化工原理课程设计 顾一新 09233239

盐城师范学院 化工原理课程设计 1 盐城师范学院 化工原理课程设计任务书 化学化工 学院 制药工程 专业 班级 09 3 姓名 顾一新 学号09233239 设计题目 年处理50000吨苯 甲苯混合液浮阀精馏塔的设计 课程设计的目的与意义 化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要的实践环节 是综合应用本门课程和相关选 修课程所学知识 完成以单元操作为主的一次设计实践 通过课程设计使学生掌握化工设计的 基本程序和方法 并在查阅技术资料 计算机辅助计算等能力方面得到一次训练 培养学生树 立正确的设计思想和实事求是 严肃负责的工作作风 这次化工原理课程设计培养学生综合运用化工原理及先修课程的基本知识进行化工工艺设计 的能力 使学生掌握化工设计的基本程序和方法 得到一次化工设计的基本训练 并应着重培 养学生以下几方面的能力 1 查阅技术资料 选用公式和搜集数据的能力 2 树立既考虑技术上的先进性与可靠性 又考虑经济上的合理性 并注意到操作时的劳动条件 和环境保护的正确设计思路 在这种设计思想的指导下去分析和解决工程实际问题的能力 3 迅速准确地进行工程计算 包括电算 的能力 4 用简洁的文字 清晰的图表示表达自己设计结果的能力 工艺操作条件 年处理量 50000吨 料液初温 25 料液浓度 50 轻组分质量分率 塔顶产品浓度 98 轻组分质量分率 塔底釜液浓度 1 轻组分质量分率 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 4Kpa 表压 冷却水进口温度 25 饱和水蒸气压力 101 33Kpa 表压 设备型式 筛板 浮阀 塔 厂址 江苏盐城 盐城师范学院 化工原理课程设计 2 设计条件 单双号要求塔顶 塔底产品浓度不同 进料组成 质 量 年处理量 吨 学号 35 38 40 45 50 55 60 25000112234127187 30000342132419833 35000423531493237 400003828204152540 450002921103151626 500002211303639617 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 主要参考书 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年 指导教师 施卫忠 2011年 12 月 09日 盐城师范学院 化工原理课程设计 3 目 录 摘要 6 第一章 前言 1 1 精馏原理及其在化工生产上的应用 6 1 2 精馏塔对塔设备的要求 6 1 3 常用板式塔类型及本设计的选型 7 1 4 本设计所选塔的特性 7 第二章 流程的确定和说明 2 1 设计思路 8 2 2 设计流程 8 第三章 精馏塔的工艺计算 3 1 精馏塔的物料衡算 10 3 1 1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分数 10 3 1 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 10 3 1 3 物料衡算 10 3 2 塔板数的确定 11 3 2 1 理论板层数的确定 11 3 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 13 3 3 1 操作压力 13 3 3 2 操作温度 13 3 3 3 平均摩尔质量 14 3 3 4 平均密度 15 3 3 5 液相平均表面张力 16 3 3 6 液相平均粘度 17 3 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 18 3 4 1塔径的计算 18 盐城师范学院 化工原理课程设计 4 3 5 塔板主要工艺尺寸的计算 20 3 5 1 溢流装置计算 20 3 5 2 塔板布置和浮阀数目与排 21 3 6 塔板流体力学验算 21 3 6 1 气相通过浮阀塔的压降 21 3 6 2 淹塔 22 3 6 3 雾沫夹带 22 3 7 塔板负荷性能图 22 3 7 1 雾沫夹带线 22 3 7 2 液泛线 23 3 7 3 液相负荷上限线 24 3 7 4 漏液线 24 3 7 5 液相负荷下限线 25 3 8 塔附件设计 25 3 8 1 接管 进料管 25 3 8 2 法兰 26 3 8 3 筒体与封头 26 3 8 4 人孔 26 后记 27 附图 28 附表9 浮阀塔板工艺设计结果 31 精馏流程图 32 苯 甲苯浮阀精馏塔装配图 33 盐城师范学院 化工原理课程设计 5 年处理50000吨苯 甲苯混合液浮阀精馏塔的设计 顾一新顾一新 摘要 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的 精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的 不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法 精馏操作在化工 石油化工 轻工等工业生产中中占有重要 的地位 为此 掌握气液相平衡关系 熟悉各种塔型的操作特性 对选择 设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的 精馏设计包括设计方案的选取 主要设备的工艺设计计算 物料衡算 热量衡算 工艺参数的选定 设备的结构设计和工艺 尺寸的设计计算 辅助设备的选型 工艺流程图 主要设备的工艺条件图等内容 通过对精馏塔的运算 可以得出精馏塔的各 种设计如塔的工艺流程 生产操作条件及物性参数是合理的 换热器和泵及各种接管尺寸是合理的 以保证精馏过程的顺利进 行并使效率尽可能的提高 关键词 苯 甲苯 精馏段 提馏段 浮阀塔 第一章 前言 1 1 精馏原理及其在化工生产上的应用 化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物 其中大部分是均相 混合物 1 生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质 精馏是分离液体混合物 2 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 精馏过程在能量剂的驱动下 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 该过程是同时进行传质 传热的过程 实际生产中 在精馏柱及精馏塔中精馏时 上述部分气化和部分冷凝是同时进行的 对理想液 态混合物精馏时 最后得到的馏液 气相冷却而成 是沸点低的B物质 而残液是沸点高的A物质 精馏是多次简单蒸馏的组合 精馏塔底部是加热区 温度最高 塔顶温度最低 精馏结果 塔 顶冷凝收集的是纯低沸点组分 纯高沸点组分则留在塔底 1 2 精馏塔对塔设备的要求 精馏设备所用的设备及其相互联系 总称为精馏装置 其核心为精馏塔 3 常用的精馏 塔有板式塔和填料塔两类 通称塔设备 和其他传质过程一样 精馏塔对塔设备的要求大致如 下 一 生产能力大 即单位塔截面大的气液相流率 不会产生液泛等不正常流动 二 效率高 气液两相在塔内保持充分的密切接触 具有较高的塔板效率或传质效率 三 流体阻力小 流体通过塔设备时阻力降小 可以节省动力费用 在减压操作是时 易 于达到所要求的真空度 四 有一定的操作弹性 当气液相流率有一定波动时 两相均能维持正常的流动 而且 盐城师范学院 化工原理课程设计 6 不会使效率发生较大的变化 五 结构简单 造价低 安装检修方便 六 能满足某些工艺的特性 腐蚀性 热敏性 起泡性等 1 3 常用板式塔类型及本设计的选型 常用板式塔类型有很多 如 筛板塔 4 泡罩塔 5 舌型塔 浮阀塔 6 等 而浮阀塔具有 很多优点 且加工方便 故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛 是目前新型塔 板研开发的主要方向 近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备 浮阀塔多用不锈钢 板或合金 实际操作表明 浮阀在一定程度的漏夜状态下 使其操作板效率明显下降 其操作 的负荷范围较泡罩塔窄 但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度 浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的 它吸收了两者的优点 所以在 此我们使用浮阀塔 浮阀塔的突出优点是结构简单 造价低 制造方便 塔板开孔率 7 大 生 产能力大等 1 4 本设计所选塔的特性 浮阀塔的优点是 1 生产能力大 由于塔板上浮阀安排比较紧凑 其开孔面积大于泡罩塔板 生产能力比泡罩 塔板大 20 40 与筛板塔接近 2 操作弹性大 由于阀片可以自由升降以适应气量的变化 因此维持正常操作而允许的负荷 波动范围比筛板塔 泡罩塔都大 3 塔板效率高 由于上升气体从水平方向吹入液层 故气液接触时间较长 而雾沫夹带量小 塔板效率高 4 气体压降及液面落差小 因气液流过浮阀塔板时阻力较小 使气体压降及液面落差比泡罩 塔小 5 塔的造价较低 浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50 80 但是比筛板塔高 20 30 但是 浮阀塔的抗腐蚀性较高 防止浮阀锈死在塔板上 所以一般采用不锈钢作成 致使浮阀 造价昂贵 推广受到一定限制 随着科学技术的不断发展 各种新型填料 高效率塔板的不断被 研制出来 浮阀塔的推广并不是越来越广 近几十年来 人们对浮阀塔的研究越来越深入 生产经验越来越丰富 积累的设计数据比较完 整 因此设计浮阀塔比较合适 盐城师范学院 化工原理课程设计 7 第二章 流程的确定和说明 2 1 设计思路 首先 苯和甲苯的原料混合物进入原料罐 在里面停留一定的时间之后 通过泵进入原料 预热器 8 在原料预热器中加热到泡点温度 然后 原料从进料口进入到精馏塔中 因为被加 热到泡点 混合物中既有气相混合物 又有液相混合物 这时候原料混合物就分开了 气相混 合物在精馏塔中上升 而液相混合物在精馏塔中下降 气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中 这些气相混合物被降温到泡点 其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中 停留一定的时间然 后进入乙醇的储罐 而其中的气态部分重新回到精馏塔中 这个过程就叫做回流 液相混合物 就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中 一部分进入再沸器 在再沸器中被加热到泡点温度 重新回到精馏塔 塔里的混合物不断重复前面所说的过程 而进料口不断有新鲜原料的加入 最终 完成苯和甲苯的分离 2 2 设计流程 苯 甲苯混合液经原料预热器加热 进料状况为汽液混合物q 1 送入精馏塔 塔顶上升蒸汽 采用全凝器 9 冷凝 一部分入塔回流 其余经塔顶产品冷却器冷却后 送至储罐 塔釜采用直接 蒸汽加热 塔底产品冷却后 送入贮罐 附流程图 图1 精馏流程图 盐城师范学院 化工原理课程设计 8 第三章 精馏塔的工艺计算 年处理含苯50 的苯 甲苯混合液50000吨 产品苯含量为98 质量分数 残液中苯含量 为1 质量分数 3 1 精馏塔的物料衡算 3 1 1 原料液及塔顶 塔底f产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 molKgM A 78 甲苯的摩尔质量 molKgMB 92 5411 0 92 5078 50 78 50 F x 9830 0 92 278 98 78 98 D x 0118 0 92 9978 1 78 1 W x 3 1 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 4246 84924567 0 785411 0 F M 2380 7892017 0 789830 0 D M 8348 91929882 0 780118 0 W M 3 1 3 物料衡算 原料处理量 hKmolF 78 74 4046 8433024 1050000 3 总物料横算 WDF 苯物料横算 WDF WxDxFx 联立解得 hKmolW 03 34 hKmolD 03 34 表1 苯 甲苯混合液各物理参数 hKmolF hKmolD hKmolW F X D X W X F M D M W M 78 7475 4003 345411 0 9830 00118 0 42 8423 7883 91 3 2 塔板数的确定 3 2 1 理论板层数的确定 盐城师范学院 化工原理课程设计 9 苯 甲苯属理想体系 可采用图解法求理论板层数 1 由苯 甲苯物系的气液平衡数据绘出图 见附图1 yx 表2 苯 甲苯物系的气液平衡数据 X Y 0 2640 4730 660 829 0 00 3220 5430 7380 876 0 06 0 1380 3830 6080 8240 921 0 108 0 2320 4460 6680 9150 964 0 158 0 3190 5130 7250 9630 985 0 21 0 3990 5840 77811 2 求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比 在附图1中对角线上 自点 0 5411 0 5411 坐垂线即为q线 该线与平衡线的交点坐标为 5411 0 q x7465 0 q y 故最小回流比 15 1 5411 0 7465 0 7465 0 9830 0 min qq qD xy yx R 取操作回流比为 84 1 15 1 6 16 1 min RR 3 求精馏塔的气 液相负荷 76 14978 74175 4084 1 qFRDL 73 11578 74 11 75 4084 2 1 1 FqDRV 4 操作线方程 精馏段操作线方程为 Dnn x R x R R y 1 1 1 1 84 2 9830 0 84 2 84 1 n x 35 0 65 0 n x 提馏段操作线方程为 1 V Wx x V L y W nn 0035 0 29 1 n x 盐城师范学院 化工原理课程设计 10 5 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数 如附图1所示 理论板 精馏板为 NT 精 7 提馏段 NT 提 8 块 进料板 N F 8 块16 T N 用逐板计算的方法结果如下 精馏段 由汽液平衡方程9830 0 1 D xy x1 1 x y 可得 1 1 15 21 5 2 9830 0 x x 9586 0 1 x 由精馏段操作线 Dnn x R x R R y 1 1 1 1 再循环根据气液平衡方程和操作线方程可得 7192 0 9 y5060 0 9 x 所以9 F x 由精馏段操作线 1 V Wx x V L y w nn 根据气液平衡方程和提馏段操作线方程 0222 0 17 y0090 0 17 x 所以理论板数为17 T N 6 实际板层的求取 精馏段实际板层数 1346 1352 0 7 精P N 提馏段实际板层数 1538 1552 0 8 提p N 总实际板层数 28 ppp 提 精 NNN 3 3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3 3 1操作压力 塔顶操作压力 a 3 1054 3 101KPPPPD 表当地 每层塔板压降 a7 0KPP 进料板压降 KPaPF 4 114137 0 3 105 塔底压力 KPaPW98 124287 0 3 105 精馏段平均压降 KPaPm85 109 2 3 105 4 114 精 提馏段平均压降 KPapm 1 115 2 3 105 9 124 提 3 3 2 操作温度 依据操作压力 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度 其中苯 甲苯的饱和蒸汽压由安 盐城师范学院 化工原理课程设计 11 托尼方程计算 计算过程略 计算结果如下 塔顶温度 85 81 D t 进料板温度 25 95 F t 塔底温度 45 117t W 精馏段平均温度 55 88 2 25 9585 81 m t 提馏段平均温度 35 106 2 45 11725 95 m t 根据Antoine方程 查附录 CT B Ap log 可知 苯 79 220 033 1211 03055 6 log T P 甲苯 482 219 8 1344 07954 6 log T P 可得到不同温度下 苯和甲苯的饱和蒸汽压 根据公式 可以得到不同温度下的相对挥发度 B A p P 根据 可得到平均相对挥发度 WD 另外 对于根据公式 苯 633176 0 005244 0 000015 0 2 tt 甲苯 58408 0 00431 0 00001 0 2 tt 可得到不同温度下的苯和甲苯的 根据公式 塔顶 DDLD xx 1 甲苯苯 塔底 wWLW xx 1 甲苯苯 LWLDL 然后根据公式 可以得到塔板效率 245 0 49 0 LmT E T E 根据以上公式 得表如下 盐城师范学院 化工原理课程设计 12 表3 计算结果数据 T 甲苯 p 苯 p 甲苯 苯 L T E 81 85 2 59 0 3044 0 2983 0 2984D 117 45 2 30 0 2242 0 3693 0 2259 0 548W 平均 2 44 0 2596 由塔板效率为 可以得到实际板数 548 0 1377 12 548 0 7 精T N 1560 14 548 0 8 提T N 28 总T N 3 3 3 平均摩尔质量 塔顶气 液混合物平均摩尔质量 由 查平衡曲线 见附图1 9830 0 1 yxD 得960 0 1 x kmolKgMVDm 24 78929830 0 1789830 0 kmolKgMLDm 56 7892960 0 178960 0 进料板气 液混合物平均摩尔质量 由图解理论板 见附图1 得 7 0 F y 查平衡曲线 见附图1 得584 0 F x kmolKgMVFm 20 82927 01787 0 kmolKgMLFm 82 8392584 0 178584 0 塔底气 液混合物平均摩尔质量 由图解理论板 见附图1 得020 0 w y 查平衡曲线 见附图1 得0067 0 w x kmolKgMVWm 97 9192002 0 178002 0 kmolKgMLWm 91 91920067 0 1780067 0 盐城师范学院 化工原理课程设计 13 精馏段气 液混合物物平均摩尔质量 kmolKgMVm 22 80 2 20 8224 78 kmolKgMLm 19 81 2 82 8356 78 提馏段气 液混合物平均摩尔质量 kmolKgM mV 09 86 2 97 9120 80 kmolKgM mL 88 87 2 91 9182 83 3 3 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 3 93 2 15 27355 88314 8 22 8085 109 mkg RT MP m vmm vm 提馏段 3 14 3 15 27335 106314 8 09 86 1 115 mkg mV 2 液相平均密度 液相平均密度计算公式 精馏段 i i W 1 塔顶液相平均密度 由 依据卢焕章 石油化工基础数据手册 10 查得如下 25 95 F t 表4 苯和甲苯不同温度下的密度 T 甲苯的密度 m3 苯的密度 m3 808 5 813 5 D 772 2 701 3 W 795 0 797 5F 塔顶液相平均密度 3 60 808 5 81302 0 5 80898 0 1 02 0 98 0 1 mkg BA LDm 塔底液相平均密度 盐城师范学院 化工原理课程设计 14 3 06 702 3 7019882 0 2 7720118 0 1 mkg LWm 进料板液相的质量分数 00 50 924589 0 785411 0 785411 0 A 进料板液相平均密度 3 25 796 5 7975 0 0 7955 0 1 mkg LFm 精馏段液相平均密度 3 43 802 2 25 79660 808 mkg Lm 提馏段液相平均密度 3 12 749 2 25 79606 702 mkg Vm 3 3 5 液相平均表面张力 液相平均表面张力计算公式 iiLDm x 根据 化工原理课程设计 附录4 可知如下 表5 苯和甲苯不同温度下的表面张力 T mmN 苯 mmN 甲苯 81 85 21 20 20 88D 117 45 17 00 17 15W 95 25 19 18 19 20F 塔顶液相平均表面张力 mN LDm 3 1019 2188 20017 0 20 21983 0 进料板液相平均表面张力 mN LFm 3 1019 1920 194589 0 18 195411 0 塔底液相平均表面张力 mN LWm 3 1015 1715 179882 0 00 170118 0 精馏段液相平均表面张力 盐城师范学院 化工原理课程设计 15 mN Lm 3 1019 20 2 19 1919 21 提馏段液相平均表面张力 mN Lm 3 1017 18 2 15 1719 19 3 3 6 液相平均粘度 液相平均粘度计算公式 iiLm x lglg 根据 化工原理课程设计 附录 4 可知如下 表 6 不同温度下苯和甲苯的粘度 TsmPa A smPa B 81 85 0 312 0 300D 117 45 0 212 0 210 W 95 25 0 270 0 260F 塔顶液相平均黏度 smPa LDm 306 0 2 300 0 312 0 进料板液相平均黏度 smPa LFm 265 0 2 260 0 270 0 塔底液相平均黏度 smPa LWm 211 0 2 210 0 212 0 精馏段液相平均黏度 smPa Lm 286 0 2 265 0 306 0 提馏段液相平均黏度 smPa Lm 238 0 2 211 0 265 0 3 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3 4 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 V VL C max 精馏段的气 液相体积流率为 盐城师范学院 化工原理课程设计 16 sm Mq q Vm VmVn VV 88 0 93 2 3600 22 8073 115 3600 3 sm Mq q Lm LmLn LV 0021 0 43 8023600 19 8198 74 3600 3 C 由式求取 其中的由图查取 图中横坐标为 403 20 C33 0395 0 93 2 43 802 88 0 0021 0 21 21 V L VV LV q q 8814 0 14 3 3600 09 8673 115 3600 Vm Vm Vn VV Mq q 0756 1 14 3 3600 19 8176 149 3600 mV Lm Ln LV Mq q 85 18 14 3 12 749 8814 0 0756 1 21 21 V L VV LV q q 取板间距 板上液层高度 则mHT45 0 mhL05 0 mhH LT 4 005 0 45 0 查图 3 3 得 085 0 20 C 08516 0 20 19 20 085 0 20 2 02 0 20 Lm CC smCu V VL 4122 1 93 2 93 2 60 808 08516 0 max 取安全系数为 0 6 则空塔气速为 smuu 8473 0 4122 1 6 06 0 max 1 塔径 m u q D VV 15 1 8473 0 14 3 88 0 4 4 按标准塔径圆整后为 mD1 盐城师范学院 化工原理课程设计 17 塔截面积为 222 785 0 1 4 14 3 4 mDAT 实际空塔气速为 sm A q u T VV 12 1 785 0 88 0 3 4 2 有效高度的计算 精馏塔有效高度为 mHNZ T 4 545 0 1 131 精精 提馏塔有效高度为 mHNZ T 4 545 0 3153 提提 在进料板处及提馏段各开一个人孔 其高度均为 0 8m 故精馏塔的有效高度为 mZZZ 0 1448 04 54 548 0 提精 3 5 塔板主要工艺尺寸的计算 3 5 1 溢流装置计算 因塔径 可选用单溢流弓形将液管 采用凹型受液盘 各项计算如下 mD0 1 1 堰长 w l mDlw66 0 0 166 0 66 0 2 溢流堰长高度 溢流堰高度计算公式 w h wLw hhh 0 选用平直堰 堰上液层高度依下式计算 即 w h0 32 0 1000 84 2 w LV w l q Eh 近似取 则1 E mh w 0144 0 66 0 36000021 0 1 1000 84 2 32 0 取板上液层高度 故mhL06 0 mhhh wLw 0456 0 0144 0 06 0 0 盐城师范学院 化工原理课程设计 18 3 弓形将液管宽度 0 065及截面积 由 查图 3 5 得 d W f A066 D lw 065 0 T f A A 故125 0 D Wd 2 051 0 785 0 065 0 065 0 mAA Tf mDWd125 0 1125 0 125 0 依式验算液体在降液管中停留时间 即 413 ss q HA LV Tf 593 10 36000021 0 45 0 051 0 3600 3600 故降液管设计合理 4 降液管底隙高度 计算公式 0 h 0 0 3600 ul q h w LV 取 则smu 08 0 0 040 0 08 0 66 0 3600 0021 0 3600 0 h 0006 0 0056 0 04 0 0456 0 0 hhw 故降液管底隙高度设计合理 3 5 2塔板布置和浮阀数目与排列 取阀孔动能因素 用式 3 47 求孔速 即10 0 F 0 u sm F u V 84 5 93 2 10 0 0 依式 3 48 求每层塔板上的浮阀数 即 126 84 5 039 0 4 14 3 88 0 4 2 0 2 0 ud q N VV 取边缘区宽度 破沫区宽度 依式 3 45 计算鼓泡区面积 mWc06 0 mWs07 0 盐城师范学院 化工原理课程设计 19 即 R x RxRxAa 1222 sin 180 2 mW D R c 44 0 06 0 5 0 2 mWW D x sd 305 0 07 0 125 0 5 0 2 21222 49 0 44 0 305 0 sin44 0 180 305 0 44 0 305 02mAa 浮阀排列方式采用等腰三角形叉形 取同一横排的孔心距 则mmmt075 075 可按下式估算排间距 即 t mmm Nt A t a 51051 0 075 0 126 49 0 塔板开孔率 18 19 84 5 12 1 0 u u 3 6 塔板流体力学验算 3 6 1 气相通过浮阀塔的压降 可根据式 3 52 计算塔板压降 即 hhhh cp 1 1 干板阻力 由式 3 52 先计算临界孔速 即 smu c 828 5 93 2 1 73 825 1 1 0 因 则可按式 3 50 计算 即 c uu 00 c h m u h L c 034 0 43 802 84 5 9 19 9 19 175 0 175 0 0 2 板上充气液层阻力 本设计分离苯和甲苯的混合液 即液相为碳氢化合物 可取充 1 h 气系数 依式 3 53 计算 即5 0 0 mhh L 025 0 05 0 5 0 01 3 克服表面张力所造成的阻力 因本设计采用浮阀塔 其很小 可忽略不计 因此 h h 气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为 盐城师范学院 化工原理课程设计 20 mhhh cp 059 0 025 0 034 0 1 单板压降 Paghp Lpp 43 46481 9 43 802059 0 3 6 2 淹塔 为了防止淹塔现象的发生 要求控制降液管中清液层高度 可 wTd HHH d H 用下式计算 即 dLpd hhhH 1 与气体通过塔板的压降相当的液柱高度mhp059 0 2 液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰 故按式 3 62 计算 即 d h m hl q h w LV d 00097 0 04 0 66 0 0021 0 153 0 153 0 2 2 0 3 板上液层高度 取 mhL06 0 因此 mhhhH dLpd 120 0 00097 0 06 0 059 0 取 5 0 mHT45 0 mhw0456 0 则 mhH wT 2478 0 0456 0 45 0 5 0 可见 符合防止淹塔的要求 wTd hHH 3 6 3 雾沫夹带 雾沫夹带是指板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象 过多的雾沫夹带将导致塔板效 率严重下降 为了保证板式塔能维持正常的操作效果 应使每千克气体夹带到上一层塔板的液 体量不超过 0 1kg 即控制雾沫夹带量 0 1kg 液 kg 气 按式 3 58 及式 3 59 计算泛点率 1 F 板上液体流经长度 mWDZ dL 75 0 125 0 20 12 板上液流面积 2 683 0 051 0 2785 0 2mAAA fTb 苯和甲苯可按正常系统按表 3 3 取物性系数 又由图 3 10 查得泛点负荷系数0 1 K 将以上数值代入式 3 58 得128 0 F C 盐城师范学院 化工原理课程设计 21 100 36 1 1 bF LLV VL V VV AKC Zqq F 683 0 128 0 0 1 75 0 0021 0 36 1 93 2 43 802 93 2 88 0 39 63 又按式 3 59 计算泛点率 得 100 78 0 1 TF VL V VV AKC q F 100 683 0 128 0 178 0 93 2 43 802 93 2 88 0 12 78 计算出的返点率都在 80 以下 故可知雾沫夹带量能够满足的要求 kgkgeV 1 0液 3 7 塔板负荷性能图 3 7 1 雾沫夹带线 按式 对于一定的物系及一定的塔板结构 式中 bF LLV VL V VV AKC Zqq F 1 36 1 V 及均为已知值 相应于的泛点率上限值亦可确定 将各已知数 V b AK F C L Z1 0 V e 代入上式 便得出的关系式 据此作出雾沫夹带线 LVVV qq 按计算如下 80 泛点率 8 0 683 0 128 0 0 1 75 0 36 1 93 2 43 802 93 2 LVVV qq 070 002 1 061 0 LVVV qq LVVV qq 72 1615 1 盐城师范学院 化工原理课程设计 22 雾沫夹带为直线 则在操作范围内任取两个 依上式 1 算出相应的值列于附表 LV q VV q 2 中 附表 7 雾沫夹带线数据 0 001 0 002 smq LV 3 1 133 1 117 smq VV 3 3 7 2 液泛线 液泛线表示降液管内泡沫层高度达到最大允许值时的关系 塔板的适宜操 作区也应在 此线之下 否则将可能发生液泛现象 破坏塔的正常操作 由确定液泛线 dLcdLpwT hhhhhhhhhH 1 忽略式中项 将式 3 62 式 3 42 式 3 50 式 3 51 及代 h wwL hhh 0 入上式 得到 32 0 2 0 2 0 3600 1000 84 2 1153 0 2 34 5 w LV w w LV L V wT l q Eh hl q g u hH 物系一定 塔板结构尺寸一定 则等均为定值 而 及 00LVwwT lhhH 又有如下关系 即 VV qu 0与 Nd q u VV 2 0 0 4 式中阀孔数亦为定值 因此 可将上式简化 得 0 dN与孔径 32 2 2 32 1 52 2191794 0053 0 LVLVVV qqq 在操作范围内任取若干个值 依上式算出相应的值列于附表 2 中 LV q VV q 附表 8 泛点线数据 3 7 3 液相 负荷 上限线 此线反映对于液体在降液管内停留时间的起码要求 对于尺寸已经确定的降液管 若液体 0 0005 0 001 0 0015 0 002 smq LV 3 1 79 1 77 1 75 1 72 smq VV 3 盐城师范学院 化工原理课程设计 23 流量超过某一限度 使液体在降液管中的停留时间过短 则其中气泡来不及放出就进入下层 塔板 造成气相返混 降底塔板效率 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3 5s 依式 3 41 知液体在降液管 内停留时间 s q HA LV Tf 5 3 3600 求出上线液体流量值 常数 在图上 液相负荷上限线为与气体流量 LV q LVVV qq 无关的竖直线 VV q 以作为液体在降液管中停留时间的下限 则 s5 sm HA q Tf LV 0050 0 5 45 0 051 0 5 3 max 3 7 4漏液线 对于F1型重阀 依o计算 则o 5 00 V uF V u 5 0 又知 即 0 2 0 4 Nudq VV V VV Ndq 5 4 2 0 式中均为已知数 故可由此式求出气相负荷的下限值 据此作出与液相流 V Nd 0VV q 量无关的水平漏液线 以作为规定气体最小负荷的标准 则5 0 F sm F NdNudq V VV 44 0 93 2 5 126039 0 444 3202 00 2 0 min 3 7 5液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件 依下列的计算式 mh w 006 0 0 w h0 32 min 0 3600 1000 84 2 w LV w l q Eh 计算出的下限值 依此作出液相负荷下限线 该线为与气相流量无关的竖直直线 LV q 盐城师范学院 化工原理课程设计 24 006 0 3600 1000 84 2 32 min w LV l q E 取则 1 E sm l q w LV 00056 0 3600 66 0 184 2 1000006 0 3600184 2 1000006 0 3 3232 min 根据本题附表 1 附表 2 及式 3 式 5 可分别作出塔板负荷性能图上的 共 5 条线 见附图 2 由塔板负荷性能图可以看出 在任务规定的气液负荷下操作点 A 设计点 处在适宜操作区内的适中位置 塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制 按照固定的气液比 由附图 2 查处塔板的气相负荷上限 气相负smq VV 65 1 3 max 荷下限 所以 smq VV 48 0 3 min 操作弹性44 3 48 0 65 1 3 8 塔附件设计 3 8 1 接管 进料管 本设计采用直管进料管 管径的计算如下 F LV u q d 4 取 得smuF 6 1 mmd89 40 6 114 3 0021 0 4 取的进料管 mmmm5 246 3 8 2 法兰 由于常压操作 所有法兰均采用标准管法兰 平焊法兰 由不同的公称直径选用想用法兰 根据进料管选取进料管接管法兰 199720593 3225 0 GBDNPN 3 8 3 筒体与封头 1 筒体 用钢板卷制而成的筒体 其公称直径的值等于内径 当筒体直径较小时可直接采用 盐城师范学院 化工原理课程设计 25 无缝钢管制作 此时公称直径的值等于钢管外径 根据所设计的塔径 先按内压容器设计厚度 厚度计算见下式 C c p Dp 2 式中 计算压力 MPa 根据设计压力确定 C p 塔径D 焊接接头系数 对筒体指纵向焊接系数 设计温度下材料的许用应力 MPa 与钢板的厚度有关 由上式计算出的计算厚度 加上腐蚀裕量得到设计厚度 2 C d 2 封头 本设计采用椭圆形封头 由公称直径 查得曲面高度 直面1000 DNmmh250 1 高度 选用封头 mmh40 2 954737 181000 TJBDN 3 8 4 人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道 一般每隔10 20块塔板设1个人孔 本设计的精馏塔共设28块塔板 需设2个人孔 每个人孔直径为450mm 在设置人孔处 板 间距为800mm 群座上应开2个人孔 直径为450mm 人孔伸入塔内部应与塔内壁修平 盐城师范学院 化工原理课程设计 26 参考文献 1 贾绍义 柴诚敬 化工单元过程及设备设计课程设计 天津 天津大学出版社 2002年 38 71 101 133 2 陈敏恒 从德滋 方图南 齐鸣斋 化工原理 上册 第二版 北京 化学工业出版社 1999年 310 313 3 陈敏恒 从德滋 方图南 齐鸣斋 化工原理 下册 第二版 北京 化学工业出版社 1999年 49 103 4 陈常贵 柴诚敬 姚玉英 化工原理 下册 天津 天津大学出版社 2002年 3 8 90 111 5 唐伦成 化工原理课程设计简明教程 哈尔滨 哈尔滨工程大学出版社 2005年 35 66 6 图伟萍 陈佩珍 程达芳 化工过程及设备设计 北京 化学工业出版社 2003年 7 刘光启 马连湘 刘杰 化学化工物性数据手册 无机卷 北京 化学工业出版社 2002年 1 27 8 刘光启 马连湘 刘杰 化学化工物性数据手册 有机卷 北京 化学工业出版社 2002年 299 324 9 罗传义 时景荣 VBA程序设计 吉林 吉林科学技术出版社 2003年 139 151 10 卢焕章 石油化工基础数据手册 2006 abstract chemical production often need to undertake liquid mixture of separation to achieve purification or recycled useful components purpose distillation is using liquid mixture of various components of the volatile degrees by many different and part evaporative and achieve weight component part condensation method of separation of Distillation operation in chemical petroleum chemical industry light industry and other industrial production in occupies an important position Therefore grasps the gas liquid balance relationship familiar with all kinds of tower operation characteristics of selection design and analysis of various parameters separation process is very important Distillation design including design scheme selection design and calculation of main equipment of process materials heat balance the numerical calculation process parameters of selected equipment structure design and process design and calculation of the size auxiliary equipment selection process flow diagram the main equipment technological conditions of graph etc Based on the operation we can draw the distillation column various design such as tower process and production operating conditions and physical parameter is reasonable heat exchanger and pump and various over size is reasonable in order to ensure the process of distillation smoothly and make the improvement of efficiency as far as possible key words benzene toluene rectifying section mention fractions section float valve tower 盐城师范学院 化工原理课程设计 27 后记 本次化工原理课程设计历时两周 是学习化工原理以来第一次独立的工业设计 化工原理 课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节 通过课程设计使我们初步掌握化工设计的 基础知识 设计原则及方法 学会各种手册的使用方法及物理性质 化学性质的查找方法和技 巧 掌握各种结果的