化工原理课程设计计算示例

化工原理壳程设计计算示例一 浮阀塔工艺设计计算示例拟设计一生产酒精的板式精馏塔。来自原料工段的乙醇-水溶液的处理量为48000吨/年，乙醇含量为35%（质量分率）原料温度为45。设计要求：塔顶产品的乙醇含量不小于90%（质量分率），塔底料液的乙醇含量不大于0.5%。附乙醇-水溶液的平衡数据如下表液相中乙醇的含量（摩尔分率）气相中乙醇的含量（摩尔分率）液相中乙醇的含量（摩尔分率）气相中乙醇的含量（摩尔分率）0.00.0040.010.020.040.060.080.10.140.180.20.250.30.350.40.00.0530.110.1750.2730.340.3920.430.4820.5130.5250.5510.5750.5950.6140.450.50.550.60.650.70.750.80.850.8940.90.951.00.6350.6570.6780.6980.7250.7550.7850.820.8550.8940.8980.9421.0一、塔形选择及操作条件的确定1 塔形：选用浮阀塔2 操作条件：操作压力：常压；其中塔顶：1.013105Pa 塔底：1.013105+N（265530）Pa进料状态：饱和液体进料加热方式：用直接水蒸气加热热能利用：拟采用釜残液加热原料液二、工艺流程三、有关工艺计算首先，根据题目要求，将各组成要求由质量分率转换为摩尔分率，其后由，参考资料（一），查出相应泡点温度及计算平均分子量。同理求得 同理求得：，所得结果列于下表1名称料液馏出液釜残液质量分率35900.5摩尔分率0.1740.7790.002分子量kg/kmol22.339.8118.1沸点83.8378.6299.381. 最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，xq=xf =0.174过点e(0.174，0.174)作x=0.174直线与平衡线交与点d，由点d可以读得yq =0.516，因此，又过点a（0.779,0.779）作平衡线的切线，可得切点g由切点g可读得，因此，可见，操作回流比R=1（在1.12.0的范围内）2 塔顶产品量、釜残液量及加热蒸汽量的计算取每年工作日300天，每天24小时计，进料量为：由全塔物料衡算方程写出： D=65.85kmol/h W=364.85kmol/h q=1(泡点) V0 =131.7kmol/h3. 全凝器冷凝介质的消耗量 塔顶全凝器的热负荷：由资料（一）可查出：，故取冷凝介质为水，其进出冷凝器的温度分别为25和35，那么在平均温度下水的比热为，因此，冷却水的用量：4 热能利用拟利用釜残液预热原料液，将原料液预热至泡点所需的热量为进出预热器原料的平均温度下，可查出其比热，所以釜残液放出的热量：若将釜残液温度降至55，那么平均温度为下其比热为，因此可见，理论上可以将原料液加热到泡点。5 理论塔板层数NT的计算精馏段操作线方程：提镏段操作线方程：q线方程：X=0.174在y-x相图中分别画出上述直线，利用图解法可求得：NT =18块，（包括塔釜）其中精馏段13块，提镏段5块6 全塔效率估算（用奥康赖尔法）由相平衡方程式 可得根据乙醇-水溶液的平衡数据（资料一）可查得0.741(塔顶第一块板) 0.516（加料板）0.174 0.002 0.026(塔釜)，因此可以求得：1.232 5.06 13.2全塔的平均相对挥发度：全塔平均温度：在tm温度下查得：因为，所以， 全塔液体的平均粘度：全塔效率：7 实际塔板数NP块（包括塔釜）其中精馏段为：13/0.45=29块四、塔主体尺寸的计算1 精馏段与提镏段的体积流量1） 精馏段：将已知数据整理列于下表2表2位置进料板塔顶（第一板）质量分率=0.35 摩尔分率 分子量，kg/kmol温度，83.8378.62液相平均分子量：液相平均温度：在平均温度下可查得：液相平均密度：平均质量分率：所以 精馏段液相负荷：同理可以算出精馏段的气相负荷，结果列于表3表3名称液相气相平均分子量，kg/kmol3036.13平均密度，kg/m38141.251体积流量，m3/h2.43(0.000625m3/s)3804(1.056m3/s)2) 提镏段：将已知数据整理列于表4表4位置塔釜进料板质量分率xw=0.005，yw=0.065xf=0.35，yf =0.732摩尔分率xw =0.002，yw =0.026xf =0.174，yf =0.516分子量，kg/kmol温度99.3888.83采用与精馏段相同的计算方法，可以计算出提镏段的汽液相负荷。结果利于表5名称液相气相平均分子量kg/kmol20.225.6平均密度kg/m39110.816体积流量m3/h8.09(0.00225m3/S)4132(1.15m3/S)2. 塔径的计算由于精馏段与提镏段上升蒸汽量变化不大，为了便于加工制造，取两段塔径相同。由上述计算结果可知：塔内平均蒸汽流量：塔内平均液相流量：塔内气相平均密度：塔内液相平均密度：塔径的计算式可写成：由于塔内适宜的空塔气速，因此，需要先计算最大允许速度。最大允许空塔气速的计算式为：取塔板间距HT = 0.4m，塔板上液层高度hl = 60mm = 0.6m，那么分离空间：功能参数：由史密斯关联图（资料二）查得：C20 = 0.073，由于，在全塔平均温度下,液相所含乙醇的平均摩尔分率为所以液体的临界温度：由资料（一）查得25下乙醇水溶液的表面张力，平均塔温下乙醇水溶液的表面张力可由下式计算：所以 根据塔径系列尺寸圆整为：D = 1000mm这样一来，精馏段的上升蒸汽的速度为： 提镏段的上升蒸汽的速度为：HD3. 塔高的计算塔高可以根据下式计算：已知实际塔板数N=40，板间距HT=0.4m由于料液比较清洁，无需经常清洁，取每隔8块板设置一个人孔，那么人孔数目为：若取人孔两板间的间距：塔顶空间：HD=1.2m 塔底空间：HW=2.5m进料板空间高度：HF=0.5m总高度：Z=1.2+(40-2-4)0.4+40.6+0.5+2.5=20.2m五、塔板结构尺寸的设计1. 塔板尺寸由于D800mm，采用单溢流型分块式塔板，取无效边缘区宽度，WC = 40mm，破沫区宽度WS =70mm，由参考资料（一）可查出lW =705mm，弓形溢流管宽度Wd = 146mm，弓形降液管面积：Af =0.0706m2 验算：液体在精馏段降液管内的停留时间 液体在提镏段降液管内的停留时间2. 弓形降液管1） 堰高：采用平直堰 取故2） 降液管底隙高度h0若精馏段取h0 =15mm,提镏段取h0=25mm，那么液体通过降液管底隙时的流速：精馏段： 提镏段： 一般经验数值为3） 进口堰高度及进口堰与降液管间的水平距离：本设计不设置进口堰。4） 受液盘：本设计不设置。3. 浮阀数目及其排列采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。1）浮阀数目气体通过阀孔时的速度 取动能因数F=11，那么 因此，(个)2） 排列： 由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距t=75mm，那么相邻两排间的阀孔中心距为： 因此，先取画出相应的阀孔数为60个，不能满足要求：然后再取画出排孔图如下图：t=75mm t=65mm通道板可以排列41个 弓形板可以排列24个，所以总阀孔数目N=41+242=89个校核，实际气体通过阀孔的速度 实际动能因素：（在912之间）开孔率： 开孔率在1014%的范围内，满足要求。六、流体力学验算1. 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hp1) 干板阻力hc浮阀由部分开启转变为全部开启时的临界速度uoc2）板上充气液层阻力hl取板上液层充气程度因素，那么：3）表面张力引起的阻力，一般很小可以忽略，所以气体通过浮阀塔板的压力降为：（通常hp应该在265530Pa范围内）2. 泄露验算动能因素，相应的气相最小负荷为：可见，不会产生过量漏液。3. 液泛验算溢流管内清液层高度Hd为：其中： 所以，为了防止液泛，通常取校正系数，则：不会产生液泛。4. 雾沫夹带的验算泛点率有资料（二）查得，物性系数K=1.0，泛点负荷系数CF = 0.097 所以泛点率可见，雾沫夹带在允许的范围内七、 操作性能负荷图1. 雾沫夹带上限线取泛点率=80%代入泛点率计算式经整理可得雾沫夹带上限方程为2. 液泛线其中： 代入上式，经过简化可得：3. 液体负荷上限线 取，那么 4. 漏液线取取动能因素F0 =5，气体最小负荷：5. 液相负荷下限线 取代入计算式： 经过整理得： 很据上述各线方程式，可画出下面图形所示的操作负荷性能图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.00146,1.103)在正常操作范围内。连接OP做出操作线，由图可知，该塔由雾沫夹带及液相负荷下限，即漏液所控制，由图可读得所以塔的操作弹性为：操作弹性有关计算结果汇总于表6项目数值项目数值塔径D，m1.0板间距HT，m0.4溢流形式弓形单溢流溢流堰长度lw,m0.705溢流堰高度hL,m0.05塔板上液层高度hL,m0.01降液管底隙高度h0,m0.025空塔速度 m/s1.476浮阀个数N89阀孔气速u0,m/s10.55临界阀孔气速uoc,m/s10.32阀孔动能因素F010.55孔心距t,m0.075排间距t,m0.065单板压降 Pa564.7液体在降液管中的停留时间 s精：41.8提：12.6降液管内清液层高度Hd m0.1297泛点率 %63.4开孔率 %13.5操作弹性2.89八、接管尺寸的确定1. 进料管进料体积流量：取适宜输送速度uf =2.0m/s，故经圆整选取热轧无缝钢管（YB231-64）规格：453mm管内实际流速：2. 釜残液出料管釜残液体积流量：取适宜输送速度故： 经圆整选取热轧无缝钢管规格：453mm实际管内流速：3. 回流液管回流液体积流量利用重力回流，适宜流速为，那么 经圆整选取热轧无缝钢管规格：573.5mm4. 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽体积流量：选取适宜蒸汽流速为，那么 经圆整选取热轧无缝钢管规格：2735mm实际流速：5. 水蒸气进口管通入塔中水蒸气的体积流量：选取适宜流速为：，那么 经圆整选取热轧无缝钢管规格：2455mm实际流速：参考文献（一） 华南理工大学化工原理教研室编 化工过程及设备设计 华南理工大学出版社 1996.2（二） 天津大学化工原理教研室编 化工原理（下） 天津大学出版社 1995.4附表 乙醇水系统txy数据沸点t/乙醇摩尔数/%沸点t/乙醇摩尔数/%气相液相气相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18二 标准列管换热器选型示例设计任务：某化工厂需要将50m3/h液体苯从80冷却到35，拟用水作冷却剂，当地冬季水温为5，夏季水温为30。要求通过管程和壳程的压降均不大于10kPa,选用合适型号的换热器。解：1、基本数据的查取苯的定性温度： 查物性数据手册，查得苯在定性温度下的物性数据为 冷却水进口温度取夏季水温30，根据设计经验，选择冷却水温升为8，则其出口温度为38水的定性温度 查取水在定性温度下的物性数据为 。2、流经的选择为了利用壳体散热，增强冷却效果，决定苯走壳程，水走管程。3、热负荷的计算因换热过程为冷却过程，故热负荷应取热流体苯的放热量。又因为对该过程而言，热损失越大越有利于冷却，所以在确定冷却水用量时可以不考虑热损失的问题。 冷却水用量 4、暂按单壳程、偶数管程考虑，先求逆流时的平均温度差： 计算R和P由R和P查图得，故选用单壳程、偶数管程可行。 5、选K值，估算传热面积参照经验值，取K=450W/m2. 6、初选换热器型号由于两流体温差小于50，可选用固定管板式换热器，由固定管板式换热器的标准系列，初选换热器型号为：G10001.6170。主要参数如下：外壳直径 1000mm 公称压力 1.6MPa公称面积 170m2 实际面积 173m2管子规格 252.5mm 管长 30000mm管子数 758根 管程数 4管子排列方式 正三角形 管程流通面积 0.0595m2管间距 32mm采用此换热器，则要求过程的总传热系数为 7、核算压降（1）管程压降 Ft = 1.4 Ns = 1 Np = 4管程流速 对于钢管，取管壁粗糙度 查莫狄图，得 （2）壳程压降 FS=1.15 NS=1 管子为正三角形排列 F=0.5 取折流挡板间距 h=0.2m 则 NB=(L/h)1=(3/0.2)1=14 壳程流速 由计算结果可以看出，管程和壳程压降都能满足工艺要求。8. 核算传热系数（1） 管程对流传热系数 (2)壳程对流传热系数（凯恩法） 由于换热管采用正三角形排列，故 壳程苯被冷却，取(3)污垢热阻 查阅资料得，管内、外污垢热阻分别为： m2/W m2/W(4) 总传热系数 忽略壁面热阻，则总传热系数为因（在1.11.25之间），故所选用的换热器是合适的。设计计算结果：选用固定板式换热器。型号G10001.6170。三、非标准列管换热器的工艺计算单列管换热器无法满足换热任务时，用户可以根据需要自行设计。自行设计的列管换热器称为非标准列管换热器，（一）非标准列管换热器工艺设计步骤非标准列管换热器的设计步骤与标准列管换热器的选型过程大体相同，只是在步骤7上有所区别。具体说明如下：管子长度与根数首先应根据估算出的传热面积，本着便于安装和清洗的原则确定长度。标准换热管成品的长度通常为6m，为合理利用管材，在确定换热管长度L时，应满足6/L为整数的原则。换热管根数n则可用下式确定： (7)管