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课 程 设 计 说 明 书 武 汉 工 程 大 学 化工与制药学院课程设计说明书课题名称：专业班级：学生学号：学生姓名：学生成绩:指导教师： 课题工作时间： 武汉工程大学化工与制药学院教学管理科 化工与制药学院课程设计任务书专业 班级 学生姓名 发题时间： 年 月 日一、 课题名称二、 课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）三、 设计任务（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等，只需简明列出大项目）四、 设计所需技术参数五、 设计说明书内容(指设计说明书正文中包括的主要设计内容，根据目录列出大标题即可)六、 进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）指导教师（签名）： 年 月 日 学科部（教研室）主任（签名）： 年 月 日 说明：1学生进行课程设计前，指导教师应事先填好此任务书，并正式打印、签名，经学科部（教研室）主任审核签字后，正式发给学生。设计装订时应将此任务书订在设计说明书首页。2如果设计技术参数量大，可在任务书后另设附表列出。3. 所有签名均要求手签,以示负责。化工与制药学院课程设计综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目指导教师评语指导教师签字：年 月 日答辩记录答辩组成员签字： 记录人：年 月 日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项 目权重分值项 目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导教师签名： 学科部主任签名： 年 月 日 年 月 日 目录第1章.绪论. 1.1 前言.第2章.摘要. 2.1中文摘要. 2.2英文摘要.第3章.操作条件的选择. 3.1 设计基本条件. 3.2 生产条件. 3.3设计思想.第4章.塔的工艺计算. 4.1全塔物料衡算. 4.2相对挥发度. 4.3理论塔板数NT的确定. 4.4实际塔板数Np的计算.第5章.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算. 5.1操作压力. 5.2操作温度计算：. 5.3平均摩尔质量计算. 5.4平均密度计算. 5.5液体平均表面张力计算.第6章.精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算. 6.1塔径计算. 6.2塔板主要工艺尺寸的计算. 6.3塔板布置.第7章.筛板的流体力学验算. 7.1精馏段塔板降压. 7.2提留段塔板降压. 7.3液面落差. 7.4液沫夹带. 7.5漏液. 7.6液泛.第8章.塔板负荷性能图. 8.1漏液线. 8.2液沫夹带线. 8.3液相负荷下相线. 8.4液相负荷上相线. 8.5液泛线.第9章.塔的辅助设备计算及其选型. 9.1再沸器. 9.2冷凝器. 9.3换热器计算. 9.4接管尺寸的计算与选型. 9.5附件尺寸的确定及塔高的确定. 9.6泵的选型.小结.参考文献. 第1章. 绪论1.1 前言 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质. 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。 第2章.摘要2.1 中文摘要来源：中国大百科全书 一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。广泛应用于精馏和吸收，有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时（以气液系统为例），液体在重力作用下，自上而下依次流过各层塔板，至塔底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。2.2 英文摘要Design and experimental research on combined cleaner for paddy rice with high moisture contentWang, Jihuan (Mechanical Engineering Department, Wuhan Polytechnic University); Liu, Qijue Source: Nongye Gongcheng Xuebao/Transactions of the Chinese Society of Agricultural Engineering, v 22, n 1, January, 2006, p 102-106 Language: Chinese ISSN: 1002-6819 CODEN: NGOXEO Publisher: Chinese Society of Agricultural Engineering Abstract: Before entering tower dryer, the harvested paddy rice with high moisture content, which contains many fiber impurities, such as broken crop leaves, straws, etc., must be cleaned. Aiming at the present situation that there are few reports about cleaning technology for high moisture content paddy rice at home and abroad and current paddy cleaners are not suitable for treating high moisture paddy rice, so combined cleaners were designed. Interrelationship and interaction among parameters, namely, treating capacity with moisture content of paddy rice, air suction volume of equipment, sieve size and distribution, the tilt angle of sieve-plate and distribution, vibrating frequency, etc., were analyzed by production experiment. Tested results show that when the moisture content of paddy rice is higher than 20%, sieve size of the combined cleaner should be distributed according to the upper layer 5050, the middle 3030 and the lower 1515, and the tilt angle of sieve-plate should be arranged according to the upper layer 21, the middle 17and the lower 13. Besides, actual wind velocity passing through sieve size should reach 1.1 to 1.2 times of suspension velocity of paddy rice itself so that treating capacity can be larger and 第3章.操作条件的选择 3.1设计基本条件原料：苯甲苯混合物，XF=0.6（摩尔分数）产品：XD=0.98（摩尔分数），XW=0.03（摩尔分数）处理量：F=16万吨/年，每年300天原料温度：50，冷却水进口温度25加热剂：0.5Mpa饱和水蒸气3.2 生产条件操作条件:常压101.3kPa操作温度:原料和产品均为常温(25)塔顶冷凝器:用循环水冷却(进口温度25)塔底再沸器:用饱和水蒸汽加热3.3设计思想 进料时采用泡点进料，这种进料状况不受季节气温的影响，且精馏段与提馏段的气体流量相等，塔径也相等。原料液在25 时从贮罐（R-101）用离心泵输送到塔前预热器(H-101)中预热至泡点温度，由精馏塔进料口进入塔内在进料板上液体一部分与自塔上部下降的回流液体混合后逐板溢流，最后流到塔底。料液的一部分与自塔底上升的蒸汽相互接触进行热和质的传递过程，上升的蒸汽由塔釜再沸器（H-104为了检修的方便，同时产品量也很大可采用塔外再沸器即立式虹吸式再沸器，用饱和水蒸气加热）经饱和蒸汽换成108.6蒸汽由塔最下面一块板上进入塔内，逐层上升与溢流液体进行传质，最后经塔顶冷凝器(H-102)循环水（进口温度25 ）冷凝成82.4下的饱和液体进入回流罐(R-104)，一部分重力回流，一部分经塔顶冷却器(H-103)用进口温度15 的井水冷却至25 ，输入苯贮罐。塔底产品甲苯经塔底冷却器冷却至25 输入甲苯贮罐，为了节省能耗，可考虑将冷却器与塔前物料预热进行热交换，换热后原料还未达到泡点，可考虑再加个换热器。再沸器内水蒸气换热后变成同温度水可用于工人取暖和淋浴。 第4章.精馏塔的工艺计算4.1全塔物料衡算原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量MA=78.11Kg/Kmol，MB=92.13Kg/Kmol（A,B分别表示苯，甲苯）ML,F=0.678.11+0.492.13=83.72Kg/KmolML,D=0.9878.11+0.0292.13=78.39Kg/KmolML,W=0.0278.11+0.9892.13=91.85Kg/Kmol全塔做物料衡算： F=D+W对轻组分做全塔物料衡算： FXF=DXD+WXW结合两式得： F=22222.222Kg/h=265.43kmol/h=73.73mol/sD=13424.44Kg/h=171.25kom/h=47.57mol/sW=8646Kg/h=94.14koml/h=26.15mol/s4.2 相对挥发度表1笨（A）甲苯（B）汽液平衡数据（101.3kp）笨摩尔分数温度t/OC笨摩尔分数温度t/OC液相x气像y液相x气像y0.000 0.000 110.600 0.592 0.787 89.400 0.088 0.212 106.100 0.700 0.853 86.800 0.200 0.370 102.200 0.803 0.914 84.400 0.300 0.500 98.600 0.903 0.957 82.300 0.397 0.618 95.200 0.950 0.929 81.200 0.489 0.710 92.100 1.000 1.000 80.200 由表分别作苯与甲苯的汽液平衡曲线：由上图可得：对应于可得分离任务塔顶温度：tD=80.5oC 塔底温度：tW=109.3oC则全塔的平均温度tm=（td+tw）/2=(80.5+109.3)/2=94.9oC由logP0=A-B/(t+C)安托因方程得PA0=133.99kpa PB0=53.19kpa =PA0/PB0=133.99/53.19=2.52 XF=0.6 PA0= 133.99kpa PB0= 53.19kpa F=2.520 XD=0.98 PA0= 102.74kpa PB0=39.51kpa D=2.600 XW=0.02 PA0=230.36kpa PB0=97.58kpa W=2.361则相平衡方程为： 4.3 理论塔板数NT的确定先利用图解法找出最佳回流比泡点进料，所以q=1，Xe=XF=0.6Ye=Xe/(1+(-1)Xe)=(2.4910.6)/( 1+1.4910.6)=0.789即最小回流比为：Rmin=(XD-Ye)/(Ye-Xe)=（0.98-0.789）/（0.789-0.6）=1.011设回流比R=kRmin根据经验有k=1.12.0 分别取k=1.1,1.2,1.3.2.0 ，然后用理论板的捷算法求不同的k对应的NT。，由费用最小原则,作图,从而确定最佳回流比及此时的理论塔板数.。Nmin= lg（XA/XB）D（XB/XA）W/ lg=8.53（块）在（R-Rmin）/(R+1)0.17时综合列表如下： KRNN(R+1)1.11.112123.576949.79681.21.213220.632945.66471.31.314318.661243.18761.41.415417.252441.67141.51.516516.248141.10091.61.617614.819340.84681.71.718714.431241.45231.81.819814.883341.66791.91.920914.371041.976322.02213.890242.3756根据数据作N（R+1) k图。由经验得精馏塔的费用与N（R+1）成正比。求得：Rmin=1.011 最佳R=kRmin=1.6Rmin=1.6176则精馏塔的气，液相负荷为：L=RD=1.617647.57=76.95mol/sV=(R+1)D=2.617647.57=124.52mol/sL=L+F=76.95+73.73=150.68mol/sV=V=124.52mol/s读图得到最佳回流比：Ropt=1.6176，此时选定的操作回流比R对应的理论板数NT=14.8193-114（不含再沸器）4.4 实际塔板数Np的计算4.4.1板效率ET的计算由平均温度94.9oC，查液体粘度共性图得：苯的粘度 甲苯的粘度 进料液体的粘度 4.4.2 实际塔板数NPNP=NT/ET=14/0.541=25.8826(块)由逐板法计算，精馏段方程为：结合相平衡方程：提馏段方程为：，因为泡点进料q=1, 所以计算过程如下： xD=y1=0.98x1=0.95 y2=0.962x2= 0.901 y3=0.936x3=0.845 y4=0.902x4=0.787 y5=0.860x5=0.711 y6=0.813x6=0.636 y7=0.767x7=0.5690.6 算得加料板在第7块，故实际的加料板位置为267/14=13（块） 第5章.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算5.1操作压力 为标准大气压，P=101.325Kpa5.2操作温度计算 由安托因方程计算得到：塔顶温度t0=80.5，进料板温度tF=89.4，塔底温度tw=109.3精馏段平均温度tm=（80.5+89.4)/2=84.95,提留段平均5.3平均摩尔质量计算5.3.1 塔顶平均摩尔质量计算：由XD=y1=0.98，由平均曲线得：X1=0.951 MVDm=0.9878.11（1-0.98）92.13=78.39Kg/Kmol MLDm=0.95178.11+(1-0.951)92.13=78.80Kg/Kmol5.3.2 进料板平均摩尔质量计算：由逐板计算法求理论板得，yF=0.767，XF=0.569 MVFm=0.76778.11+(1-0.767)92.13=81.38Kg/Kmol MLFm=0.56978.11+(1-0.008)92.13=84.15Kg/Kmol5.3.3 精馏段平均摩尔质量计算： MVm=(78.39+81.38)/2=79.89Kg/Kmol MLm=(78.80+84.15)/2=81.47Kg/Kmol5.3.4塔底平均摩尔质量的计算： Xw=y=0.02,X=0.008 MVWm=0.0278.11+(1-0.02)92.13=91.85Kg/Kmol MLWm=0.00878.11+(1-0.008)92.13=92.57Kg/Kmol5.3.5提留段平均摩尔质量：5.4平均密度计算5.4.1气相平均密度的计算精馏段，提留段平均密度的计算：精馏段：提留段：5.4.2液相平均密度的计算 公式：（1）塔顶液相平均密度的计算：由t0=80.5，查手册得：A =814.45km3 ,B=809.51k/m3塔顶液相的质量分率为则（2）进料板液相平均密度的计算：由TF=89.40，查手册得 A =812.5kg/m3 ,B=801.35kg/m3进料板液相的质量分率为则（3）塔底液相平均密度的计算：由tw=109.3，查手册得 A =781.62kg/m3,B=781.0kg/m3塔底液相的质量分率为则精馏段液相的平均密度为提留段液相的平均密度为5.5液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即5.5.1塔顶液相平均表面张力的计算，由tD=80.5,查手册得： 5.5.2 进料板液相平均表面张力的计算，由tF=89.4,查手册得： 5.5.3塔底液相平均表面张力的计算，由tW=109.3,查手册得： 5.5.4精馏段液相平均的表面张力为 5.5.5提馏段液相平均的表面张力为 第6章.精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算6.1塔径计算精馏段的气液相体积流率为：提馏段的气液相体积流率为：由, 由史密斯关联图查得 取板间距HT=0.60m，板上液层高度hL=0.08m，则HT-hL=0.6-0.08=0.52m 查下图得C20=0.11取安全系数为0.8 则u=0.8umax=0.81.908=1.5264m/s塔截面积为：实际空塔气速为：u=3.659/2.543=1.439m/s 史密斯关联图图中 HT塔板间距，m； hL板上液层高度，m；V ,L分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s； V，L 分别为塔内气、液相的密度，kg/m3 。6.2塔板主要工艺尺寸的计算6.2.1堰长LW 塔径D=1.8m 取LW=0.66D=0.661.8=1.188m6.2.2溢流堰高度hw 由hw=hl-how，选用平直堰，堰上层夜层高度近似取E=1，则取板上清夜层高度hL=80mm，故 hw=0.08-0.023=0.057m6.2.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af,由查图下图 ； 故：Af=0.072AT=0.072AT=0.0722.543=0.183m2 Wd=0.124D=0.1241.8=0.2232m依式验算液体在降液管中停留的时间，即因此降液管设计合理。6.2.4降液管底隙高度h0取则 故，降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度6.3塔板布置6.3.1塔板的分块因D=1.8m在（1.82.0）范围内，故塔板分为5块6.3.2边缘区宽度的确定 取WS=WS=0.080m,WC=0.45m6.3.3开孔区面积计算 开孔区面积Aa，即其中故6.3.4筛空计算及其排列 因苯与甲苯无腐蚀性，可选用碳钢板 取筛空直径d0=5mm筛空按正三角排列， 取孔中心距t=3d0=35=15mm 筛孔数目开孔率为气体通过筛空的气速为 第7章.筛板的流体力学验算7.1精馏塔板降压7.1.1干燥板hc计算干板阻力由d0/=5/3=1.67,查图得C0=0.772故 7.1.2气体通过液层的阻力hL计算 h1=hL 查图得，=0.502故 7.1.3液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力h0 气体通过每层塔板的液柱高度hp，可按下式计算：气体通过每层塔板的压降为7.2提留段塔板降压7.2.1干燥板hc计算干板阻力由d0/=5/3=1.67,查图得C0=0.772 故7.2.2气体通过液层的阻力hL计算 h1=hL 查图得，=0.502故 7.2.3液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力h0 气体通过每层塔板的液柱高度hp，可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为 7.3液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响7.4液沫夹带 液沫夹带量计算： 故故在本设计中液沫夹带常量ev在允许范围内7.5漏液实际孔速稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。7.6液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从的关系，即 苯甲苯物系属一般物系，取，则 板上不设进口堰，hd可由试计算得，即hd=0.0153（u0)2=0.1530.22=0.006m液柱Hd=0.24+0.08+0.006=0.326m液柱 故在本设计中不会发生液泛现象。 第8章.塔板负荷性能图8.1漏液线由 得 整理得在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表。Ls/(m3/s)0.0030.00450.0200.030Vs/(m3/s)1.21611.32041.90932.1406有此表数据可以做出漏液线1。8.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 由hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=0.057 how=2.84/10001(3600LS/1.188)2/3=0.595LS2/3hf=0.2+2.2LS2/3 HT-hf=0.4-2.2LS2/3 整理得：VS=5.95-32.73LS2/3 在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列表如下：Ls/(m3/s)0.0030.00450.0200.030Vs/(m3/s)5.26925.05793.53842.790可做出液沫夹带线2。8.3液相负荷下相线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.023m作最小液体负荷标准，由 取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。8.4液相负荷上相线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式计算：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。8.5液泛线令 ， 联立得 整理得： 式中 分别带入相关数据，得 在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列表如下：Ls/(m3/s)0.0060.0030.00450.035Vs/(m3/s)3.4913.6053.5471.208由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vs，max= 4.6848 m3/s Vs，min= 2.2067 m3/s故操作弹性为Vs，max/Vs，min= 2.2123 第9章.塔的辅助设备计算及其选型9.1再沸器 查的20时苯的摩尔热容CA=1.7KJ/Kg.K.甲苯的摩尔热容CB=1.70KJ/Kg.K.则混合液的平均摩尔热容C=1.70KJ/Kg.K苯的摩尔气化潜热rA=394KJ/Kg, 甲苯的摩尔气化潜热rB=363KJ/Kg tF=89.4时，查表得CF=CA=CB=1.98KJ/Kg.K 则QF=FIF=FCFtF=73.731.9889.43.6=46983.94KJ/h回流温度近似取笨的沸点（80）QR=RDCRtR=1.617647.571.98803.6=43895.53KJ/h塔顶气相的焓按纯苯计算。IV=CAtA+rA=1.9880+394=552.4KJ/KgQV=D(R+1)IV=47.573.6(1.6176+1)552.4=247623.93KJ/h塔底温度近似取甲苯的沸点（110）QW=WCWtW=26.153.61.98110=20503.69KJ/h设再沸器损失能量为10%，则有：（1-10%）（QB+QF+QR)=QW+QV用水蒸气加热，按设计要求蒸汽压力为0.5Mpa，此时的气化潜热r=2113.2KJ/Kg蒸汽用量：9.2冷凝器塔顶气化潜热 rv=3940.98+3630.02=393.38kJ/kg QC=D(R+1)rv=47.573.62.6176393.38=176340.15KJ/h按设计要求冷凝水进口温度为t1=25，取冷凝水出口温度t2=45水的摩尔热容： CP=4.174KJ/kg.k则冷却水用量为 ： WH2O,L=176340.15/4.17（45-25）=2112.36kg/h9.3换热器计算9.3.1塔顶回流冷凝器 塔顶回流冷凝器通常采用管壳式换热器，因为所选精馏塔处理量打，且塔板数较多，为避免给安装检修带来不便，选择强制循环式，即将冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流，在冷凝器和泵之间设回流塔罐，凝液借压差流回罐中。 塔顶饱和蒸汽温度tD=80.5，按要求原料温度tD=50，冷凝水进口温度t1=25，取出口温度t2=45，查表得，在此温度范围内水的比热容：CP.H2O=4.174KJ/1。则 在前面能量衡算中，算出冷却水用量WH2O=2112.36Kg/h传质系数K可取600W/M2.k 所以 WH2OCD.H2O（t2-t1)=KADtm 塔顶冷凝器的换热面积：9.3.2塔底再沸器 所选择精馏塔直径较大，故选罐式再沸器置于塔处，采用间接蒸汽加热。塔底温度tw=109.3，按设计要求加热蒸汽压强为0.5Mpa时饱和水蒸气温度T=151.7，塔底基本可以看作是纯的甲苯，查表，近似取此温度范围内甲苯的比热容Cp=2.4KJ/Kg则经过再沸器，釜液得到热量为： Q=wMLwCP.Mt其中t=T-tw 再热器的换热面积为： 9.3.3预热器 考虑到能源的再利用问题，可用釜液冷凝到规定的温度所放出的热量后其温度tF=89.40釜液初温tw=45，料液平均分子量ML.F=84.15/kmol.查表近似取口料液的比热容Cp=1.98KJ/kg, 设经过釜液预热后进口料温度为tF，则有 有 所以故还需加一个预热器，使料液预热后达到89.4。用0.5Mpa的饱和水蒸气加热。查得此时饱和水蒸气的温度T=151.7则有：其中则预热器的换热面积为：9.4接管尺寸的计算与选型9.4.1进料管尺寸的计算与选择料液质量流体：则其体积流量：取馆内流速：则进料管管径：则可选择进料管：热轧无缝钢管。9.4.2塔顶蒸汽出口径与选型 取精馏段气相流率为塔顶蒸汽流率则查资料可知：常压操作条件下管内蒸汽流速取1220m/s 取uD,V=16m/s,则塔顶蒸汽出口管管径为：所选规格为：承插式铸铁9.4.3回流管尺寸的计算与选型：回流液治疗流率：则其体积流率：