化工原理课程设计说明书.docx
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化工原理课程设计说明书
化工原理课程设计说明书
题目:
305吨/天轻烃分离精馏塔设计
学生姓名:
学号:
专业班级:
指导教师:
2013年09月06日
化工原理课程设计任务书
专业班级:
化工10-1学号:
10031123学生:
李健
一、题目
设计一连续操作精馏装置,用以分离异丁烷(A)、正丁烷(B)、异戊烷(C)、正戊烷(D)
混合物。
二、原始数据
1、原料
处理量:
305吨/天
组成(质量分率):
A:
0.08,B:
0.46,C:
0.30,D:
0.16
进料状态(气化分率):
e=0.64
2、产品要求
塔顶产品:
B收率>99%
塔底产品:
C收率>98%
三、设计要求
1.用Mathcad、Excel或手算完成塔的简捷计算及塔板设计、换热器等的选用
2.若在设计前已完成Aspenplus或ProⅡ软件的学习,采用软件完成塔的严格设计
3.用Autocad绘制流程简图、浮阀排列图、塔体总图及塔盘装配图
4.说明书(电子版)
5.提交电子版文档及纸版:
设计说明书、计算源程序、图纸
发出日期2013年8月19日交入日期2013年9月6日
指导教师:
刘相
摘要
通过化工原理课程设计,培养综合运用相关的知识、查阅相关的手册和进行化工设备初步设计的能力。
根据化工原理课程设计任务书的要求,设计一个板式精馏塔,用以分离异丁烷、正丁烷、异戊烷和正戊烷。
设计共分为五部分:
工艺设计、塔板设计、塔体设计、附属设备选用和绘图。
另外还有通过相关的化工过程模拟软件进行模拟,使得所设计的板式精馏塔达到要求的分离精度。
关键字:
板式精馏塔、工艺计算、塔板设计、塔体设计
目录
1前言1
2工艺流程简图2
3物料衡算和操作条件3
3.1全塔的初步物料横算3
3.2塔顶、塔底操作压力4
3.2.1回流灌操作压力确定4
3.2.2塔顶压力确定4
3.2.3塔底压力确定4
3.3塔顶、塔底及进料温5
3.3.1塔顶温度确定5
3.3.2塔底温度确定5
3.3.3进料温度确定5
3.4最小回流比与最小理论板数6
3.4.1最小回流比6
3.4.2最小理论板数6
3.5清晰分割假定验证7
3.5.1对A、B组分的验证7
3.5.2对C、D组分的验证7
3.6简捷法求理论板数8
3.7进料位置的确定9
3.8实际塔板数10
3.8.1全塔效率10
3.8.2实际塔板数10
4热量恒算12
4.1塔顶冷凝器的热负荷12
4.2塔顶产品带出的热量12
4.3进料带入的热量12
4.4塔底产品带出的热量13
4.5全塔热平衡求算塔底再沸器的热负荷13
4.6散失于周围的热量13
4.7冷却水及加热蒸汽的用量13
4.7.1冷却水的用量13
4.7.2加热蒸汽的用量13
5严格法计算14
5.1简捷法模拟结果14
5.2严格法模拟结果15
6精馏塔的选型与设计17
6.1塔径设计17
6.1.1精馏段17
6.1.1.1Smith法17
6.1.1.2波律法18
6.1.2提馏段19
6.1.2.1Simth法19
6.1.2.2波律法19
6.2塔板设计计算20
6.2.1溢流装置20
6.2.1.1板上溢流装置的决定20
6.2.1.2溢流堰20
6.2.1.3受液盘20
6.2.1.4降液管21
6.2.2塔板布置21
6.2.2.1浮阀型式21
6.2.2.2浮阀排列21
6.2.2.3塔板开孔率22
6.2.2.4踏板布置22
6.2.3塔板的流体力学校核23
6.2.3.1塔板压降23
6.2.3.2雾沫夹带量23
6.2.3.3降液管内液面高度24
6.2.3.4漏液25
6.2.3.5液体在降液管内的停留时间及流速25
6.2.3.6塔板的负荷性能图25
6.3塔体的初步设计28
6.3.1塔体设计28
6.3.1.1筒体的设计28
6.3.1.2封头的设计28
6.3.1.3人孔的设计28
6.3.1.4塔高的设计28
6.3.2接管的设计28
6.3.2.1塔顶蒸汽出口管径28
6.3.2.2回流管管径29
6.3.2.3进料管管径29
6.3.2.4塔底出料管管径29
6.3.2.5塔底至再沸器的接管管径29
6.3.2.6再沸器返塔联接管管径30
6.3.2.7接管选用结果汇总30
7塔的辅助设备选用32
7.1塔顶冷凝器的选用32
7.1.1初选塔顶冷凝器32
7.1.1.1冷凝器的热负荷32
7.1.1.2冷却水用量32
7.1.1.3计算逆流平均温差32
7.1.1.4选取冷凝器的总传热系数32
7.1.1.5估算冷凝器的传热面积32
7.1.2核算传热面积32
7.1.2.1管程传膜系数32
7.1.2.2壳程传膜系数33
7.1.2.3总传热系数33
7.1.2.4传热面积裕度33
7.1.3塔顶冷凝器的压降计算34
7.1.3.1管程压降34
7.1.3.2壳程压降34
7.2塔底再沸器的选用34
7.2.1选型34
7.2.2平均传热温差34
7.2.3传热面积34
7.3EDR软件模拟结果35
7.3.1塔顶冷凝器35
7.3.2塔底再沸器37
8设计结果汇总表39
8.1物料衡算39
8.2能量衡算39
8.3塔的工艺条件40
8.4塔板设计参数汇总表41
8.5换热器41
参考文献42
1前言
化工课程设计是化工原理教学的一个重要组成部分。
是培养综合运用有关基础知识,联系石油化工实际生产,完成某一具体的单元操作为主的一次设计实践。
一、化工原理课程设计的目的和要求
通过课程设计这一具体的设计实践,应当达到以下目的:
(1)培养综合运用所学知识、查阅化工资料获取有关知识和数据、进行化工设备初步设计的能力;
(2)培养独立工作及发现问题、分析问题、解决问题的综合能力;
(3)提高计算能力、培养工程实际观念;
(4)深入了解化工设备的内部结构,掌握板式精馏塔的各主要部件的结构及作用;
(5)培养读图、识图、绘图的能力;
(6)培养严谨的学风和工作作风。
二、化工原理课程设计的内容
根据给定化工原理课程设计任务书,设计一个用以分离轻烃组分的塔板式精馏塔,具体任务包括:
(1)工艺设计:
物料平衡、热量平衡、工艺条件的确定。
(2)塔盘设计:
塔盘各部件的尺寸等。
(3)塔体设计:
根据工艺设计结果确定塔高、接管等。
(4)附属设备选用:
塔顶冷凝器和塔底再沸器的计算与选用。
(5)绘图部分:
绘制塔体总图、浮阀排列图和塔盘装配总图。
(6)设计说明书:
包括设计任务书、目录、流程图、设计计算与说明、对设计内容的相关分析讨论与总结、设计结果汇总表和参考文献等。
三.课程设计过程中应注意的问题:
(1)认真阅读材料,草拟进度表,拟定设计的方法与步骤;
(2)计算过程中要即使复核结果的正确性,做到有错即改,避免大的返工;
(3)控制进度,遇到问题后先独立思考,若不能自行解决要及时请教老师。
2
工艺流程简图
图21板式精馏塔工艺流程图
3物料衡算和操作条件
3.1全塔的初步物料横算
首先需进行全塔的初步物料衡算。
由设计任务书知,精馏任务的轻关键组分为正丁烷,重关键组分为异戊烷。
注意到两关键组分相邻,与异戊烷相邻的正戊烷的挥发度与异戊烷的相对挥发度相差也比较大,同时分离程度的要求也较高,因此可采用清晰分割的方法进行初步物料衡算。
在清晰分割的条件下,塔顶产品由异丁烷、正丁烷和异戊烷组成,塔底产品由正丁烷、异戊烷和正戊烷组成。
各组分进料时的质量分率见表31
表31进料时各组分的质量分率
组分
异丁烷(A)
正丁烷(B)
异戊烷(C)
正戊烷(D)
组成(质量分率)
0.08
0.46
0.30
0.16
相对分子质量:
MA=MB=58g/molMC=MD=72g/mol
进料平均相对分子质量:
MF=(31)
MF=0.08×58+0.46×58+0.30×72+0.16×72=63.70g/mol
进料流率:
F=305t/d=1.2708×104Kg/h=199.51Kmol/h
采用清晰分割法对全塔进行物料横算
F=D+W(32)
F*wA.F=D*wA.D(33)
F*wB.F=D*wB.D+W*wB.W(34)
F*wC.F=D*wC.D+W*wC.W(35)
F*wD.F=W*wd.w(36)
(D*wB.D)/(F*wB.F)=0.99(37)
(W*wC.W)/(F*wC.F)=0.98(38)
wA.D+wB.D+wC.D=1(39)
wB.W+wC.W+wD.W=1(310)
联立以上公式带入数据可解,其结果为表32:
表32全塔物料横算结果数据表
项目
异丁烷(A)
正丁烷(B)
异戊烷(C)
正戊烷(D)
总计
进料
质量分率%
0.08
0.46
0.30
0.16
1
质量流率Kg/h
1016.64
5845.68
3812.40
2033.28
12708
摩尔分率%
0.0879
0.5052
0.2654
0.1415
1
摩尔流率Kmol/h
17.53
100.79
52.95
28.23
199.50
塔顶
质量分率%
0.1478
0.8411
0.0111
0
1
质量流率Kg/h
1016.86
5786.77
76.37
0
6880
摩尔分率%
0.1481
0.8429
0.0090
0
1
摩尔流率Kmol/h
17.53
99.77
1.06
0
118.36
塔底
质量分率%
0
0.0100
0.6411
0.3489
1
质量流率Kg/h
0
58.28
3736.33
2033.39
5828
摩尔分率%
0
0.0124
0.6395
0.3481
1
摩尔流率Kmol/h
0
1.01
51.89
28.24
81.14
3.2塔顶、塔底操作压力
3.2.1回流灌操作压力确定
选择水作为塔顶产品的冷凝剂,根据中国的普遍气候条件,水的温度可取25~35℃,为保证水和塔顶产品之间有10~20℃的传热温差,选取塔顶回流罐中液体的温度为45℃是一个合理的数值。
查的异丁烷(A)的饱和蒸汽压为5.9531atm,正丁烷(B)的饱和蒸汽压为4.2736atm,异戊烷(C)的饱和蒸汽压为1.7370atm。
由公式:
(311)
很容易得出P>3atm,所以塔顶物流满足如下形式的方程:
(312)
从《石油化学工程原理》下册P436查出各组分相平衡常数K值,试差可求得Pb,其过程为表33:
表33试差法计算回流灌压力数据表
分
组
项目
A
B
C
∑Kixi
误差
4.00atm
1.38
1.11
0.48
1.1423
14.23
4.40atm
1.30
0.93
0.43
0.9786
-2.13
4.20atm
1.46
0.97
0.46
1.0362
3.62
4.30atm
1.41
0.94
0.45
1.0035
0.35
从表33中可以得到塔顶回流灌的操作压力Pb=4.30atm。
3.2.2塔顶压力确定
取管线阻力压降ΔP=0.15atm,因Pb>1atm,需要采用加压操作,所以塔顶压力为:
PD=Pb+ΔP(313)
即:
PD=0.15+4.3=4.45atm
3.2.3塔底压力确定
根据经验,假设实际塔板数为NP=26块,取单板压降为ΔP单=4.5mmHg,所以塔底压力为:
PW=PD+NP×ΔP单(314)
PW=4.45+26×=4.60atm
3.3塔顶、塔底及进料温
3.3.1塔顶温度确定
采用露点方程:
(315)
因塔顶压力为PD=4.45atm,从《石油化学工程原理》下册P436可查得各组分的K值,用试差法确定塔顶温度TP,其过程为表34:
表34试差法计算塔顶温度数据表
A
B
C
误差/%
45
1.31
0.89
0.42
1.0816
8.16
50
1.60
1.08
0.50
0.8910
-10.90
47
1.37
0.97
0.43
0.9980
-0.20
所以,塔顶的温度TD=47℃
3.3.2塔底温度确定
采用泡点方程
(316)
因为塔底的压力为PD=4.60atm,从《石油化学工程原理》下册P436可以查得塔底各组分的K值,用试差法确定Tw,其过程见表35:
表35试差法计算塔底温度数据表
项目
B
C
D
∑Kixi
误差/%
90℃
2.30
1.10
0.92
1.0523
5.23
88℃
2.20
1.05
0.88
1.0051
0.51
所以塔底的温度为TW=88℃
3.3.3进料温度确定
取中间位置为进料位置,即,精馏段为12块塔板,提馏段为14块塔板。
根据经验,取单板的压降为ΔP单板=4.5mmHg,所以进料的压力为:
PF=PD+NP×ΔP单板(317)
PF=4.45+26×=4.52atm
利用公式
(318)
∑xi=1(319)
从《石油化学工程原理》下册P436可以查的各组分的K值,试差法确定进料温度TF,其过程见表36
表36试差法确定进料温度数据表
t/℃
A
B
C
D
误差
60
1.79
1.31.
0.60
0.47
1.0508
5.08
64
1.90
1.42
0.68
0.51
0.9938
-0.62
所以进料温度为TF=64℃。
3.4最小回流比与最小理论板数
3.4.1最小回流比
塔顶、塔底的平均温度:
tm==67.5℃
取塔顶的压力为操作压力,即P=PD=4.45atm。
由《石油化学工程原理》下册P436可以查的各组分的K值,其数值见表37
表37求最小回流比数据表
项目
A
B
C
D
1.99
1.42
0.72
0.55
3.6182
2.5818
1.3091
1.0000
0.1481
0.8429
0.0090
0
0.0879
0.5052
0.2654
0.1415
0.3180
1.3043
0.3474
0.1415
以D组分为相对组分可得其他组分的相对挥发度为:
(320)
由恩德伍德公式:
(321)
(322)
(323)
又知:
e=0.64,所以根据以上数据可以解出:
3.4.2最小理论板数
以正丁烷(B)为轻关键组分,以异戊烷(C)为重关键组分,由《石油化学工程原理》下册P436可以分别查的两组分在塔顶和塔底的K值,见表38:
表38求最小理论板数数据表
组分
轻关键(B)
重关键(C)
塔顶K
0.97
0.43
2.256
塔底K
2.20
1.05
2.095
0.8429
0.0090
0.0124
0.6395
其中,
(324)
(325)
由芬斯克公式:
(326)
所以:
故,Nmin=9.92(不包括再沸器)
3.5清晰分割假定验证
3.5.1对A、B组分的验证
由《石油化学工程原理》下册P436可以分别查的两组分在塔顶和塔底的K值,见表39对A、B组分清晰分割验证数据
表39对A、B组分清晰分割验证数据
项目
A
B
KD
1.37
0.97
1.4124
KW
2.70
2.20
1.2273
由芬斯克公式:
(326)
所以可以得到:
xA.W=1.08×10-4
异丁烷(A)在塔底的含量极微,可以认为塔底组分中不含有A组分。
3.5.2对C、D组分的验证
由《石油化学工程原理》下册P436可以分别查的两组分在塔顶和塔底的K值,见
表310对C、D组分清晰分割验证数据
项目
C
D
KD
0.43
0.35
1.2286
KW
1.05
0.88
1.1932
由芬斯克公式:
(326)
(326)
所以可以得到:
xD.D=6.090×10-4
正戊烷(D)在塔顶的含量极微,可以认为塔顶组分中不含有D组分。
综上所述:
清晰分割的假定是合理的。
3.6简捷法求理论板数
利用吉利兰关联式:
(327)
(328)
(329)
用EXCEL试差可得下表311
表311简捷法求理论板数的数据表
R/Rmin
R
X
Y
N
N(R+1)
1.598
2.8428
0.2807
0.3954
17.7146
68.07431
1.599
2.8446
0.2811
0.3951
17.7063
68.07414
1.6
2.8464
0.2814
0.3949
17.6981
68.07402
1.601
2.8482
0.2817
0.3946
17.6899
68.07393
1.602
2.8500
0.2821
0.3944
17.6817
68.07389
1.603
2.8517
0.2824
0.3941
17.6736
68.07388
1.604
2.8535
0.2827
0.3939
17.6654
68.07392
1.605
2.8553
0.2831
0.3936
17.6573
68.07400
1.606
2.8571
0.2834
0.3934
17.6492
68.07411
1.607
2.8589
0.2837
0.3931
17.6411
68.07427
1.608
2.8606
0.2841
0.3929
17.6330
68.07447
1.609
2.8624
0.2844
0.3926
17.6249
68.07470
1.61
2.8642
0.2847
0.3924
17.6169
68.07498
1.611
2.8660
0.2850
0.3921
17.6089
68.07530
由以上数据可以得到R/Rmin与N(R+1)的关系图,如下图31
图31吉利兰关联图
从图31中可以看出当时,R=2.852,此时,N(R+1)=68.0739,可以求出理论板数NT=17.67块。
3.7进料位置的确定
由《石油化学工程原理》下册P436可以分别查的两组分在塔顶、塔底和进料状况下的K值,见表312
表312确定进料位置时的数据表
项目
B
C
D
0.97
0.43
2.2558
F
1.42
0.68
2.0882
W
2.20
1.05
2.0952
在计算进料温度和压力时假设进料位置以上有12块塔板,进料位置一下有14块塔板,即NR=12,NS=14,所以,
利用柯克不莱德经验公式:
(330)
带入数据可得:
所以,,可以认为假设的进料位置是正确的,即进料位置为从塔底数第14块板和第15块板之间。
3.8实际塔板数
3.8.1全塔效率
由《石油化学工程原理》下册P436可以分别查的各组分在塔顶和塔底的K值,用专业物性查询软件可以查得各组分的黏度,见表313
表313确定全塔效率的数据表
项目
A
B
C
D
KD
1.37
0.97
0.43
0.35
KW
2.70
2.20
1.05
0.88
0.1180
0.1123
0.1557
0.1619
Xi.F
0.0879
0.5052
0.2654
0.1415
平均黏度:
,由奥康奈尔关联公式:
(331)
带入数据可以解出全塔效率为:
ET=0.67。
3.8.2实际塔板数
由全塔效率的定义可知:
(332)
可得实际塔板数为:
N=26.3727块,与假设的基本相符。
4热量恒算
从化工过程模拟软件Aspenplus中的物性查询里可以查得各组分不同条件下的焓值,见表41
表41各组分的焓值单位:
KJ/mol
项目
相态
A
B
C
D
总焓
回流灌
液相
-151.59
-144.21
-175.34
-169.83
-145.58
塔顶
气相
-133.46
-124.28
-152.03
-145.14
-125.89
液相
-151.28
-143.91
-174.98
-169.47
-145.28
进料
气相
-131.28
-122.42
-149.74
-142.84
-133.37
液相
-148.51
-141.22
-171.82
-166.30
-153.53
塔底
气相
-128.93
-119.69
-146.34
-139.45
-143.61
液相
-144.26
-137.15
-167.13
-161.60
-164.83
其中总焓为:
(41)
4.1塔顶冷凝器的热负荷
当塔顶回流为饱和液体时,塔顶冷凝器为全凝器,此时的塔顶冷凝器的热负荷计算公式为:
。
(42)
式中:
QC——全凝器的热负荷,KJ/h;
R——回流比(热回流比);
——离开塔顶第一层塔板的气相摩尔热焓,J/mol;
——塔顶回流液的摩尔热焓,J/mol。
所以
4.2塔顶产品带出的热量
(43)
式中:
——塔顶产品能带出的热量,KJ/h;
——塔顶产品的摩尔热焓,J/mol;
所以,
4.3进料带入的热量
因为进料为气液两相进料,气化率e=0.64,所以进料导入热量的计算公式为:
(44)
式中
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