化工课程方案模板

1、苯-甲苯V苯-氯苯）二元体系筛板精馏塔设计1前言 < 每人不能相同）1.1设计目的/意义1.2塔设备简介2设计说明书2.1流程简介n却1E-ikJt£全a图1-1精馏过程流程图 2.2工艺参数选择3工艺计算3.1物料衡算F=D+W FXf=DXd+WXw DX d/FX f= n 得：D= Kmol/hW= Kmol/hXw=3.2理论塔板数的计算查找各体系的汽液相平衡数据 苯甲苯气液相平衡见化工原理P483附表202）苯-氯苯汽液相平衡数据见附录平衡线方程：理想体系： 计算每一点的a取平均值平衡线方程：y= ox/1+（ a1x 非理想体系分段计算平均 a用作图法3.2.3

2、q线方程 泡点进料：q=1 16C进料：查物性数据： 查物理化学手册或化工原理附录） 易挥发组分比热C1= kJ/kgK 难挥发组分比热C2=kJ/kgK易挥发组分汽化潜热r1= kJ/kgK 难挥发组分汽化潜热"进料温度t1 = C进料组成对应的泡点温度t2=C 根据进料组成查平衡数据）平均r =Zf r1*分子量M轻组分+（1- Zf2*分子量M重组分=kJ/mol平均Cp= zf C1*分子量M轻组分+（1- zf C2*分子量M重组分=kJ/KmolK q= 参考p310习题11）r2= kJ/kgK计算q线方程:回流比取）Rmin 最小回流比 回流比R=操作线方程精馏段操作

3、线方程为：提馏段操作线方程为：理论板数的计算精馏段理论板数=，第块为进料板 提馏段= 总理论板数Nt=3.3实际塔板数的计算全塔效率Et由O conne关联图查得全塔效率 Et，见化工原理P347,图8-32平均粘度的计算：各组分在平均塔温下的粘度线性加和得到逐板计算或作图法）Mav= P1XF1+1 Xf1)3.3.2 实际板数 NeNe=Nt/Et气相流率kmol/h ）液相流率kmol/h ）精馏段提馏段表3-1塔内气液流率汇总3.4热量衡算341预热器的热量衡算塔顶冷凝器热量衡算塔底再沸器热量衡算4塔的结构计算板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢

4、流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。板式塔为逐级接触式的气液传质设备，沿塔方向，每层板的组成、温度、压力都不同 。设计时，分别计算精馏段、提馏段平均条件下的参数作为设计依据，以此确定塔的尺寸，然后再作适当调整，但应尽量保持塔径相同，以便于加工制造4.1混合组分的平均物性参数的计算平均分子量的计算(1)塔顶的平均分子量<X1为与y1二Xd平衡 的液相组成) M vdm = Xd 轻组分+<1 Xd )*M重组分M ldm = X1 M轻组分+<1 X1) HM重组分<2)进料板的平均分子量进料板对应的组成Xn 和 yn (进料板对应的组成由逐板计算得到，Mv

5、fm= yn M轻组分+<1 yn) >M重组分Mlfm= Xn>M轻组分+<1 Xn) >M重组分<3)塔底的平均分子量<yw为与xw平衡的气相组成)Mvwm = yw>M轻组分+<1 yw) XM重组分Mlwm= XwXM轻组分+<1 Xw) XM重组分<4)精馏段、提馏段的平均分子量精馏段平均分子量 M LM =( M LDM + M LFM >/2=M VM =( M VDM + M VFM >/2=提馏段平均分子量 M LM =( M LWM + M LFM >/2=M VM=( M VWM + M

6、VFM >/2=平均密度的计算<1)液相平均密度查物性数据：易挥发组分密度p = Kg/m3难挥发组分密度p = Kg/ m塔顶易挥发组分质量百分比进料易挥发组分质量百分比塔底易挥发组分质量百分比n值各人不同>ai = a2 = a3=<将Xd换算成质量分率)<将Xn换算成质量分率)<将Xw换算成质量分率)Kg/ m 3Kg/ m 3塔顶液相密度：pd = 1/a p+(1-a1> / p=进料液相密度：pF = 1/a2/ p+(1-a2> / p=p3塔底液相密度：PLW = 1/a3/ p+(1-a3> / p= Kg/ m3 精馏段

7、的平均液相密度：，pM = (PLD+ pLF>/2= Kg/ m 3 提馏段的平均液相密度：plm = ( Pf+ pw>/2= Kg/ m 3<2)汽相平均密度根据塔顶组成查平衡数据计算塔顶温度Td=C根据进料板组成查平衡数据计算 进料板温度Tf=C 根据塔底组成查平衡数据计算精馏段：Tm=<Tf+Td) /2=3pvm = PMv/RTm= Kg/ m提馏段：T m=<T f+T w ) /2=pvM = PM v/RT m=塔底温度Tw3气相流率<m /h)3液相流率<m /h)精馏段提馏段Kg/ m 3表4-1塔内气液流率汇总4.2塔高的计算

8、 板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度，可按下式计算:式中Z塔的有效高度，m；Et全塔总板效率；Nt 塔内所需的理论板层数；Ht塔板间距，m。Ht的初选选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。 由表4-1列出的塔板间距的经验数值选取。表4-2塔板间距与塔径的关系塔径/D, m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板间距/Ht, mm200300250350300450350600400 600化工生产中常用板间距为：200，250，300, 350, 400，450，500, 600, 700, 800mm。在决定板间距时还应

9、考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空 间，其值不应小于600mm。以下均要分别计算精馏段、提馏段的结构）4.3塔径的计算计算塔径的方法有两类：一类是根据适宜的空塔气速，求出塔截面积，即可求出塔径 。另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速，算出一个孔阀孔或筛孔）允许通过的气量，定出每块塔板所需孔数，再根据孔的排列及塔板各区域的相互比例，最后算出塔的横 截面积和塔径。本次数据采用第一种方法。初步计算塔径板式塔的塔径依据流量公式计算，即式中D塔径m；Vs塔内气体流量m3/s;u空塔气速m/s。计算塔径的关键是计算空塔气速U。设计中，空塔气速U的计算方法是，先求得最大空塔气速Um

10、ax,然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即最大空塔气速Umax可根据悬浮液滴沉降原理导出，其结果为EKI式中Umax允许空塔气速， m/S；3p, p分别为气相和液相的密度，kg/m ；C 气体负荷系数，m/s,对于浮阀塔和泡罩塔可用下图确定;（寻）缶）图4-1 史密斯关联图图中Ht 塔板间距，m；hL 板上液层高度，m； V丄 分别为塔内气、液两相体积流量， m3/s； vp pl分别为塔内气、液相的密度，kg/m3上图中的气体负荷参数 C20仅适用于液体的表面张力为 0.02N/m，若液体的表面张力为6N/m，则其气体负荷系数 C可用下式求得：所以，初步估算塔径为：乂 其中，u适宜的空

11、塔速度， m/s。因为精馏段、提馏段的汽液流量不同，故两段中的气体速度和塔径也可能不同。在 初算塔径中，精馏段的塔径可分别按精馏段、提馏段的平均物理参数计算。塔径的圆整目前，塔的直径已标准化。所求得的塔径必须圆整到标准值。塔径在1M以下者，标准化先按100mm增值变化；塔径在 1M以上者，按200mm增值变化，即1000mm、1200mm、14 00mm、1600mm4.4塔板结构参数的确定溢流装置的设计溢流装置包括降液管、溢流堰、授液盘等几个部分，是液体的通道，其结构和尺寸对塔的 性能有着重要影响。A降液管截面积AdB溢流堰包括堰高 hw 堰长lw及howC受液盘和底隙ho核算：ub=Ls/

12、（Lw.h 0><0.30.5 m/s图4-2溢流装置图4-3塔盘布置442塔盘布置 如图4-3)A受液区或降液区均为Af的计算式计算B入口安定区和出口安定区Ws = 50100 mmC 边缘区 Wc 2550 mmAaD有效传质区：塔板上布置有筛孔的区域，称有效传质区，面积为= 2 xvr - j +2 sin I2 注r)筛孔数及排列并计算开孔率5精馏塔的流体力学性能验算 5.1分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算1. 气体通过筛板的压强降hp允许压降2. 液沫夹带校核般规定，液沫夹带量ev 0.1kg液/kg干气属过量液沫夹带，为不正常操作状况3溢流液泛条件的校核x|

13、对于一般物系，©0.4。值可取0.5,对于不易起泡物系，值约为0.60.7,对于易起泡物系，/可取值0.34液体在降液管内停留时间的校核 最大液流量)式中Ls液相体积流量，m3/s。値应根据不同液体的性质在 3至5秒内定值。5 漏液限 最小气量)uO设计孔速uow 漏液点孔速5.2分别作精馏段、提留段负荷性能图<1）负荷性能图的其它几条曲线的依据分别是： 雾沫夹带线 以eV<O.1kg液/kg气时，相应塔径D对应的泛点率计算（泛点率值大者>。 液泛线以HD=© （HT+Hw>为限。 液相负荷上限线 全塔LS,max在降液管中停留时间=3 5s时求出。

14、 漏液线见上面5. 液相负荷下限线以堰上液层高度how=0.006m计。注意：画出负荷性能图的五条线后，还应标出操作点、画出操作线、计算操作弹性以及注明控制气相的上限量的是哪一条线表4-3塔结构参数汇总精馏段提留段塔径降液管面积。6塔的总体结构6.1塔体总高度板式塔的塔体总高度 <不包括裙座）由下式决定:(5-1> 式中 Hd塔顶空间，m;Hb塔底空间，m；Ht塔板间距，m；Ht 开有人孔的塔板间距，m；Hf进料段高度，m；Np实际塔板数；S人孔数目 <不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。6.2塔板结构塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从300900m m时

15、采用整块式塔板；当塔径在 800m m以上时，人已能在塔内进行拆 装操作，无须将塔板整块装入。并且，整块式塔板在大塔中刚性也不好， 结构显得复杂，故采用分块式塔板；塔径在800900mm之间，设计时可按便于制造、安装的具体情况选定。7辅助设备的选择换热器名称介质温度，C进出塔顶冷凝器壳程管程循环冷凝水2040塔底再沸器管程泡点泡点+4 C壳程蒸汽168C168 C表7-1换热器结果列表7.1塔顶冷凝器的选择查第四章传热表4-8<K值得大致范围）：取总传热系数K=W/m 2 Cd=1 xy1+2 01-y 1>Q=（R+1>Dr d换热器面积A= m2选型：将计算出的换热器面积

16、作为公称面积，在附录中选择换热器型号，并列出所选择的 换热器的参数。7.2塔底再沸器的选择查第四章传热表4-8<K值得大致范围）：取总传热系数K=W/m2Crw=ri*X w+2*（1-X w>易挥发组分比热ci = kJ/kgK 难挥发组分比热C2= kJ/kgK平均Xi : mol分率Q=V 'rw+ V t =KJ/h换热器面积A =m2选型：将计算出的换热器面积作为公称面积，在附录中选择换热器型号，并给出所 选择的换热器的参数。7.3管道设计与选择 <要求圆整成标准管径）精Jt*_1* H取：液体流速 uL =13 m/s 气体流速Ug =10-30m/s 蒸

17、汽：u=30-50m/s公式：u=V/（ n4df1、塔顶回流管2、塔顶蒸汽出口管3、塔顶产品出口管4、进料管5、塔釜出料管6、塔釜回流管7、塔釜产品出口管蒸气出口管中的允许气速Uv应不产生过大的压降，其值可参照表7-2表7-2蒸气出口管中允许气速参照表操作压力 绝压）常压14006000Pa> 6000 Pa蒸汽速度/m/s12 2030 5050 707.4泵的选型1、进料泵给出：流量F= m /hr 扬程H = 50m选择型号的泵2、回流泵给出：流量F=m3/hr扬程H = 30 m从附录选择型号的泵表7-3辅助设备汇总辅助设备型号塔顶冷凝器塔底再沸器塔顶回流管塔顶蒸汽出口管塔顶产品出口管进料管塔釜出料管塔釜回流管塔釜产品出口管进料泵回流泵8画塔的装备图1号图纸）9编写设计说明书（装订课程设计说明书和计算书内容及顺序 封面任务书目录第一章前言（或序言 （本章和以下各章可以自行分段、分节第二章设计说明书 内容包括：设计单元操作方案简介、设计单元过程和设备的评述等）第三章 工艺计算包括：物料衡算、理论塔板数的计算、实际塔板数的计算、热量衡算及设计结果汇总）第四章 塔的结构设计 塔径、塔盘结构即计算