化工课程设计精华版(1) - 图文

中国矿业大学银川学院

年产10000吨四氢呋喃工艺设计

化 学 工 程 系 精 细 化 学 专业

班级 10（2）班 学号 120100407165

题目名称 年产10000吨四氢呋喃工艺设计

学生姓名 李 绪 波 指导教师 李 鹏

设计时间：2013年12月6日～2014年3月19日

化工原理课程设计任务书

化学工程系 精细化工 班级 姓名学号 120100407165 设计题目：年生产10000t四氢呋喃的生产设计工艺 课程设计的目的与意义： 四氢呋喃是一类杂环有机化合物（C4H8O）。是最强的极性醚类之一，被称为万能溶剂。它是一种无色易挥发液体，有类似乙醚的气味。溶于水，并且能与乙醇、乙醚、丙酮、苯等多数有机溶剂互溶。 因此四氢呋喃在工业医药等方面有广泛的应用。 四氢呋喃自身可缩聚成聚四亚甲基醚二醇（PTMEG）。PTMEG与甲苯二异氰酸酯（TDI）制成耐磨、耐油、低温性能好、强度高的特种橡胶等。 在有机合成方面，广泛用于生产四氢噻吩、2.3-二氯四氢呋喃、戊内酯、1.4-二氯乙烷、丁内酯以及吡咯烷酮等。 在医药工业方面，THF用于合成咳必清、黄体酮和一些激素药。THF经硫化氢处理生成四氢硫酚，被用作燃料气中的臭味剂（识别添加剂）。 THF还可用做合成革的表面处理剂，增加皮革的柔软度。 当然其主要作用还是用作溶剂、有机合成的原料 用作色谱分析试剂、有机溶剂及尼龙66中间体。四氢呋喃又名一氧五环、氧杂环戊烷、四亚甲基氧，是合成农药苯丁锡的中间体，另外，精密磁带和电镀工业的溶剂，还用于制己二腈、己二酸、己二胺、丁二酸、丁二醇、γ-丁内酯等。 由于四氢呋喃是一种重要的有机合成原料且是性能优良的溶剂，特别适用于溶解PVC、聚偏氯乙烯和丁苯胺，因此广泛用作表面涂料、防腐涂料、印刷油墨、磁带和薄膜涂料的溶剂，并用作反应溶剂，用于电镀铝液时可任意控制铝层厚度且光亮。 正是由于四氢呋喃有这么多的用处，因此四氢呋喃得到了广泛的使用，其商业价值也很大。因此如何才能生产高效率高品质的生产四氢呋喃，将会带来巨大的经济效益，满足社会巨大的需求。 1. 工艺操作条件： 年处理量：10000吨， 料液初温：30℃ 料液浓度：80%（四氢呋喃质量分率） 塔底产品浓度：99.9%（四氢呋喃质量分率） 塔顶釜液浓度：95%(以质量计) 每年实际生产天数：330天 （一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强5Kpa （表压） 冷却水进口温度：30℃ 饱和水蒸气压力：0.4Mpa（表压） 设备型式：筛板塔 厂址：宁夏银川 课题设计任务： （1） 完成主题设备的工艺设计与计算； （2） 有关附属设备的设计和选型； （3） 绘制带控制点的工艺流程简图和主体设备的工艺条件图； （4）编写设计说明书。 指导教师 李鹏

2014 年 12 月 6 日

一． 设计任务和条件

（1） 年处理含四氢呋喃80%（质量分数）的四氢呋喃12500吨。

（2） 产品四氢呋喃含量99.9%。

（3） 残液中四氢呋喃含量不高于0.1%。 （4） 操作条件：

精馏塔的塔顶压力 5kpa（表压） 进料状态 气象进料 料液初温 65℃ 冷却水温度 30℃ 加热蒸汽压力 0.4Mpa （5）设备型式 筛板塔 （6）厂址 宁夏银川

二．设计计算

（一）设计方设计方案的确定案的确定

本设计任务为四氢呋喃和水混合物。应采变压共沸的连续精馏装置。本设计采用气象进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后进入储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算

1.原料液原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数及塔顶，塔底产品的摩尔分数 四氢呋喃的摩尔质量 MA=72kg/kmol 水的摩尔质量 MB=18kg/kmol

xF= (0.8/72)/(0.8/72?0.2/18)?0.5 xD=(0.2/18)/(0.2/18?0.8/72)?0.5 xW=0.02/78?0.98/92=0.024

2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.8×72+0.2×18=61.2

MD=0.955×72+0.045×18=68.84 MW=0.001×72+0.999×18=18.05 MF=0.955×72+0.045×18=68.84 MD=0.9×72+0.1×18=66.6 MW=99.9×72+0.1×18=71.96

3.物料衡算

0.02/781.25?107原料液处理量 qn，F==20.63kmol/h

330?24?61.2?1.25总物料衡算 20.63=qn，D+qn，W

四氢呋喃物料衡算 20.63×0.8=0.999×qn,D+0.001×qn,W 联立解得 qn，D=16.50 kmol/h qn，W=4.13 kmol/h

(三)塔板数的确定

1.理论板层数NT的确定 四氢呋喃-呋喃属理想体系

x-y图

(2)求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（0.59，0.59）作垂线ef即为q线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.775,xq=0.590。 故最小回流比为

xD?yq Rmin=yq?xq=1.12

取操作回流比为

R=1.5Rmin=1.5×1.12=1.68 （3）求精馏塔的气、液相负荷

qn,L=Rqn,D=1.68×20.13=33.82kmol/h

qn,v=(R+1)qn,D=(1.68+1)×20.13=53.95kmol/h qn,L’=qn,L+qn,F=87.77kmol/h qn,v’=qn,v=53.95kmol/h (4)操(4)操作线方程 作线方程

精馏段操作线方程为

qn,Dqn,L y=qn,Vx+qn,VxD=0.627x+0.187 提馏段操作线方程为

qn,Wqn,L? y’=qn,V?x’-qn,V?xW=1.608x’-0.0001

（5） 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图所示。求解结果为：总理论板

层数NT=40，其中NT，精=20，NT，提=20（不包括再沸器），进料板位置NF=20。

2.实际板层数的求取

ET?0.49???L??0.245=0.53

精馏段实际板层数 Np,精=11/0.53=20 提馏段实际板层数 Np，提=11/0.53=20 总实际板层数 Np=Np精+Np，提=40

（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1.操作压力

塔顶操作压力 pD?P当地?p表?90.8?8?98.8kpa 每层塔板压降 △p=0.5kpa

进料板压力 pF=98.8+0.5×20=108.8kpa 塔底压力 PW=108.8+0.5×20=118.8kpa 精馏段平均压降 pm=（98.8+108.8）/2=103.8kpa 提馏段平均压降 pn=（108.8+118.8）/2=114.8kpa 2．操作温操作温度 度

150 140 130 120 t 110 100 90 80 70 60 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 x(y) 0.6 0.7 0.8 0.9 1

2 y = 12.289x - 42.444x + 65 2 y = -14.237x - 15.649x + 145 t-x-y图

由图解理论板，见x-y图，得x1=0.957，x8=0.556，x16=0.0164

2

代入方程y=1.289x-42.444x+110.41得 塔顶温度 tD=66℃

进料板温度 tF=105℃ 塔底温度 tW=145℃

精馏段平均温度 tm=（64+105）/2=84.5℃ 提馏段平均温度 tn=（105+145）/2=125℃

3.平均摩尔质量

塔顶气、液混合液平均摩尔质量：由xD=y1=0.9，查平衡曲线得x1=0.875 MVDm=0.9×72+0.1×18=66.6 kg/kmol

MLDm=0.875×72+0.125×18=65.25 kg/kmol

进料板气、液混合液平均摩尔质量：由图解理论板，得yF=0.759,xF=0.556。 MVFm=0.759×72+0.241×18=54.65 kg/kmol MLFm=0.556×72+0.444×18=48.02 kg/kmol

精馏段气、液混合物平均摩尔质量：

MVm=（66.6+54.65）/2=60.63 kg/kmol MLm=（65.26+48.02）/2=56.64 kg/kmol

塔底气、液混合液平均摩尔质量：x16=0.0164,y16=0.0382 MVDn=0.0382×72+0.9618×18=20.06 kg/kmol MLDn=0.0164×72+0.9836×18=18.89 kg/kmol 提馏段气、液混合物平均摩尔质量：

MVn=（60.63+20.06）/2=40.35 kg/kmol MLn=（56.64+18.89）/2=32.77 kg/kmol

4.平均密度

（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 精馏段 ρVm =

pmMVmRTm=

98.8?60.633

=2.01kg/m

8.314?(84.5?273.15) 提馏段

?Vn?PnMvm40.35?118.8??1.45 kg/m3 RTn8.314?(125?273.15)1= ?Wi/?i

3

3

（2）液相平均密度 液相平均密度计算公式：

?m塔顶液相平均密度：由tD=65℃，ρA=889.2kg/m，ρB=1000 kg/m。 ρ

LDm=

1?889.16kg/m3

0.9/889.2?0.1/10003

3

进料板液相平均密度：由tF=105℃，ρA=889.2kg/m，ρB=1000 kg/m。 进料板液相的质量分数为

0.945?889.2=0.94

0.945?889.2?1000?0.05513

?lFm?=894.65 kg/m

0.945/889.2?0.055/1000 ?A?精馏段液相平均密度为

3

?lm?(889.2?894.65)/2?891.93 kg/m

塔底液相平均密度：由tW=145℃，ρA=889.2kg/mρB=1000 kg/m

3

ρ

LVm=

13

=889.3 kg/m

0.990/889.2?0.001/1000提馏段液相平均密度为

?ln?(894.5?889.3)/2?892.18 kg/m

5．液相平均表面张力

液相平均表面张力计算公式： ?Lm??xi?i

塔顶液相平均表面张力：由tD=66℃时 ?A?26.4mN/m

?LDm?0.945?26.4?0.45?62.23?52.95(×10-3N/m)

进料板液相表平均面张力：由tF=105℃，?A?26.2mN/m,?B?54.21mN/m。

?LFm?0.9?26.2?0.1?54.21?29(×10-3N/m) 塔底液相平均表面张力:由tW=145℃， ?A?26.4mN/m,?B?42.21mN/m。

?LFm?0.999?26.2?0.001?42.21?26.2(×10-3N/m) 精馏段液相平均表面张力： ?LM?54.21?52.95?53.58(×10N/m)

-3

提馏段液相平均表面张力：?LM?52.95?42.21?47.58(×10N/m) 6.液相平均粘度

液相平均粘度计算公式： lg?Lm??xilg?i

-3

塔顶液相平均粘度：由tD=66℃，得?A?0.311cp,?B?0.330cp，计算得

?LDm?0.311cp

进料板液相平均温度：由tF=105℃，得?A?0.275cp,?B?0.310cp，计算得

?LFm?0.291cp

塔底液相平均粘度：由tW=145℃，得?A?0.225cp,?B?0.260cp，计算得

?LWm?0.259cp

精馏段液相平均粘度为

?Lm??0.311?0.291?/2?0.301cp ?Ln??0.291?0.259?/2?0.275cp

提馏段液相平均粘度为

（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算

（1）最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： umax?c?L??V ?V精馏段的气液相体积流率为

qvv? qV,L?qn,lMlm?0.054m3/s

3600?lmqn,LMLm3600?Lm?0.001476m3/s

qv,l?L1/2()?0.093 qn,v?v取板间距HT=0.53m，板上液层高度hL=0.04m，则 HT-hL=0.49m

附图4 Smith关联图

查图得C20=0.12 C?C20?

umax?Lm??Lm?C?C20()?0.122 ?0.0855?20?20??L??V889.3?1.45?C?0.122?3.019m/s

?V1.45取安全系数为0.6，则空塔气速为

u?0.6umax?0.6?3.019?1.81m1/s （2）塔径 D?4qV,V?u?0.95m1D=4qv.v/??=0.65m

按标准塔径圆整后为 D=0.8m 塔截面积为 Ar??D24qvv0.602??1.2m/s 实际空塔气速为 u=

AT0.5022.精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

?0.502m2

Z精=（N精-1）HT=（20-1）×0.53=10.07m 提馏段有效高度为

Z提=（N提-1）HT=（20-3）×0.53=9.01m

在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为 Z=（Z精+Z提）+0.8×2=20.68m

（六）塔板主要工艺尺寸计算 1.溢流装置计算

因塔径D=0.8m，可用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。

（1） 堰长0.8w 取lw=0.66D=0.528m

（2） 溢流堰高度hW?hL?hOW 选用平直堰，堰上液层高度hOW近似取E=1，则 how?2.84E(2.84?qV,L??E?? 1000?lw?2/3qVL2/3)?0.0057mm lw取板上液层高度hL=0.05m，故

hW?hL?hOW?0.05?0.0114?0.0386 (3) 弓形降液管宽度Wd及截面积Af 由

查图得：

lw?0.66, DWd?0.124,故

ATD Af?0.0722AT?0.036m

?0.0722, Wd?0.124D?0.0992m

Af

附图5 弓形降液管的宽度与面积

液体在降液管中停留时间??故降液管设计合理

(4)降液管底隙高度h0 取u0??0.08m/s h0?3600AfHrqVL?46.72?5S

qV,L3600lWu0? hW?h60.02?330?0.038??0.0233m

0.0060.m01?53m故降液管液隙高度设计合理 2.塔板布置

（1）取边缘层宽度Wc=0.04m，安定区宽度Ws=0.07m （2）依下式计算开孔区面积

??2?1?x??Aa?2?xR2?x2?Rsin????0.782m2

180?R???D?Wc?0.56m 其中：R?2D?(Wd?Ws)?0.3m8 1 x?2（3）筛孔数n和开孔率?

取筛孔孔径d0为5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚?为3mm，取t/d0=3.0，故

孔中心距t=3.0×5.0=15.0mm

依下式计算塔板上的筛孔数n，即

?1158?103? n???Aa?4025孔 2t??依下式计算塔板上开孔区的开孔率?，即

A0.907 ??0%?%?10% 2Aa?t/d0?每层塔板上的开孔面积A0为 A0??Aa?0.1?0.782?0.0782m2 气体通过筛孔的气速 u0?Vs0.634 ??8.1m1/sAa0.0782（七）．筛板的流体力学验算

（1）气体通过筛板压降相当的液柱高度hp

hp?hc?hl?h?

①干板压降相当的液柱高度hc

由do/??5/3?1.67，查附图6，Co=0.84,故

do/?

附图6 干筛孔的流量系数

?u???? hc?0.051?0??V??0.0173m

?C0???L?②气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl

0.634ua??1.36m/s

0.502?0.036FA?ua??1.36?2.05?1.95

V2由充气系数?o与Fa关联图查取板上液层充气系数?o为0.68，则

1

hl??0hL??0?hW?hOW??0.68?0.05?0.034m

③克服液体表面张力压降相当的液柱高度h?

4?4?20.60?10?3h????0.0021m

?Lgd0801.47?9.81?0.005hp?hc?hl?h??0.0173?0.034?0.0021?0.0534m

单板压降?Pp?hp?Lg?0.0534?801.47?9.81?419.85pa?0.7kpa （2）雾沫夹带量ev的验算

5.7?10?6?ua ev???H?h?f?T? ???3.2 =0.055kg液/kg气<0.1 kg液/kg气

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 （3）漏液的验算

uOW?4.4C0 =0.84m/s 筛板稳定系性数 K??0.0056?0.013hL?h???L/?V u00.843??0.62 uow1.36（4）液泛验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd??(HT?hW)

Hd?hp?hL?hd

hd?0.153?(LS0.0028)?0.153?()2?0.0079m lvh00.0233?0.528Hd=0.0534+0.034+0.0079=0.0953m

取??0.5，则

?(HT?hW)?0.5?(0.49?0.0363)?0.263m 故Hd??(HT?hW)，在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。

（八）塔板负荷性能图

1.雾沫夹带线

ev?

5.7?10-6?(ua)3.2

HT?hfua?VSVS??1.855VS

AT?Af0.503?0.0362/3??3600L???32/3 shf?2.5?hW?hOW??2.5?hW?2.84?10E???=0.0908+2.87Ls

?lw?????取雾沫夹带极限值ev为0.1kg液/kg气，得

Vs?2.33?12.88Ls在操作范围内，任取几个Ls值 Ls m3/s 1×10-3 3Vs m/s 2.20 2、液泛线 2/3

2×10-3 2.125 3×10-3 1.77 Hd?hp?hL?hd Hd??(HT?hW)

联立以上两式得

?(HT近似取E=1.0，hW=0.0363m，故

?hW)?hp?hOW?hd

3600LS2/3) lWhOW?2.84?10-3E( =1.148Ls2/3

由

hp?hC?hl?h?

22 =0.022Vs2

?u?????Vs???v?hc?0.051?0??v??0.051????

C?CA?0??L??00???L?ht??0(hw?how)?0.0386?0.781Ls2/3

h??0.0021m

2hp?0.0283?0.043Vs2?0.530Ls2/3hp?0.092?0.022VS?0.781Ls2/3

Lhd?0.153(s)2?449.29Ls2

lwho整理得：

Vs2?5.02?30.44Ls2/3?10723Ls2

在操作范围内取若干值 Ls m3/s 1×10-3 2×10-3 3Vs m/s 2.17 2.12 3、液相负荷上限③ 取液体在降液管中停留时间为4秒，则

3×10-3 2.07 Ls,mzx?HT.Aft?0.0044m3/s

4、漏液线（气相负荷下限）

hL?hW?hOW?0.0386?1.148LuOW?4.4C0整理得：

2/3s，uOW? Vs,minA0代入漏液点气速式：

?0.0056?0.13hL?h???L/?VVs,min?0.53716.4?91.53L2/3S

此即为气相负荷下限关系式，在操作范围内任取几个LS值 Ls m3/s 1×10-3 2×10-3 3×10-3 3Vs m/s 0.56 0.68 0.77 5、液相负荷下限线 取平直堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，取E≈1.0,则

hOW?2.84?10-3E( 0.006=0.00284(整理上式得 Ls,min作图：

3600LS2/3) lW3600LS2/3)

0.528?6.76?10?3m3/sLS,min?0.00184m3/s

精馏段负荷性能图

可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。 精馏段的操作弹性=

VS,maxxVS,max?4.4?2.39 1.84（九）筛板塔的工艺设计计算结果汇总表

筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 项目 符号 单位 Pm kPa 精馏段平均压强 tm ℃ 精馏段平均温度 计算数据 500 84.5

平均 流量 气相 液相 实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢流管形式 溢 堰长 流 堰高 装 溢流堰宽度 置 管低与受液盘距离 板上清液层高度 孔径 空间距 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 液体在管中停留时间 降液管内清液层高度 雾沫夹带 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性 VS LS N HT Z D u lW hW Wd hO hL dO t n uO hP τ Hd eV VS,max VS,min m3/s m3/s 块 m m m m/s m m m m m mm mm 个 m2 m/s kPa s m kg液/kg气 m3/s m3/s 0.0044 0.00184 28 0.53 19.08 0.84 8.11 单流型 弓形 0.528 0.0386 0.0992 0.0233 0.05 5 15 4025 0.0782 8.11 0.42 46.72 0.0953 0.016 雾沫夹带控制 漏液控制 4.4 1.84 2.39 附录

1.精馏工艺流程图

[1] 四氢呋喃-水精馏过程板式精馏塔示意图

[2]四氢呋喃反映及精馏过程板式精馏塔操作物料流程示意图

2. 参考文献

[1]夏清，陈常贵主编.化工原理(上、下册).天津大学出版社,2005. [2]申迎华，郝晓刚主编.化工原理课程设计.化学工业出版社，2009. [3]卢焕章主编.石油化工基础数据手册.化学工业出版社，2006. [4]路秀林，王者相主编.塔设备.化学工业出版社,2004. [5]刁玉玮主编.化工设备机械基础.大连理工大学出版社,2009. [6]聂清德主编.化工设备设计.化学工业出版社，1991.

[7]化工设备设计全书编辑委员主编.塔设备设计.上海科学技术出版社,1998. [8]郑津津、董其伍、桑芝富主编.过程设备设计.化学工业出版社,2002. [9]蔡纪宁、张秋翔主编.化工设备机械基础课程设计指导书.化学工业出版2000. [10]时钧，汪家鼎主编.化学工程手册.化学工业出版社，1986.

LMCWE-103图 例代 号名 称疏水器名 称PTLM低压蒸汽放空TTCW冷却水(入)P压力FE-105CWR冷却水(出)T温度A-106SC冷凝水F流量F截止阀L液位调节阀DL产品PTF取样口WL釜液T-101疏水器E-101A106分配器1T101精馏塔1PE-105冷却器1TE-104冷却器1E-103全凝器1PE-101FE-102再沸器1TE-101原料预热器1E-102TFP-103产品泵1FP-102釜液泵1P-101原料泵1LLLV-103产品贮罐1V-102釜液贮罐1V-101V-102V-103V-101原料贮罐1序 号名 称规 格数 量备 注P-101P-103DL盐城师范学院 化工原理课程设计P-102WLCWR职责签 名日期SC设计下水道制图精馏塔工艺流程图审核

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