课件资料化工原理课程设计正文1

目录1绪论31．1概述31．2浮阀塔板简介31.3设计目的42设计条件43精馏塔的设计过程43．1精馏塔的物料衡算43．1．1原料液的物料衡算43．1．2原料液及塔顶、塔底产品的质量分率43.1.3原料液及塔顶、塔底擦河南贫的平均摩尔质量53．2塔板数确实定53．2.1理论板Nt的求取53．2.2实际板层数的求取63．3精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算73．3.1操作压力的计算73．3．2操作温度计算73．3．3平均摩尔质量计算73．3．4平均密度计算83．3．5液体平均外表张力计算83．3．6液体平均黏度计算93．4精馏塔的塔体工艺尺寸计算93．4.1塔径的计算93．5塔板主要工艺尺寸的计算103．5．1溢流装置计算103．5．2塔板布置与浮阀数目排列113．6塔板流体力学验算133．6．1气相通过浮阀塔板的压强降133．6．2淹塔133．6．3.雾沫夹带143．7.塔板负荷性能图143．7.1雾沫夹带线153．7.2液泛线153．7.3液相负荷上限线153．7.4漏夜线163．7.5液相负荷下限线164.设计说明书符号表195.其他部件205．1筒体205．1.1设计壁厚205．1.2筒体参数205．2封头215．3法兰215．4耳式支座225．5精馏塔有效高度的计算226.辅助设备226．1塔顶冷凝器的选择236．2塔底再沸器的选择236．3预热器的选择236．4泵的选择256．4.1进料泵256．4.2回流泵257.结论26参考文献261绪论1.1概述苯与苯基苯〔benzene，C6H6)有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃，在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。苯可燃，有毒，为IARC一类致癌物。苯难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯是一种石油化工根本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工开展水平的标志之一。苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。苯分子去掉一个氢以后的结构叫苯基，用Ph表示。因此苯也可表示为PhH[4]。苯与苯基高径比很大的设备称为塔器。用于组分精馏的塔器称为蒸馏塔，它是化工、生物、制药等工业生产中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气、液接触构件的结构形式，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡状、泡沫状或喷射形式穿国板上的液层，进行传质与传热。工业生产中，一般当处理物料量较大时采用板式塔。按照塔内气、液流动方式，可将塔板分为错流塔板与逆流塔板。错流塔板广泛用于蒸馏、吸收等传质操作中，而逆流塔板虽结构简单，板面利用率高，单需要较高的气速才能维持板上液层，操作范围较小，别离效率液低，工业上应用较少。在主要的几种错流塔板中，应用最早的时泡罩塔，目前使用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。本课题着重介绍浮阀塔的特点及应用情况。1.2浮阀塔板简介浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔与筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型。其结构特点是在塔板上开有假设干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气体从浮阀周边水平地进入塔板上液层，福阀可根据气流流量的大小而上下浮动，自行调节。塔的类型很多，国内常用的有F1型、V-4型及T型等，其中以F1型浮塔用用最为普遍。浮阀塔的优点是结构简单、制造方便、造价低、塔板开孔率大、生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率与操作弹性下降。由于浮阀塔具有生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等特点，且加工方便，故有关浮阀塔的研究开发已是目前新型塔板研究的主要塔板。但在目前的工业生产中，F1型浮阀应用最为广泛，因为F1型浮阀已有系列化标准，各种设计数据完善，便于设计和比照。1.3课题设计目的本次课题设计主要有以下几方面的目的：1、通过课程设计不仅稳固和深化了有关化工过程及设备方面的知识，而且可用它们去分析和解决化工设备在操作、安装及检修等方面的实际问题，增强理论联系实际的能力。2、通过化工原理课程设计，可以建立工程的观点和经济的观点，使我们具有辨证的科学思维方法。3、通过查阅技术资料，选用公式，搜集数据，讨论工艺参数与结构尺寸间的相互影响，从而培养我们分析问题和解决问题的能力。4、提高文字的表达能力，掌握撰写技术文件的能力。2．设计条件本次精馏塔按照以下条件进行设计：进料量:F=43kmol/h进料组成：XF=0.6(摩尔分率)进料温度：tF＝tB〔泡点温度〕产品要求：XD=99％回收率：=98%全塔效率:ET=52%3.精馏塔的设计过程3.1精馏塔的物料衡算原料液的物料衡算回收率＝98％D=21.28kmol/hF=D+WW=43-21.28=21.72kmol/hF*XF=D*XD+W*XWXW=21.79%原料液及塔顶、塔底产品的质量分率苯的摩尔质量:MA＝78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量:MB＝92.13kg质量分率：XF=0.45XD＝0.9880.2779＝XW＝0.01983.1MF=0.5*(78.11+92.13)=85.13kg/kmolMD=0.99*78.11+0.01*92.13=78.25kgMW=0.0198*78.11+(1-0.0198)*92.13=90.45kg3.2塔板数确实定理论板数NT的求取苯-甲苯属理想物系,可采取图解法求理论板层数(1).由设计手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据,绘出x-y图,见图1表1：苯—甲苯物系的气液平衡数据温度〔℃〕110.6106.1105102.110098.695.295x00.0880.1300.2000.2580.3000.3970.412y00.2120.2620.3700.4560.5000.6180.633温度〔℃〕92.19089.486.88584.482.380.1x0.4890.5810.5920.7000.7800.8030.9031.000y0.7100.7770.7890.8530.9000.9140.9571.000(2).求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比.在图1中对角线上,自点e(0.5,0.5)作垂线ef为进料线(q线),该线与平横线交点坐标为:yq=0.74xq=0.5故最小回流比为:Rmin===1.04取操作回流比为:R=2Rmin=2*1.04=2.08(3).求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.08*21.28=44.26kmol/hV=(R+1)D=3.08*21.28=65.54kmol/hL＇=L+F=44.26+43=87.26kmol/hV＇=V=65.54kmol/h(4).求操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：(5).图解法求理论塔板层数采用图解法求理论板层数，如图1所示，求解结果：总理论板层数：NT=14进料板层数：NF=7实际板层数的求取精馏段实际板层数：N精＝6/0.52=12提馏段实际板层数：N提＝8/0.52＝163．3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算3.3.1塔顶操作压力：=101.3kPa每层塔板压降：△P=0.7kPa进料板压力：=101.3+0.7*12=109.7kPa精馏段平均压力：Pm=(101.3+109.7)/2=105.5kPa操作温度计算塔顶温度：=82.1℃进料板温度：=92.1℃精馏段平均温度：tm=(82.1+92.1)/2=87.1平均摩尔质量计算由=0.99,查平衡曲线〔见图1〕得：=0.97=0.99*78.11+0.01*92.13=78.25kg/kmol=0.97*78.11+(1-0.97)*92.13=78.531kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板〔见图1〕得：=0.7,查平衡曲线得：=0.47=0.7*78.11+(1-0.7)*92.13=82.316kg/kmol=0.47*78.11+(1-0.47)*92.13=85.541kg/kmol精馏段平均摩尔计算＝〔78.25+82.316〕/2＝80.28kg/kmol=(78.531+85.541)/2=82.04kg/kmol平均密度计算〔1〕气相平均密度计算由理想气体转台方程计算，即：(2)液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即：塔顶液相平均密度计算由,查手册得：进料板液相平均密度计算由,查手册得：进料板液相质量分率：,精馏段液相平均密度为：＝〔812.35+797.58〕/2＝804.97液体平均外表张力计算液相平均外表张力依下式计算，即：塔顶液相平均外表张力的计算由，查手册得进料板液相平均外表张力计算由，查手册得精馏段液相平均外表张力为：液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即：塔顶液相平均粘度的计算由，查手册得解得由，查手册得解得精馏段液相平均外表张力为：3.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：由得取板间距,那么:，查图可知取平安系数为0.6,那么空塔气速为:按标准塔径圆整后为D=1.5m塔截面积为实际空塔气速为3.5塔板主要工艺尺寸的计算3.5因塔径D=1.5m,可选用单溢流弓形降液管,采用凹型受液盘.各项计算如下:1.堰长取2.溢流堰高度近似选取E=1,那么根据下面计算公示可求得:取板上清液层高度那么:3.弓形降液管宽度由,得知:故:液体在降液管中停留时间为:所以降液管设计合理4.降液管底隙高度选用凹型受液管盘,深度3.5.2塔板布置1.塔板的分块因2.边缘宽度确实定取3.开孔区面积的计算开孔区面积其中4.浮阀数目与排列取阀孔动能因子孔速每层塔板上的浮阀数浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,取同一横排的孔心距t=0.075m,那么排间距考虑到塔的直径较大,必须采用分块式塔板,而各分块板的支撑与衔接也要占去溢局部鼓泡区面积,因此排间距不宜选用89mm而应小于此值,故取,按,按3.6塔板流体力学验算3.6.1可根据公式求得干板阻力板上充气液层阻力本设备是别离苯-甲苯混合物,即液相为碳氢化合物,可取充气系数液体外表张力所造成的阻力此阻力很小,可忽略不计因此,与气体流经一层浮阀塔的压强降所相当的液柱高度为:3.6.2为了防止淹塔现象发生,要求控制降液管中清液层高度,1.与气体通过塔板的压强所相当的液柱高度2.液体通过降液管的压头损失因不设进口堰,故按式计算=3.板上液层高度:那么:取<,符合防止淹塔的要求.3.6.3按公式泛点率=及泛点率=计算泛点率板上液体流经长度:=板上液流面积:=泛点率=泛点率=由计算出的泛点率可以看出,均低于80%,故可知雾沫夹带能够满足要求3.7塔板负荷性能图3.7.1公式泛点率=按80%计算如下:整理得:(1)由式(1)知雾沫夹带线为直线,那么在操作范围内任取两个值,依式(1)算出相应的值,列于表2中0.0010.0022.542.51据此可作出雾沫夹带线1由确定泛液线=++降上述已算定好的数值带入公式,并简化可得与的关系式,如下:(2)在操作范围内取假设干各值,带入(2)式,算得值列入表3中0.0010.0050.0090.0133.473.283.012.65据此可作出泛液线23.7.3液相的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s,那么以5s作为也已在降液管中停留时间的下限,那么:该值即为液相负荷上限线33.7.4对于F1型重阀,依以据此作出与液体流量无关的漏液线43.7.5取堰上液层高度作为液相负荷下限条件,那么:据此作出与气相流量无关的液相负荷下限线5根据表1、2及求得的五条线，绘制出塔板负荷性能图，如下：Vs/〔QUOTE/s〕P43211412800000642Vs/〔QUOTE/s〕P432114128000006421010由塔板负荷性能图可以看出：〔1〕、塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。〔2〕、任务规定的气、液负荷下的操作点P处在适宜操作区内的适中位置。〔3〕、按照固定的液气比，由上图可查处塔板的负荷上限2.65，气相负荷下限0.73，所以，操作弹性比＝3.63表3浮阀塔板工艺设计计算结果工程数值及说明备注塔径D/m1.5板间距HT/m0.5塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)0.851堰长Lw/m0.99堰高hw/m0.034板上液层高度HL/m0.05降液管底隙高度ho/m0.024浮阀数N/个196等腰三角形叉排阀孔气速/(m/s)6.42阀孔动能因数Fo10.8临界阀孔气速/(m/s)5.94孔心距t/m0.075指同一横排的孔心距排间距/m0.08指相邻二横的中心线距离单板压降/Pa505.39降液管内清液层高度Hd/m0.11126泛点率/%49.7气相负荷上限/()2.65雾沫夹带控制气相负荷下限/()0.73漏液控制操作弹性3.634.设计说明书符号表a——质量百分比。a——填料的比外表积，m2/m3。A——面积，m2。cp——比热容，kJ/kg·K。d——管径，mm。D——塔顶产品流量，kmol/h。D——塔径，m。Di——圆筒内径，mm。DN——公称直径，mm。F——进料量流量，kmol/h。g——重力加速度，m/s2。G——汽相摩尔流率，kmol/(s·m2)H——扬程，m。Hb——塔底空间高度，m。Hd——塔顶空间高度〔不包括封头〕，m。Hf——液体再分布器的空间高度，m。h0——封头直边高度，mm。HETP——等板高度，m。Σhf——沿程阻力，J/kg。K——传热系数，W/(m2·℃)。l——管长，m。L——液相摩尔流量，kmol/h。Lh——液体喷淋量，m3/h。Lh,min——最小液体喷淋量，m3/h。Lw,min——最小润湿率，m3/(m·h)。M——摩尔质量，kg/kmol。n——填料层分层数。NT——理论塔板数。p——压强，Pa。Δp——压降，Pa。PN——公称压力，Pa。Q——换热器的热负荷，W。R——回流比。Re——雷诺数，无量纲。Rmin——最小回流比。t——温度，℃。Δtm——对数平均温度差，℃。T——绝对温度，K。u——空塔气速，m/s。uf——空塔气体泛速，m/s。U——喷淋密度，m3/(m2·h)。Umin——最小喷淋密度，m3/(m2·h)。V——汽相摩尔流量，kmol/h。W——塔底产品流量，kmol/h。W——质量流量，kg/h。Wh——热流体质量流量，kg/h。x——液相摩尔分数。xD——塔顶产品浓度。xF——进料浓度。xW——塔底产品浓度。y——气相摩尔分数。Z——高度，m。α——组分的相对挥发度。γ——汽化潜热，kJ/kg。ε——空隙率。ε——管壁绝对粗糙度，m。ρ——密度，kg/m3。μ——流体粘度，Pa·s。λ——摩擦系数，无量纲。ξ——局部阻力系数，无量纲。η——回收率。σ——外表张力，N/m。δd——圆筒设计厚度，mm。φ——填料因子，m2/m3。φ——焊接头系数。5.其他部件5.1筒体设计壁厚圆筒计算厚度，考虑到介质对筒壁的腐蚀作用，在设计筒体所需厚度时，还应在计算厚度的根底上，增加腐蚀裕度C2。由此得到筒体的设计厚为式中：δd——圆筒设计厚度，mm；Di——圆筒内径，mm；p——容器设计压力，MPa；φ——焊接头系数。由于p与[δ]tφ比很小，采用简写式：.根据表8-6[2]，设计温度为98.91℃≈100℃，采用碳素钢钢板，查得钢计算压力圆筒内径：焊接头系数：那么，圆整后为4mm，在钢号为Q235-B，钢板标准为GB912的厚度3~4mm筒体参数根据表8-6[2]选择如下参数：表5.1压力容器用碳素钢钢板的需用压力钢号钢板标准使用状态厚度mm常温强度指标100℃MPaδbMPaδsMPaQ235-BGB912热轧3~4mm3752351135.2封头选用标准椭圆形封头。这种封头是由半个椭圆球和一段高度为h0的圆柱形筒节构成。公称直径：曲面深度：根据表8-12[2]，封头直边高度，壁厚4mm选用EHB325椭圆形封头，其参数如下，表5.2EHB椭圆形封头内外表积、容积、质量公称直径DNmm总高度Hmm名义厚度δnmm内外表积Am2容积Vm3质量Mkg32510660.12920.00586.15295.3法兰由于在常压下操作，所有法兰均采用标准管法兰——平焊法兰。由公称压力PN=1.0MPa。填料筒法兰查表10-4[2]选择如下参数：表5.3PN=1.0MPa的甲型平焊法兰尺寸与质量公称直径DN/mm法兰/mm螺柱对接筒体最小厚度/mm连接尺寸法兰盘厚度高颈尺寸质量/kg规格数量DD1D2D3D4d甲型平焊Hhδ1δ2R3004153803503403371826852512221212.5M161645.4耳式支座根据参考文献，AN型耳式支座参数如下：表5.4AN型耳式支座尺寸/mm支座号支座本体允许载荷[Q]/(kN)适用容器公称直径DN高度H底板筋板螺栓(孔)支座质量/kgl1b1δ1s1l2b2δ2d螺纹110300~600125100606308080424M200.75.5精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为:提馏段有效高度为:在进料板上方开一入孔,高度为1m精馏塔的有效高度为:6.辅助设备换热器设计参数换热气名称介质温度,℃进出塔顶冷凝器壳程塔顶泡点塔顶泡点管程循环冷凝水2040塔底再沸器壳程泡点泡点+4管程蒸汽1681686.1塔顶冷凝器的选择总传热系数K=1250W/m2rD=r1*y1+r2*(1-y1)=225.6kj/kgQ=(R+1)DrD=1366.7kj换热器面积A=43.2m2塔顶冷凝器的主要参数外壳直径D/mm公称压强Pg/(kgf/cm2)公称面积A/m2管子排列方法管长l/m管子外径do/mm管子总数N/根管程数壳程数4001643.2△625102Ⅱ16.2塔底再沸器的选择总传热系数K=2500W/m2rw=r1*Xw+r2*(1-Xw)=987,738kj/kg平均Cp=∑Cpi*Xi=15.43kj/kgKQ=V’*rw+V’*Cp*△t=3500000KJ/h换热器面积A=5.28m2塔顶再沸器的主要参数外壳直径D/mm公称压强Pg/(kgf/cm2)公称面积A/m2管子排列方法管长l/m管子外径do/mm管子总数N/根管程数壳程数273255.28△22538Ⅰ16.3预热器的选择表6.1预热器设计参数预热器名称介质温度℃进出进料预热器壳程常压下饱和蒸汽100100管程2589.54Q=FMFcp(tb-tF)进料温度：tF=25℃泡点温度：tb=89.54℃F=43kmol/h查液体的比热容图得：cp,甲醇=2.569kJ/(kg·K)，cp,水=4.173kJ/(kg·K)kJ/(kg·K)查[1]表4-8〔K值得大致范围〕：取总传热系数K=1500W/(m2·℃)Q=FMFcp(tb-tF)=J/s因为热流体为饱和蒸汽冷凝，Q=Whγ=FMF(tb-tF)查表得t=100℃时，γ=2258.4kJ/kg那么，Wh=277℃传热面积：圆整后在[1]附录中选择换热器：表6.2固定管板式热交换器系列参数外壳直径D/mm273公称压强pg/(kgf/cm2)25公称面积A/m24管子排列方法正三角排列管长l/m2管子外径d0/mm25管子总数N/根32管程数2壳程数1管程通道面积/m20.00503换热器的实际传热面积：W/(m2·℃)定性温度为t=〔25+89.54〕/2=57.27℃，查表ρ=0.97595g/m3，μ=0.56mPa·s，λ=0.5446W/(m·K)，cp=4.2