最常采用的精馏装置无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下各组分的饱和蒸汽压不同这一性质使液相中的轻组分转移到汽相中汽相中的重组分转移到液相中从而达到分离的目的。设计依据本设计依据于教科书的设计实例对所提出的题目进行分析并做出理论计算。技术来源目前精馏塔的设计方法以严格计算为主也有一些简化的模型但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的我们此次所做的计算也采用严格计算法。设计任务及要求原料:甲醇~水溶液kgh甲醇含量:(质量分数)设计要求:塔顶甲醇的含量不小于(质量分数)塔底甲醇的含量不大于(质量分数)已知条件:操作压力:kPa(塔顶表压)进料热状况:泡点(q=)回流比:自选单板压降:<=kPa全塔效率:ET=二、计算过程设计方案及设计工艺的确定设计方案本课程设计的任务是分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离应采用连续精馏流程。本设计中采用泡点进料将原料液通过预热器加热至泡点状态后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝冷凝液在泡点状态下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热塔底产品经冷却后送至储罐。设计工艺的确定热泵原料精贮槽热换器馏塔预热器贮槽再沸器残液贮槽工艺流程图、工艺流程简介连续精馏装置主要包括精馏塔蒸馏釜(或再沸器)冷凝器冷却器原料预热器及贮槽等(原料液经原料预热器加热至规定温度后由塔中部加入塔内(蒸馏釜(或再沸器)的溶液受热后部分汽化产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升与板上回流液充分逆流接触并进行多次热量和质量的交换从而利用溢流液把上升的蒸汽逐步冷凝下来使重组分在液相中浓缩同时使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高继而在塔顶得到较纯的轻组分至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体冷凝的液体一部分作为塔顶产品另一部分由塔顶引入塔内作为回流液蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品(塔型选择塔的类型选择板式塔板式塔的主要构件有塔体塔板及气液进、出口、平台、塔顶吊住、栅板等的选择。根据生产任务若按年工作日天每天开动设备小时计算产品流量为kgh由于本设计中产品粘度较小流量较大为减少造价降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响提高生产效率提高传质效率选用浮阀塔板。浮阀塔板结构简单即在塔板上开若干个孔在每个孔的上方装上可以上下浮动的阀片阀片有三条腿插入阀空后将各底角转九十度定位形成限制阀片上升高度和防止被气体吹走的凸肩。操作时浮阀可随上升气量的变化自动调节开度当气量较小时阀片的开度亦较小从而可使气体能以足够的气速通过环隙避免过多的漏液当气量较大时阀片浮起开度增大使塔板上开孔部分的气速不随气体负荷变换而大幅度的变化同时气体从阀门下水平吹出加强了气液接触从而提高了传质效率。浮阀塔板的优点是生产能力大塔板压降小操作弹性大气液接触状态良好塔板结构简单安装容易塔板效率高液面梯度小使用周期长等。操作条件的确定操作压力其中塔顶压力:P(进)==kPa进料口的压力:P(进)=*N(精)塔底压力:P(釜)=*Ne进料状态虽然进料方式有多种但是泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响塔的操作比较容易控制此外泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易为此本次设计中采取泡点进料加热方式的确定本设计使用于沸点相近的组分的分离其塔顶塔底的温差不大。蒸汽加热就是把塔顶蒸汽加压升温使其返回用作本身的再沸热源回收期冷凝体热。其优点是可以利用压力较低的蒸汽加热在釜内只须安装鼓泡管不须安置宠大的传热面。这样在设计费用上可节省许多。热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化即将每次得到的气相再部分冷凝已得到纯度更高的气相将每次得到的液相部分汽化以得到易挥发组分更低难挥发组分更高的液相。与此同时也存在着一个大问题:热效率较低通常进入再沸器的能量只有左右可以被有效利用这是在正常情况下。塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量若在冷凝器和再沸器之间加一个热泵把塔顶中的产品加压加到与再沸器一样的压强这就可以利用苯的冷凝热用在再沸器中。另外还可以将热量至于加料出。有关的工艺计算主要基础数据苯和甲苯的物理性质项目分子式摩尔质量沸点临界温度临界压强MtPKpacc甲醇ACHOH水BHO()常压下甲醇水的气液平衡数据温度tC液相中的摩尔分数x气相中苯的摩尔分数y()甲醇水的液相密度ρL温度tCρ(km)甲醇L,gρ(km)水Lg()液体表面张力σ温度tCσ(mNm)甲醇σ(mNm)水()液体黏度μL温度tCμ(mPa*s)水L()液体汽化热γ水温度汽化热r(kgkg)甲醇温度汽化热kjkmol有表()数据绘制作如图甲苯等压曲线(tx图)图甲醇甲甲醇的等压曲线精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。甲醇的摩尔质量M甲醇=gmol水的摩尔质量M水=kgmol表甲醇和水的物理性质项目相对分子沸点临界温度临界压强PkPa质量Mrt甲醇水原料液的摩尔组成:X=()=F同理可求得:X=()=DXw=()=(原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量:M=*()*=gmolF塔顶的平均摩尔质量M=O*()*=gmolD塔底的平均摩尔质量M=*()*=gmolW物料衡算原料处理量F==kmolh总物料衡算=DW甲醇的物料衡算*=DW联立解得D=kmolhW=kmolh由此可查得原料液塔顶和塔底混合物的沸点以上计算结果见表。表原料液、馏出液与釜残液的流量名称原料液馏出液釜残液xfx(摩尔分数)f摩尔kgkmol塔板数的确定理论板层数NT的求取甲醇水属理想体系可采用逐板计算求理论板数。(详见附录一~Rmin下的理论塔板数的求取)由课本查得甲醇水体系的相对挥发度α=(详见《化学工程基础》主编林爱光清华大学出版社页)图气液平衡曲线求最小回流比及最佳回流比的确定采用泡点进料x=x=则有气液平衡方程y=α*x((α)*x求得qfqqy=q故最小回流比为xyqDRmin===,yxqq当R=Rmin=(详见附录二最佳回流比的确定)塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算L=RD=*=kmolhV=(R)D=()*=kmolhL’=LF==kmolhV’=V=kmolh求操作线方程精馏段操作线方程LDy=xXd=()*x()*=xVV提馏段操作线方程为L'Wy=xx=()wVV*x()*=x计算法求理论塔板数总理论板层数Nt=(包括再沸器)进料板位置Nf=实际板层数的求取精馏段实际板层数N==精提馏段实际层数N==提热量衡算本设计采用压缩式热泵回收塔顶蒸汽热量用于塔底釜液的再沸用热。塔顶苯蒸汽一部分(L)先经过冷凝器回流到塔顶而剩余的D产品先经过换热器由水蒸气加热再经过经过热泵装置后变成更高温度下的气体。此时高温蒸汽流过再沸器中热交换器降温使再沸器中的液体温度升高流出的苯蒸气用于其它地方通过用其放出热量的同时也降低了其自身的温度达到冷凝的目的。对于塔釜流出的高温液W我们用其降温时释放的热量用于加热原进料液从而达到预热原料和冷凝W产品的作用。()塔顶换冷凝器的热量衡算L=kmolh(因难挥发组分在塔顶的含量很少我们可近似按甲醇的热量计算)。在塔顶温度为C时查的甲醇的汽化热为KJkmol,水进出换热器的的温度分别为C和C。则塔顶L蒸汽所具的热量Q=CpM=**=*kJh热流体TC冷流体TC,,,tt,,KA,tln,t总的传热系数K可取W(m*k)(见《化学工程基础》林爱光)A=m取冷却水进出换热器的温度分别为C和C则冷凝器冷凝介质水的消耗量为Wc=QC*(tt)=**()=kgh()热泵热量衡算选压缩式热泵的制热系数为(见附表)功率P我们取kw则热泵所提供的热量为Q=**=*KJ()塔底再沸器的热量衡算采用热泵将塔顶产品的冷凝的热负荷与塔釜再沸器中的热负荷结合起来根据热泵的工作原理可知这在很大程度上减少了再沸器所需的水蒸气我们假设再沸器输出温度为塔底的温度已知为摄氏度。则再沸器所需要的热负荷:Q=M甲苯*V’*rM甲苯*V’*Cp*()=*****()=*KJ假设苯蒸气出再沸器时的摄氏度由Q=Cp苯*M苯*D*(T)通过内差法可得出Cp=kjkmol,可计算出QC*M*DPT==C苯蒸气出再沸器后的温度由上面可知为摄氏度假设经过冷凝器后所得产的温度为摄氏度,查的苯在摄氏度时的比热容为Cp=由Q’=Cp苯*M苯*D*()=***=kJh对于冷凝器设水温又摄氏度升为摄氏度设K=热流体TC冷流体TC,,,tt()()KA,tlnLn,tm有Q’==*A*计算得A=有热泵提供的热量Q=Cp苯*M苯*D*(TT)QC**pMDT=T=CTD对于塔顶的上方热换器。有塔顶的温度=C,则塔顶TD蒸汽通过热换器所需要的热量为Q=Cp苯*M苯*D苯*(T),通过试差法得Cp=KJkg,则Q=***()=*KJh热流体TC冷流体TC,,,ttKA,tln,tm有Q=则A=()原料预热器热量衡算塔釜流出的残釜液的温度在摄氏度原料液泡点温度在摄氏度这样可以在塔釜与进料板之间加一个换热器将残幅液冷凝时放出的热量用在加热原料液。原料液TC残幅液TC原料液所需热量:Q=Cp*M*F*(tt)=****()=kJh残幅液提供的热量:Q=Cp*M*W*(TT)=***()=*kJh则可以用再沸器的热负荷来预热原料液,tt,,KAtlnt选取总传热系数K=w(m*k)由公式得:,tLnln,t,A,,,***)(,,,,ttKm精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压力的计算塔顶操作压力PD==每层板的压降P=kpa进料板压力P=*=kpaF塔底压力Pw=*=kpa精馏段平均压力Pm=()=kpa提馏段平均压力Pw=()=kpa操作温度的计算依据操作压力由泡点方程通过试差法计算会泡点温度其中甲醇水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算计算过程如下:塔顶压力P=kpaDPPPBA=x==PPPPABABtLgP=AtLgP=B试差得:塔顶温度t=d同理可得:进料温度t=f塔底温度t=w精馏段平均温度t=()=m提馏段平均温度t=()=m平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由X=Y=由平衡曲线得:DX=Mvdm=*()*=kgkmolMldm=*()*=kgkmol进料板平均摩尔质量的计算由逐板计算得:y=x=ffMvfm=*()*=kgkmolMldm=*()*=kgkmol塔底平均摩尔质量的计算由逐板计算得:y=x=wwMvwm=*()*=kgkmolMlwm=*()*=kgkmol精馏段平均摩尔质量:Mvm=()=kgkmolMlm=()=kgkmol提馏段平均摩尔质量:Mvm=()=kgkmolMlm=()=kgkmol平均密度的计算气相平均密度的计算有理想气体状态方程计算即PmMvm精馏段Pvm==*RTm(*()=kgmPmMvm提馏段Pvm===*(*()=kgmRTm液相平均密度方程计算液相平均密度依下式计算即ρlm=αiρi塔顶液相平均密度的计算:由T=A(甲醇),B(水)查手册得dρ=kgρ=kgmmABρldm=()=kgm进料液相平均密度的计算由T=查手册得fρ=kgρ=kgmmABαA=*(**)=ρlfm==,,,,AA(A)B()=kgm塔底液相平均密度的计算由Tw=查手册得ρ=kgρ=kgmmABαA=*(**)=ρlwm==,,,,()BAAA()=kgm精馏段的平均密度ρlm=()=kgm提馏段的平均密度ρlm=()=kgm液相平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算σlm=Σxiσi塔顶平均液相表面张力的计算由T=查手册得dσ=mNmσ=mNmABσldm=σσAB=**=mNm进料平均液相表面张力的计算由T=查手册得fσ=mNmσ=mNmABσlfm=σσAB=**=mNm塔底平均液相表面张力的计算由T=查手册得Wσ=mNmσ=mNmABσlwm=σσΒA=**=mNm精馏段平均液相表面张力σlm=()=mNm提馏段平均液相表面张力σlm=()=mNm液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算即Lgμlm=Σxilgμi塔顶液相平均粘度的计算由T=查手册得dμ=mPasμ=mPasΒAlgμldm=μμΒA=**μldm=mPas进料液相平均粘度的计算由T=查手册得fμ=mPasμ=mPasABlgμlfm=μμAB=**μlfm=mPas塔底液相平均粘度的计算由T=查手册得Wμ=mPasμ=mPasABlgμlwm=μμAΒ=**μlwm=mPas精馏段液相平均粘度μlm=()=mPas提馏段液相平均粘度μlm=()=mPas精馏塔的塔底工艺尺寸计算塔径的计算精馏段气液相体积流率为VMvmVs==*=smvm,LMlmmLs==*=s,lm取板间距Ht=m板上液层高度h=m则lHthl==m查史密斯关联图C=(化学工程基础页)l,,,C=C=,,,,μmax=*()=ms取安全系数为则空塔气速为μ=μmax=*=msD=(*()=m按标准塔径圆整后为D=m塔截面积为DAt=п=П**=实际空塔气速为μ==ms精馏塔有效高度的计为方便塔的检修塔壁上应开设若干人孔。开设人孔的位置为塔顶空间、塔底空间各开一个其他人孔的位置则根据下列原则确定:物料清洁不需要经常清洗时每隔块塔板设一个人孔物料脏污需经常清洗时则每隔块塔板设置一个人孔。设计时定为每块板开一孔则:孔数S=实际塔板=在进料板上方开一人孔其高度为m实际塔高可按公式计算:H=Hd(NS)*HTHbHfS*HT’H=(NTS)**S=()**=式中:H塔高(不包括上封头和裙座高)mHd一塔顶空间高mHb塔底空间高mHT板间距mN实际塔板效(不包括加热釜)Hf进料孔处板间距mS手孔或人孔效(不包括塔顶、塔底空间所开入孔)HT’开设手孔、人孔处板间距m。其中Hd一般取,m不宜太小目的是有利于液滴的自由沉降减少出场汽体中液摘的夹带量。塔底空间Hb具有中间贮槽作用一般釜液最好能在塔底有,min的停留时间。因此Hb可按残液量和塔径进行计算(也可取经验值。常取Hb,,m。进料孔处板间距兑决定于进科孔的结构型式及进料状况。为减少液沫夹带Hf要比HT大常取Hf,,m。开设手孔、人孔处塔板间距HT’视手孔、人孔大小而定一般取HT’mm塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置的计算因塔径D=m可选用单溢流工形降液管采用凹形受液盘。各项计算如下:堰长lw取lw=D=*=m溢流堰高度hw由hw=hlhow选用平直堰堰上液层高度how由下式计算即Lh,,how=E,,lw,,有上图可近似取E=则*,,how=**=m,,,,取板上清液层高度h=mml故h==mw弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lD=w查图(化工原理实验及课程设计页图)得AA=WdD=ft故A=A=*=ftWd=D=*=m验算液体在降液管中停留时间即θ=AfHtLh=**=s,s故降液管设计合理。降液管底隙高度你hoLhho='lwu取u’=ms则ho=*=mhwho==m,m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘深度hw’=mm塔板布置塔板的分布因Dmm故塔板采用分块式。查表(查《化工原理及课程设计》p表)得塔板分为块。边缘区宽度确定取Wa=Ws’=mWc=m开孔区面积计算开孔区Aa按下式计算即r,x,sinrx,Aa=(x)r其中x=D(WdWs)=()=mr=DWc==m故Aa=筛孔计算及其排列所处理的物系无腐蚀性可选用б=mm碳钢板取筛孔直径do=mm。筛孔按正三角形排列取孔中间距t为t=do=*=mm筛孔数目n为n=**(^)=个开孔率为d,,ф==,,t,,气体通过阀空的气速为Uo=VsAo==ms筛板的流体力学验算塔板压降hc干板阻力计算hc干板阻力下式计算即,,,,u,vhc,,,,=c,oL,,,,cd由б==查图得=hc故==m液柱气体通过液层的阻力h计算气体通过液层的阻力h由式计算即hh,,lUa=Vs(AtAf)=()=msFo=(*)=kg(sm)查图(化工原理及课程设计页图)得β=故*()=mh液体表面张力的阻力计算,h液体表面张力所产生的阻力由式计算即,h=σLρLgdo=液柱,h气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算即phhhh,pcl,h==m液柱p气体通过每层塔板的压降为,,,,,,,,,hga,**(满足设计要求)ppal液面落差对于筛板塔液面落差很小且本例的塔径和液流量均不大故可忽略液面落差的影响。液沫夹带取板上液的高度为m,液沫夹带量由下式计算即hhm,,,*fLkg液kg气<kg液kg气e故在本设计中液沫夹带量在允许范围v,,,,,,,,,ae,,,Kg液Kg气,Kg液Kg气,,v,,,h,h,,,,,,,lf,,Kg液Kg气<Kg液Kg气漏液umin对筛板塔漏液点气速可由下式计算即,,Ch,h,,v,LL,min=msuumin实际空速=ms>uumin稳定系数为K===>故在本设计中无明显漏液。液泛H为防止塔内发生液泛降液管内液层高应服从下式的关系即dHHh,,()dTw甲醇水物系属一般物系取ψ=则,()Hh=()=mTwHhhh,而dpLdh板上不设进口堰可有下式计算即d'h()()um,,液柱=dH==m液柱dHHh,,()dTw故在本设计中不会发生液泛现象。塔板负荷性能图、液漏线(),hhLL,,,minUC,V,由VS,min,minU,AhhhLWOW,lhOWh,*E*()Wl得:,,l,,,,,,h,,V,**,,,CAhE,,wv,,,minsl,,lw,,,,,,,,V,Lss,min整理得LSVs在操作范围内任取几个值以上式计算出值计算结果列于下表:LsmsVsms由上表数据即可作出液漏、液沫夹带线ekgkgV,液气VLSS―以为限求关系如下:,*UaeV,()由LTf,Hh,VVssaUs,,,VTfAA,,hhhhfLWOW,,()h,wL,,s=L**h=s,,ow,,故h,LsfH,h,,LsTf,Vs,,e,v,,,,Ls整理得:V,,LssLSVs在操作范围内任取几个值以上式计算出值计算结果列于下表msLsVmss由上表数据即可作出液沫夹带线、液相负荷下限线hmOW,对于平直堰取堰上液层高度作为最小液体负荷标准砖。由式得:,,LR,,h,*E*,mow,,LW,,取E=,则*,,L,,,,s,min,,据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负荷下限线、液相负荷上限线,s,以作为液体在降液管中停留时间的下限由式得AHfT*,,,TsAHfT**Lms,max,,,s据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负荷下限线、液泛线HHhdTW,,()令HhhhhhhhdpLdpc,,,由hhhhh,,,*LLWOW,,,,HhhhhhTWdcOW,,,,联立得:h,LsLshdhOWhcVs忽略将与与与的关系式代入上式并整理得''''aVbcLdL,,,sss,,,V'a,*,,式中L,Ac*,,,,,,*ms,,,,**'bHh,,,,,,TW=*()*='c,Wlh,,*,,',dE,***,,,=lW,,将有关数据代入得故VLL,,,SSSLSVs在操作范围内任取几个值以上式计算出值计算结果列于下表:LmsSVmsS由上表数据即可作出液泛线根据以上各线方程可作出筛板塔的负荷性能图如下图所示:在负荷性能图上作出操作点A连接OA,即作出操作线。由图可看出该筛板德尔操作上限为液泛控制下限为漏液控制。由上图可得VmsVmsss,,,max,min故操作弹性为Vs,max,,s,minV精馏段提馏段各段平均压强PmKpa各段平均温度tm平均流气相Vsms量液相Lsms实际塔板数N块板间距HTm塔的有效高度Zm塔径Dm空塔流速ums塔板液流型式单流行单流行溢流装溢流管型式弓形弓形置堰长lwm堰高Hwm降液管宽度Wdm管底与受液盘Hom距离板上清液层高度hLm孔径domm孔间距tmm孔数n个开孔面积M筛孔气速uoms塔板压降hpKpa液体在降液管中的停留S时间降液管内清液层高度Hdm雾沫夹带evKg液kg气负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制热量衡算本设计采用直接压缩式热泵回收塔顶蒸气热量用于塔底釜液的再沸用热。若热泵无法提供足够的热量则可以先用热蒸汽加热使苯蒸气升高适当温度后再用热泵进行升温以此来满足塔底再沸需要的热量。苯蒸气经过再沸器后再经过减压阀作用后降至塔顶温度一部分回流其余的为塔顶产品冷却后输入到储液槽塔底产品预热进料液后输入储液槽。塔顶换热器的热量衡算塔顶引出蒸气全部液化所放出的热量Q顶=r气*mV其中mV=V*Md=*=kgh由塔顶温度为Td=经水蒸汽加热后苯蒸气的温度变为t==甲醇*()=C=kJ(kg*k)甲醇=C*mv*t其需要的热量Q甲醇甲醇=**=*kJh水蒸气供给的热量Q=Q选水蒸汽进入换热器时温度为出换热器时为则t=平均温度为C水蒸气=kJ(kg*k)=kgm,由*q*=*得mq=kghm即水蒸气在管程中的质量流量为kgh由=KAt(K取W(m*K)),t=(tt)ln(tt)=得A=m,*取换热管mm查表得:管长度为mm、管子根数为根、A=m型号为BEM塔底的热量计算甲醇蒸气经过热泵后温度变为ti(忽略甲苯的影响)Q顶′=r气′*m甲醇r气′为ti时水的汽化热()塔底再沸器所需热量由塔底温度Tw=假设再沸器为为一块塔板内插法求得温度为:(详见热量衡算)T沸=查表得:γ=kJkg水Q=r*mv′C*M*t底水水水水=r*V′*MrC*M*t水水水水水=*****()=*kJh()热交换器内的热交换设甲醇蒸气经热泵作用后温度为ti则:水再沸需要的热量=甲醇液化放出的热量甲醇降温放出的热量设甲醇流出换热器时的温度为to=则:甲醇降低的温度t=tito甲醇甲醇降温放出的热量为:Q′=C*M*t甲醇甲醇甲醇甲醇(C为温度(tito)时的比热容)甲醇则:交换器内的热量衡算为:Q=Q′Q′底顶甲醇ti为比塔底馏出液高,的温度此处用时差法进行计算。将ti和C带入热量衡算得:ti=甲醇换热面积的计算=KAt,取换热系数K=W(m*K)t=,,,tt,t=,tln,t得A=m,*取换热管mm(固定管板式换热器)查表得:换热管长度mm管子根数A=m型号为BEM()再沸器内的热量衡算再沸器内加热塔釜所需热量Q=*KJh*=kJ热蒸汽进入换热器的温度分别为C=KJ(Kg•)水蒸气换热系数K取W(m•K),,,,tt,t=,tln,t换热面积A=m取换热管mm(固定管板式换热器),*查表得:换热管长度mm管子根数A=m型号为BEM()减压阀甲醇经过减压阀后变为气液混合物温度为甲醇由降到其温差为平均温度为此时的C=kJ(kg*k)M=kgh甲醇甲醇其放出的热量Q=C*M*t甲醇甲醇=**=*kJh时苯的汽化热为r=kJmol甲醇则甲醇气化的质量为Qr=kgh甲醇在管程中通入冷却水是这部分气体液化冷却水进出冷凝器的温度分别为、Q=C*qm*tC=kJ(kg*)水水水水计算得:qm水=kgh取总传热系数K=W(m*K),,,tt,,,t,tln,t由Q=KA计算得,tA=m,*取换热管mm(固定管板式换热器)查表得:换热管长度mm、管子根数、A=m换热器型号:BEM、热泵的选型由上知热泵需使甲醇蒸气升高=平均温度为*()=查得比热容为C甲醇=kJ(kg*k)热泵对甲醇做的有用功为W=C苯**V甲醇*t甲醇=***=*kJh选压缩式热泵的制热系数为其热负荷为*kJh(见附表)功率P=*=kw、塔底料液和热蒸气预热进料液设塔底料液进出换热器的温度分别为、其温度差为平均温度为C′=kJ(kg*k)W=kmolh水M′=W*Mr水=*=kgh水Q′=C′*M′*t′水水水=**=*kJh设原料液进出换热器的温度分别为、其温度差为平均温度为此温度下C=kJ(kg*k)C=kJ(kg*k)水甲醇C=x*C(x)*C混甲醇水ff=*()*=kJ(kg*k)M=kgh混Q=C*M*t混吸混混=**=*kJhQ水′Q′=KAtK=w(m*k)水,,,tt,t=,tln,tA=m,*取换热管mm(固定管板式换热器)查表得:换热器管长mm、根数、面积A=m型号为BEM、水蒸汽加热进料液原料液由升到其温度差为、平均温度为此时C=kJ(kg*k)C=kJ(kg*k)水甲醇C′=x*C(x)*C混甲醇水ff=*()*=kJ(kg*k)Q′=C′*M*t吸混混混=**=*kJh热蒸气同上进出换热器的温度分别为、Q′=C*q*t得q=吸蒸气mm,,,tt,t=,tln,tK取W(m*K)计算得:A=m,*取换热管mm(固定管板式换热器)查表得:换热器管长为mm、根数、面积A=m换热器型号为:BEM三、辅助设备的计算及选型(一)、管径的选择、加料管的管径管路的流量:F=kgh在进口温度与出口温度范围内料液的密度变化不大在时进料密度为:Ρf=kgmums,取管流速Fd,f,u,f*,***=m,,mm圆整后外径mm,d,f、塔顶蒸汽管的管径Vms,蒸汽用量:Sums,取气速V*S,,,Dm,u*Dmm,圆整后外径,,mm、回流管管径回流管的摩尔流量为:LRDkmolh,,Mkgkmol,平均摩尔量:l,,kgm该温度下的密度:lLM*lL,,h,lums,取流速Lh,,Dm,u圆整后外径D=mm=mm,、料液排出管径排液量W=kghu取=mswKgm液相密度,,wW,D,,uw*,,m***d,w圆整后外径mm,,mm(二)、泵的选型、原料液进入精馏塔时的泵的选型加料板位置第块距地面高度为:h,(N,,S)*H*ST提=()**=m考虑到流体阻力等其他因素影响故可取H=m进入精馏塔的料液流率为:FVms,,,F*,F则离心泵得功率=***p,VH,gf=w故泵的型号为:B功率为:KW、塔顶液体回流所用泵的型号泵的扬程最小为h=mm=m考虑其他因素的影响可取扬程H=mVf=ms求得功率=wp,VH,gf故泵的型号为:B功率为KW(三)、储罐选择、原料储槽原料的质量流量:F=Kgh料液的各组分混和密度:=kgm,fFV,,体积流率:=mhF,F取一天的进料量为储罐的体积:V=*=m圆整后:V=m(为储罐的储料系数)、塔底产品储槽馏出液的质量流量:W=kghKgm料液的各组分混和密度:,,w产品流率:V==mhV,V取一天的产量为储罐的体积:=×=m圆整后V=m(为储罐的储料系数)、塔顶产品储槽产品质量流量D=kghKgm塔顶料液密度为:,,w产品流率:V==mh取一天的产量为储罐的体积:=×=m圆VV,整后V=m四、费用的计算(一)设备费用的计算、换热器费用的计算塔顶换热器换热管外径mm取换热管中心距S=mm壳体内径=*()*D,S(b,)d*i=mmpDci,,壳体厚度t,,,pct取=MPa,=Mpa=p,,c*,,,mm则**,由C=CC==mm==mm,C则钢板名义厚度,=mmn,换热器管程所用钢材体积V=dL*n*,,,,计算得V=*******=m其质量为m=V=kgm*m=kg,其费用为F=元吨*kg=元,,换热器壳程所用钢材体积V=dL*n,,,计算得V=*()*****=m其质量为m=V=kgm*m=kg,其费用为F=元吨*kg=元塔顶换热器的材料费为=元同理得:塔底再沸器的材料费为元冷凝器需要的材料费为元塔底产品预热原料液的换热器材料费为元水蒸气预热原料液的换热器材料费为元。则全部换热器的总费用为:F==元、精馏塔的费用计算*Dt塔板费用(实际)C,*F*F*F*e*NttnFl美元兑人民币的汇率Ft塔板类型因子Fn塔数因子N(实际)=Fn=F=Ft=Dt=m计算得Ct=*元HWW*ln*(ln)*ssDtt塔体费用C,F*ehLNH*HHH=TDBEW=,*D*(H*D)*b*,STTWs塔体质量H塔总高Ht塔板间距Hd、Hb塔顶、底空间高度b塔体厚度(取cm)塔壁密度(kgm),计算得:Ws=kgH=mCh=元一年的塔费用J=(Fc)*(CtCh)Fc塔设备年折旧率(取Fc=)计算得J=元年泵的费用查得离心泵平均费用为元个热泵元个则其总费用为:(*)=元年储槽费用按照圆柱体求管厚度(cm)进料储槽圆柱体直径:D=(**)^()=m钢材体积V=(*D**D*(D^))*=m,所用钢材的质量为m=*V=kg塔底产品储槽圆柱体直径:D=(**)^()=m钢材体积V=(*D**D*(D^))*=m,所用钢材的质量为m=*V=kg塔顶产品储槽圆柱体直径:D=(**)^()=m钢材体积V=(*D**D*(D^))*=m,所用钢材的质量为m=*V=kg总费用总费用为:元吨*(mmm)*=元年输送管道费用()进料处,,mm管径为:外径mm,管长L=md,f质量为m=*S*=**()**,,=kg()塔顶蒸气管D,mm,,mm管径为:外径管长为L=m质量为m=*S*=**()**,,=kg()回流管,管径为:外径D=mm=mm管长为L=m质量为m=*S*=**()**,,=kg()塔底料液排出管,,mm管径为:外径mm管长为L=md,w质量为m=*S*=**()**,,=kg()总费用总质量为:m=mmmm=kgkgkgkg=kg总费用为:元吨*kg*=元分液槽费用查得分液槽费用为元个则年平均费用为元年总费用=换热器精馏塔储槽泵管道分液槽==元年(二)操作费用的计算、热蒸汽的费用再沸器内蒸汽流量qm=Kgh预热进料液蒸汽流量qm=kgh蒸气总用量q=kgh水蒸气的价格为元吨则年用蒸汽的费用为J=q***=元、冷却水的费用冷却水的用量qm水=kgh冷却水的价格为元吨则年用冷却水的费用为J=qm水***=元、泵所用的电费()热泵所用的电费ff=KW*h*天*元度=元年()离心泵所用的费用f=()KW*h*天*元度=元年、总费用总费用为JJff=元年(三)总费用总费用=操作费用设备费用=元年元年=元年参考文献【】化学工程基础林爱光编北京:清华大学出版社第二版【】化工原理课程设计贾绍义柴诚敬天津大学出版社第二版【】化工设计娄爱娟吴志泉华东理工出版社【】化工原理实验及课程设计陈均志李磊编著北京:化学工业出版社第一版【】化学工艺设计手册中国石化集团上海工程有限公司编化学工业出版社第二版【】化工原理课程设计指导任晓光化学工业出版社第二版【】化工设计黄璐王保国化学工业出版社第三版【】化工过程开发与设计黄英王艳丽化学工业出版社第一版【】化工设计概论李国庭陈焕章黄文焕化学工业出版社第二部主要符号说明M进料平均摩尔质量FM塔顶平均摩尔质量DM塔底平均摩尔质量wR最小回流比min回流比RL精馏段各层塔板溢流的液体摩尔流量V精馏段各层塔板上升的蒸汽摩尔流量'提馏段各层塔板溢流的液体摩尔流量L'提馏段各层塔板上升的蒸汽摩尔流量VN总理论板层数TN进料板位置FP塔顶操作压力DP进料操作压力FP塔底操作压力WP精(提)馏段平均压力mt精(提)馏段平均温度mM精(提)馏段液相平均摩尔质量VmM精(提)馏段气相平均摩尔质量Lm,精(提)馏段液相平均密度Lm,精(提)馏段气相平均密度Vm,平均表面张力,平均粘度V气相体积流量SL液相体积流量SH板间距Th板上液层高度LA塔截面积T,实际空塔气速精馏塔的有效高度Zl堰长wh液流堰高度wh堰上液层高度owW弓形降液管高度dA截面积f停留时间,h降液管底隙高度o'h凹形受液盘深度wA开空区面积ad筛空直径空中心距t筛空数目n开空率Φu阀空的气速h干板阻力ch气体通过液层的阻力h液体表面张力的阻力,h气体通过每层塔板的压降p液沫夹带evu漏液点气速o,min稳定系数KH降液管内液层高dL液相负荷下限线s,minL液相负荷上限线s,max对本设计的评述通过这三周的课程设计我们不仅对精馏原理有了重新的认识而且让我懂得如何去认真的完成一个任务。在设计过程当中如何选取回流比是关键。在选取回流比过程当中节能是考虑问题的关键所在如何把费用降到最低借助那些辅助设备如何选取参数等等。热泵在节能上面起了很大的作用热泵就是一种将热量从低温热源移到高温热源的能量利用装置是一种制热装置它的循环下限是低温热源上限为消耗热量的场所将大量的无用的低温热能变为有用的高温热能如同泵送“热能”的“泵”一样从而提高能量的利用率节省燃料。根据热泵的工作方式不同热泵可分为压缩式、吸收式、蒸汽喷射式和第二类吸收式热泵等。由于塔釜的温度高于摄氏度所以应该选择高温热泵在精馏塔的设计中选择的是压缩式热泵压缩式热泵是以消耗机械能为代价而达到制热目的的装置。单个热泵也不能工作我们选择蒸发器、冷凝器、压缩机和节流阀为其循环系统的设备。在热泵工作时来自蒸发器的工质蒸汽被压缩机所吸收经压缩提高压力和温度后排入冷凝器在冷凝器中蒸汽放出热量而成为液体冷凝后的高压液体要经过节流阀来降低温度和压力然后进入蒸发器在蒸发器中的工质在低温下吸收热量后又重新不变为蒸汽如此的不断循环就可以将塔顶的冷凝器中产品的冷凝热用到塔釜中。在计算塔的设备费时板间距的选定很重要它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性以及塔的安装。选定时还要考虑实际情况在塔板数很多时可以选用较小的板间距适当加大塔径以降低塔的高度。总的来讲这次课程设计使我懂得了在做任何事情时严谨的科学态度是必要的

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