化工原理课程设计.doc

目录前言21.1 设计任务31.2 设计方案的确定4第二章 精馏塔的工艺计算52.1精馏塔的物料衡算52.1.1已知参数列表52.1.2原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率52.1.3原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量52.2 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算62.2.1 操作温度的计算62.2.2塔板数的确定72.2.3 操作压力的计算9第三章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算93.1气体流量的计算93.2平均摩尔质量计算93.2.1 平均摩尔质量93.2.2 精馏段的平均摩尔质量103.2.3 提镏段的平均摩尔质量103.3 平均密度的计算103.3.1气相平均密度的计算103.3.2 液相平均密度的计算113.4 液相平均表面张力的计算123.5 式中的C计算123.5.1精馏段的液相体积流率123.6精馏塔有效高度的计算13第四章 塔板主要工艺尺寸的计算144.1 塔板尺寸确定144.1.1 堰长lw144.1.2 溢流堰144.1.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af144.1.4 降液管底隙度h0144.2 塔板布置154.2.1塔板的分块154.2.2边缘区计算154.2.3开孔区面积计算154.2.4浮阀个数及排列15第五章 塔板流体力学校核165.1液沫夹带量的校核165.2干板阻力hf计算175.2.1临界孔速175.2.2穿过液层压降175.2.3液体表面张力造成的阻力175.3液面落差175.4降液管液泛校核175.5严重漏液线校核185.6 塔板负荷性能图185.6.1漏液线185.6.2液沫夹带线的关系185.6.3液相下限线关系195.6.4 液相上限线关系195.6.5降液管液泛线关系195.6.6负荷性能图205.8主要接管尺寸的选择215.8.1进料管215.8.2回流管215.8.3釜底出料管225.8.4塔顶蒸汽管22第六章 精馏塔设备的计算226.1 塔体壁厚及封头的计算226.2结构与附属设备236.2.1塔顶与塔底的空间236.2.2人孔236.2.3有效高度的计算236.3精馏塔的辅助设备236.3.1再沸器热量衡算236.3.2冷凝器热量衡算246.4泵的选型24总结24参考文献25本章符号说明25致谢26前言浮阀塔中以盘式浮阀应用最为普遍。盘式浮阀塔板结构，是在带降液装置的塔板上开有许多升气孔，每个孔的上方装有可浮动的盘式阀片。当上升蒸汽量变化时，阀片随之升降，使阀片的开度不同，所以塔的工作弹性较大。塔内的溶液以两种物质状态运动着，气态穿过塔板升气孔上升，液态横过塔板进入降液管流至下层塔板上，气液两相在每层塔板上接触，进行传热传质，使得苯由液态气态液态，逐层上升，最后在塔顶部得到浓缩的苯。强化这一过程，塔的效率提高。气液两相接触有一界面，界面越大即传热传质过程便得到增强，效率也会提高。曾使用筛板塔、泡罩塔，气体在液体中几乎是垂直上升，鼓泡而出。浮阀塔的阀片使上升气体呈水平方向喷射而出，而且采用的汽速较泡罩塔高得多，使气体高度分散，气泡很小，因此气液接触面大。在气体负荷较大时产生雾沫夹带也小，在液流量小时也不会发生不与液层接触而垂直上升的不良现象，随着气体上升量的变化，相应的变化浮阀的流量面积，维持着较高的速，因此气-液始终接触良好1。浮阀精馏塔总的原则是尽可能采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，利用液相混合物中各组份挥发度不同，使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。实现原料混合物中各组份的分离，该规程是同时进行传质、传热的过程。本次任务设计任务书为设计一定处理量的精馏塔，用以实现苯-甲苯的二元理想物系的分离。本设计说明书通过物料衡算，工艺计算，结构设计和校核等一系列工作来设计一个具有可行性的合理筛板器。Separation of distillation is the most commonly uesd liquid mixture of a unit operation,using liquid mixture of all the different points of the volatile,volatile components from liquid to gas transfer,difficult volatile components from gas to liquid transfer,mixture of raw materials to achieve the various components of the separation process is at the same time heat and mass transfer process.The design secification through the material balance,energy balance,technalogy,structural design and rerification and a series of work to design a reasonable possibility of the sieve rower. 第一章 设计任务及方案确定1.1 设计任务在操作压力为4kPa（表压）连续精馏板式塔内分离苯甲苯混合物。已知：原料处理量为0.3105ta 操作周期 7200小时/每年；要求进料液组成60%（质量分率，其下如同），塔顶馏出液组成为98%，塔底釜液的组成为2%。进料热状况：饱和液体进料回流比：R/Rmin=2单板压降：0.7kPa1.2 设计方案的确定 本设计任务为分离苯甲苯混合物。此二元混合物可按理想混合物处理，采用连续精馏馏程。设计中采用饱和液体进料方式，将原料液通过预热器加热至泡点后送如精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回馏至塔内，其于部分产品经冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回馏比较小，故操作回馏比取最小回馏比的1.7倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却器冷却后送至储罐。其中浮阀塔低气液负荷、操作弹性大、效率高、单位体积生产能力大、气液负荷可变性好等优点且部分已形成标准系列，故选用浮阀塔为主体设备。第二章 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1已知参数列表 表1-1 参数列表质量分WF（%）WD（%）WW（%） q（kPa）操作周期 小时/每年处理量R/RminF （t/h）P表压 P0.6098210.7720030000250.104104.3252.1.2原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA78.11 gmol甲苯的摩尔质量 MB92.13 gmol 2.1.3原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量MF=0.63978.11+（1-0.639）92.13=83.17 gmolMD=0.98378.11+（1-0.983）92.13=78.35 gmolMW=0.02478.11+（1-0.024）92.13=91.96 gmol原料处理量 4000/7.2/85.82=50.10kmol/h总物料衡算与苯的物料衡算： 联立解得：32.13 kmol/h 17.97 kmol/h2.2 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.2.1 操作温度的计算1 计算操作温度需下列公式：安托尼方程 2 查得苯、甲苯的安托尼常数：苯 甲苯 AB CABC6.0321206.35220.246.0781343.94219.583采用笔算，见其下结果通过上面两式试差求得精馏段：tD=80.85 ，tF=99.7，tM=110.9， 提留段：tW=93.37 ，tF=990.70，tM=92.03，2.2.2塔板数的确定 1 理论塔板层数NT的求取苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求得理论板层数由手册查得苯-甲苯物料的气、液平衡数据，绘出xy图。求最小回流比及操作回流比采用作图法求得最小回流比。在途中对角线上，自点e（0.639.0.639）做垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的焦点坐标为yq = 0.769 xq = 0.639 故最小回流比为：取操作回流比为：R = Rmin= 21.65 = 3.30精馏塔的气、液相负荷L=RD=3.3033.38=106.3kmol/hV=(R+1)D=(3.30+1)21.40=138.16kmol/h=L+qF=106.5+51.10=15kmol/h=V=138.16kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为用图解法求理论塔板数：精馏段实际板层数 N精=5/0.5210提馏段实际板层数 N提=6.5/0.52=13 全塔实际板数25块全塔黏度（液体平均黏度）的计算以精馏段为例计算 黏度计算公式： 利用液体黏度共线图 查得tD=81.8时： 查得tW=90.7时： 全塔黏度：精=同理 提镏段全塔黏度：提 = 0.2762.2.3 操作压力的计算以精馏段为例计算塔顶操作压力 PD=101.3+4 = 105.3kPa每层塔压降= 0.7kPa进料板的压力PF=105.3+100.7=112.3kPa精馏段平均压力 pm = （105.3+112.3）/2=108.8 kPa同理 提留段塔底操作压力 PF=114.4kPa每层塔压降= 0.7kPa进料板的压力PF=105.3+100.7=112.3kPa精馏段平均压力 pm = （114.4+112.3）/2=103.4 kPa第三章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.1气体流量的计算苯与甲苯可以按理想气体处理 精馏段的气液相体积流率为= 提馏段3.2平均摩尔质量计算3.2.1 平均摩尔质量tD时塔顶的平均摩尔质量: tF时进料板处的平均摩尔质量: =0. y=0.49 tW时塔釜的平均摩尔质量: =0.0296 3.2.2 精馏段的平均摩尔质量 气相平均摩尔质量： 液相平均摩尔质量：3.2.3 提镏段的平均摩尔质量 气相平均摩尔质量： 液相平均摩尔质量：)3.3 平均密度的计算3.3.1气相平均密度的计算 3.3.2 液相平均密度的计算 液相平均密度的计算选用下式：由物性数据手册查得不同温度下的密度2，列入下表:80100120苯（）甲苯（）815.0810.0792.5790.3768.9770.0tD=81.8时塔顶的平均密度计算（代表苯；代表甲苯） =813.0 =808.2 tF=90.7时进料板的平均密度计算（代表苯；代表甲苯） =803.2 =799.5精馏段液相平均密度为tW=93.37时塔顶的平均密度计算（代表苯；代表甲苯）同理可得，=801.1 =796.9提镏段液相平均密度为3.4 液相平均表面张力的计算 计算公式 由物性数据手册查得不同温度下的表面张力2，列入下表:80100苯（）21.2718.85甲苯（）21.6919.49 tD=81.8时塔顶 =21.05 =21.49 tF=90.7时进料板 =19.94 =20.51精馏段平均表面张力: 同理计算可得，提镏段tD=93.37时塔顶 =19.66 ， =20.22 ， tF=90.7时进料板 =19.94 =20.51提镏段平均表面张力: 3.5 式中的C计算3.5.1精馏段的液相体积流率取板间距HT=0.40m 板上液层高度hL=0.06m HT-hL=0.400.06=0.34m由史密斯图3可查的C20=0.068 = 取泛点气速系数1 空塔气速则 按标准圆整后D=1.2m塔截面积AT=0.785D2=0.7851.22=1.130m2实际空塔气速u=VS/AT=1.053/1.1304=0.932m/s同理 提镏段塔截面积AT=0.785D2=0.7851.22=1.130m2实际空塔气速u=VS/AT=1.023/1.1304=0.905m/s3.6精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=(101)0.4=3.6m提馏段有效高度为Z提=(N提-1)HT=(151)0.4=5.6m精馏塔有效高度 Z= Z精+Z提+0.8=10m第四章 塔板主要工艺尺寸的计算4.1 塔板尺寸确定因塔径D=1400mm，流量适中，故可选用单溢馏弓形降液管，采用凹形受液盘。4.1.1 堰长lw取lw=0.66D0.661.20.792m4.1.2 溢流堰 hwhLhow，选用平直堰，其中how采用弗兰西斯公式计算： 近似取E=1则 取板上清液层高度hL0.06m， hwhLhow0.060.0160.044m4.1.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D0.66，查图10-193得：Af/AT0.0722 Wd/D=0.124故Af0.07221.1300.0826m2 Wd0.125D0.1241.2=0.1488m由实践经验表明，液体在降液管中的停留时间不应小于35s对于高压下操作的塔及易气泡的物系，停留时间更长些。 因降液管设计合理。4.1.4 降液管底隙度h0h0hw0.0150.044-0.015=0.029m0.006m，降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，其深度hw50mm。4.2 塔板布置4.2.1塔板的分块 依据经验有下表所列：塔径mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456由此可知，塔板数分为四块。4.2.2边缘区计算 取WsWs0.065m， Wc0.035m4.2.3开孔区面积计算开孔区面积，其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.6-(0.1488+0.065)=0.386mr=D/2-Wc=0.6-0.035=0.566m则=0.7984.2.4筛板计算及排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：t=3d0=35=15mm故筛孔个数 开孔率=0.907/(t/ d0)2=10.1%筛孔速率 u0= VS/A0=1.053/（0.1010.798）=13.06m/s第五章 塔板流体力学校核5.1液沫夹带量的校核 液沫夹带量由下式计算 ，单位：kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内5.2干板阻力hf计算5.2.1临界孔速3 由公式 将前面计算的数据带入上式可得=5.82m/s 故浮阀全开 引用下列公式计算 液柱5.2.2穿过液层压降其充气系数=0.5 =0.50.06=0.03m 液柱5.2.3液体表面张力造成的阻力液柱总压降 液柱 故压力校核满足5.3液面落差 本设计，塔径与液面流量均不大，故可忽略液面落差的影响。5.4降液管液泛校核为了防止降液管液泛现象的发生，则主要控制管内清夜层高度计算 式中=0.0712m =0.06m 因为苯与甲苯物系可取0.5 故不会发生降液管液泛现象。5.5严重漏液线校核 取漏液点气速为阀孔动能因子=5时相应值，则 稳定系数1.52.0 故不会发生严重漏液5.6 塔板负荷性能图5.6.1漏液线令=5 5.6.2液沫夹带线的关系 0.80.82令=0.8时，依前面数据可以得出与的关系： 5.6.3液相下限线关系 =2.78m3/h or =0.000772 m3/s 5.6.4 液相上限线关系 中，=5s =0.111m2 =0.45m =0.00999 m3/s or =35.96 m3/h5.6.5降液管液泛线关系由前面降液管液泛线关系5 略去中的阻力 可取0.5带入相应数据，整理得：5.6.6负荷性能图精馏段 Vmax=0.917 ， Vmin=0.472操作弹性=1.943提镏段Vmax=1.384 ， Vmin=0.402操作弹性=3.4435.7设计结果一览表 浮阀塔设计计算结果 序号 项目 数值1 平均温度 tm, 90.26 2 平均压力Pm,kPa 108.533 气相流量, VS (m3/s) 1.364 液相流量, LS (m3/s) 0.003875 实际塔板数 27 6 有效高度,m 177 塔径, m 1.48 板间距, m 0.459 溢流形式 单溢流10 降液管形式 弓形11 堰长,m 0.9112 堰高, m 0.042313 板上液层高度, m 0.0614 降液管低隙高度, m 0.036315 安定区宽度, m 0.07516 边缘区宽度, m 0.06517 浮孔直径 0.03918 浮孔数目 178 19 孔中心距, m 0.075 20 开孔率 0.138 21 空塔气速, m/s 0.88322 浮孔气速, m/s 6.4023 稳定系数 2.18424 每层塔板压降,kPa 0.5625 负荷上线 液泛控制26 负荷下线 漏液控制27 液沫夹带 0.513228 气相负荷上线, m3/s 29 气相负荷下线，m3/s 0.6230 操作弹性 3.87总结经历这次化工原理课程设计之，我体会最深的是将所学的知识应用到实际过程中，必须灵活运用理论、有深度的思考问题。同时也认识到了一个问题可以多途径、多手段的去解决，不能仅限一门专