化工原理课程设计zzd.doc

南京工业大学浦江学院化工原理课程设计设计题目 苯-乙苯精馏工段工艺设计 专业 化学工程与工艺 班级 生工0903 团队编号 C 指导教师 金自强 设计日期 2012 年 月 日至 2012 年 月 日评分表：队内编号姓名学号队长加分（5）队长打分(20)教师打分(30)团队报告分(50)总分五级分制1朱真冬1252周州1103王志鹏1304谭卓涛140指导教师签字： 目录一 前 言3二 板式精馏塔设计任务书五4三 设计计算53.1.1主要物性数据53.1.2 精馏塔的物料衡算83.1.3 塔板数的确定8 3.1.4 相关物性参数的计算 .113.1.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算163.1.6 塔板主要工艺尺寸的计算183.1.7 筛板的流体力学验算243.1.8 塔板负荷性能图26四 设计结果一览表32五 换热器.33 5.1.1 设计任务和设计条件.34 5.1.2 确定设计方案.35 5.1.3估算传热面积.36 5.1.4工艺结构尺寸.37 5.1.5 换热器核算 .38六 参考.43七 设计心得体会44八 附录45 一 前 言l 化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。l 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-乙苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的乙苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。化工原理课程设计任务书一、设计条件（1）工艺条件：体系：主要含苯-乙苯的烃化液，要求采用常规连续精馏的方法，从烃化液中分离出苯。浮阀塔，总板效率ET=0.65；（2）物料条件：表 1.1 烃化液摩尔流量小组编号ABCDEFG流量/ (kmol/h)100110120130140150160表 1.2 烃化液含量表Component IDComponent nameFormulaMole-FracC6H6BENZENEC6H60.65C8H10ETHYLBENZENEC8H100.35烃化液进料温度60。塔顶：压力为0.12Mpa（绝压，下同），采用全凝器，冷凝液在泡点下部分回流至塔内，其余馏出液D经产品冷却器冷却后送储罐；塔底：塔釜采用间接蒸汽加热的釜式再沸器，塔釜产品冷却后送储罐。（3）共用工程条件：加热蒸汽等级：0.9MPa。循环冷却水：30。供电容量可满足需要。（4） 工作日：300 d/a，24 h/d。二、设计内容1、完成精馏塔的工艺设计和计算； l 物料衡算，物性计算l 操作压力、温度等条件计算l 塔高、塔径计算l 塔板主要工艺尺寸的计算l 塔板流体力学计算l 负荷性能图2、换热设备计算和选型l 进出料换热器计算选型及工艺条件表（附图）；l 塔顶全凝器计算选型及工艺条件表仅5人团队做；l 塔底再沸器计算选型及工艺条件表（附图） 仅5人团队做 ；3、附属设备计算和选型l 管路尺寸的确定、管路阻力计算及汇总表；l 泵、储罐等的计算和选型及汇总表；4、绘制相关工艺图纸绘制精馏系统的工艺流程图一张（CAD绘图，A3图纸）；绘制精馏塔的工艺条件图一张（CAD绘图，A3图纸）；各换热器的工艺条件图（CAD绘图，A4图纸）5、编写设计说明书（手写或电子文档）l 封面及任务书（打印）；l 说明书目录（到三级目录，即写到1.1.1）；l 前言（每组不能相同）l 设计要求中的各项内容（具体的计算、公式、图表）；l 对本设计的评价及某些问题的讨论（重要）；l 参考书目录；l 必要的附录（工艺流程图、各工艺条件图、表）；l 设计的相关电子文档（设计说明书，CAD文件，计算程序等）；三、其它要求1时间安排：共2周。第1周：下达设计任务，指导教师集中讲解，同学查阅文献资料，学生完成工艺、设备设计内容；第2周：学生自己完成工艺条件图表，CAD绘图并打印，编写完成设计说明书，设计答辩。三 设计计算3.1. 1主要物性数据 表 3.1苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.7 表 3.2苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.82 表 3.3苯、乙苯在某些温度下的粘度t/0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226 表 3.4苯、乙苯的液相密度t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7 表 3.5不同塔径的板间距塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-600 表 3.6常压下苯甲苯的气液平衡数据MOLEFRACTOTALVAPORLIQUIDC6H6TEMPMOLEFRACMOLEFRAC C6H6C6H6 C 0145.824000.025143.0370.08884040.0250.05140.37240.16880220.050.075137.82550.24085410.0750.1135.39050.30588640.10.125133.06170.36468230.1250.15130.83360.41793480.150.175128.70070.46625610.1750.2126.65790.51018590.20.225124.70020.55020.2250.25122.82270.58671770.250.275121.02110.62010860.2750.3119.2910.65069870.30.325117.62830.67877580.3250.35116.02940.70459420.350.375114.49070.72837890.3750.4113.00880.75032910.40.425111.58050.7706220.4250.45110.2030.78941450.450.475108.87350.80684670.4750.5107.58950.82304340.50.525106.34840.8381160.5250.55105.14810.85216430.550.575103.98640.86527770.5750.6102.86130.87753650.60.625101.77090.8890130.6250.65100.71360.89977220.650.67599.68750.9098730.6750.798.691180.91936840.70.72597.723130.92830670.7250.7596.781940.93673160.750.77595.866280.94468290.7750.894.974910.95219680.80.82594.106620.95930630.8250.8593.260280.96604160.850.87592.434810.97243050.8750.991.629160.97849830.90.92590.842360.98426840.9250.9590.073470.98976240.950.97589.321570.99500010.975188.58632113.1.2 精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量： 乙苯的摩尔质量： F=120kmol/hD=78.31kmol/h , W=41.69kmol/h3.1.3塔板数的确定由 表 2.6做t-x-y图图3.1可得q线与平衡线的交点坐标为（0.65，0.90）则最小回流比为： 取回流比R=2=0.76精馏塔的气液负荷 提馏塔的气液负荷求取操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：逐板法求理论板相对挥发度的计算根据表 2.6常压下苯甲苯的气液平衡数据可得 1=5.64 2=5.24 3=4.11 =4.96相平衡方程 解得 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 =0.984 因为, 故精馏段理论板 n=4，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算 5s提镏段：0.1390.4/0.00631=8.8s5s停留时间 故降液管尺寸可用。降液管底隙高度 式中 降液管底隙处液体流速，m/s；(根据经验一般)取降液管底隙处液体流速为0.12m/s，则=塔板布置 边缘区宽度确定 （无效区宽度）, （安定区宽度）开孔区（鼓泡区）面积计算开孔区面积按计算0.7-0.04=0.66m, -(-)=0.7-0.14=0.56m筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取3.5，故孔中心距55=17.5mm筛孔数=4803计算塔板上开孔区开孔率则每层板上的开孔面积为=0.094m气体通过筛孔的气速为精流 提流 3.1.7 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。(1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 精馏段：干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.84由式精流：提流气体通过液层的阻力计算m/s m/s=1.21 由与关联图查得板上液层充气系数=0.63,依式 提流 ：由公 精馏： =提流：=则单板压强 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。 雾沫夹带精 =0.006360.1提 =0.007961.5故在本设计中无明显漏夜。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式 H=0.0065+0.06+0.00214=0.00686m0.5(0.4+0.045)=0.22H=0.009+0.06+0.00226=0.00713m0.5(0.4+0.031)=0.20,故在本设计中不发生液泛现象。3.1.8 塔板负荷性能图 雾沫夹带线 当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:=0.11+1.69取 前面求得，代入 整理得：-15.09表 3.9Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.522.442.262.091.94 液泛线 =0.676+0.033+0.00213 代入，整理得-12.88+21454表3.10Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(m3/s)4.053.783.543.26 液相负荷上限线 以5s作为液体在降液管中停留时间的下限0.011据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线0.011 漏液线 代入得Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(m3/s)0.620.630.640.65表11 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准。E=1.04=0，000836 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 提流段雾沫夹带线=0.078+1.69取 代入 整理得： 液泛线 =0.676+0.039+0.00207 代入，整理得-17.3+1453.8液相负荷上限线 以5s作为液体在降液管中停留时间的下限0.011 漏液线 代入得液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准。E=1.04=0，000836 四 设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa124.01129.96各段平均温度tm95122.65平均流量气相VSm3/s0.940.97液相LSm3/s0.001740.00631实际塔板数N块710板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm3.63.6塔径Dm1.41.4空塔气速um/s0.610.63塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.980.98堰高hwm0.0450.031溢流堰宽度Wdm0.210.21管底与受业盘距离hom0.0150.053板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm17.517.5孔数n个48034803开孔面积m20.0940.094筛孔气速uom/s1010.32塔板压降hPkPa0.5110.698液体在降液管中停留时间s31.98.9降液管内清液层高度Hdm0.00690.0071雾沫夹带eVkg液/kg气0.006360.00796负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VSmaxm3/s3.6气相最小负荷VSminm3/s1.2操作弹性3.1五 换热器一设计任务和设计条件某生产过程的流程如图所示，反应器的混合气体经与进料物流患热后，用循环冷却水将其从110进一步冷却至60之后，进入吸收塔吸收其中的可溶组分。已知混和气体的流量为227301/h，压力为6.9MPa ,循环冷却水的压力为0.4MPa ，循环水的入口温度为29，出口温度为39 ，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。物性特征：混和气体在35下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）： 密度 定压比热容 =2.083kj/kg 热导率 =105.9w/m粘度 循环水在34 下的物性数据： 密度=994.3/m3定压比热容=4.174kj/kg 热导率 =0.624w/m粘度 二 确定设计方案1 选择换热器的类型两流体温的变化情况：热流体进口温度144 出口温度100；冷流体进口温度30，出口温度为38，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。2 管程安排 从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下贱，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。三 确定物性数据 定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为 T= =85 管程流体的定性温度为t= 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对混合气体来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。 混和气体在35下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）： 密度 定压比热容 =2.083kj/kg 热导率 =105.9w/m粘度 =0.259Pas循环水在34 下的物性数据： 密度=994.3/m3 定压比热容=4.174kj/kg 热导率 =0.624w/m粘度 =0.74210-3Pas三 估算传热面积1 热流量 Q1=12713.32.083(144-100)=1165199kj/h =323.7kw2.平均传热温差 先按照纯逆流计算，得 =3.传热面积 由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K值。假设K=320W/(k)则估算的传热面积为 Ap=冷却水用量 m=四 工艺结构尺寸1管径和管内流速 选用252.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=1.6m/s。2管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 Ns=按单程管计算，所需的传热管长度为 L=按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l=3.5m，则该换热器的管程数为 Np=传热管总根数 Nt=202=403.平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数按式（3-13a）和式（3-13b）有 R= P=按单壳程，双管程结构， 由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。4.传热管排列和分程方法 采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。 取管心距t=1.5d0，则 t=1.525=37.538隔板中心到离其最.近一排管中心距离 S=t/2+6=32/2+6=25各程相邻管的管心距为50。5壳体内径 采用多管程结构。取管板利用率=0.75 ，则壳体内径为 D=1.05t按卷制壳体的进级档，可取D=300mm6折流板 采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为 H=0.25350=87.5m，故可取h=87.5mm取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3300=90mm，可取B为100mm。折流板数目NB=折流板圆缺面水平装配，见图3-15。7其他附件 本换热器壳体内径为350mm，故其拉杆直径为12拉杆数量不得少于10。壳程入口处，应设置防冲挡板.8接管壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u1=1m/s，则接管内径为圆整后可取管内径为80mm。管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=0.25m/s，则接管内径为圆整后去管内径为250mm五 换热器核算1 热流量核算（1）壳程表面传热系数 用克恩法计算. 当量直径 =壳程流通截面积 壳程流体流速及其雷诺数分别为 普朗特数 粘度校正 （2）管内表面传热 管程流体流通截面积管程流体流速 普朗特数 （3）污垢热阻和管壁热阻 可取管外侧污垢热阻 管内侧污垢热阻管壁热阻,碳钢在该条件下的热导率为50w/(mK)。所以（4） 传热系数（5）传热面积裕度 所计算传热面积Ac为该换热器的实际传热面积为Ap该换热器的面积裕度为传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。2 壁温计算 因为管壁很薄，而且壁热阻很小，故管壁温度可按式3-42计算。由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。为确保可靠，取循环冷却水进口温度为20，出口温度为40计算传热管壁温。另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应该按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是有 式中液体的平均温度和气体的平均温度分别计算为 0.440+0.620=28 (144+100)/2=122 6985w/k 578.4w/k传热管平均壁温 壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85。壳体壁温和传热管壁温之差为 。 该温差较大，故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。3换热器内流体的流动阻力（1）管程流体阻力 , , 查莫狄图得，流速u=1.6m/s,所以， 管程流体阻力在允许范围之内。（2）壳程阻力 按式计算 , , 流体流经管束的阻力 F=0.5 0.50.21796.95(4+1)=302856Pa流体流过折流板缺口的阻力 , B=0.1m , D=0.3mPa总阻力302856+906594=1.21Pa由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。（3）换热器主要结构尺寸和计算结果参数管程壳程流率3489812713.3进/出口温度/30/38144/100压力/MPa0.46.9物性定性温度/34122密度/（kg/m3）994.3776.2定压比热容/kj/（kgk）4.1742.083粘度/（Pas）0.7420.258热导率（W/mk） 105.90.0279普朗特数4.965.09设备结构参数形式浮头式壳程数1壳体内径/300台数1管径/252.5管心距/50管长/3500管子排列管数目/根40折流板数/个34传热面积/11.66折流板间距/100管程数2材质碳钢主要计算结果管程壳程流速/（m/s）1.64.9表面传热系数/W/（k）6985578.4污垢热阻/（k/W）0.00060.0004阻力/ MPa0.03001.21热流量/KW323.7传热温差/K86.76传热系数/W/（K）320裕度/% 18%四、参考文献1. 管国锋，赵汝溥.化工原理M.第三版.北京：化学工业出版社，20082. 匡国柱，史启才.化工单元过程及设备课程设计M