化工原理课程设计

B： 0610310211俊 戴勇967目录 一、设计方案简介 二、基础数据 （（））三、工艺计算 （— 8）四 、设备计算 （— 12）五 、流体力学验算 （1— 15）六 、辅助设备设计 （1— 17）七、小结 （ 18）第一节 设计方案简介 一、 设计方案的论证塔板类型及选择依据：塔板类型目前分为四种：1.泡罩塔板；2.筛板；3.浮阀塔板；4.喷射型塔板。目前使用最广泛的是筛板塔和浮阀塔板。本方案采用的是F1型浮阀塔板（国外称）。浮阀塔具有以操作；塔板高；及液差较；塔的比较，型浮阀塔的简、方、节、。广泛用化及产中，现部（。、设计程的预，，作为釜液，使得精馏操作进行。、的选择本方案使用精馏，和液进及泡第节 据一、 和蒸和蒸采用因方程求解Bp0

A

tC中 po—和蒸汽， T 和度，℃A,B,C—苯，甲苯的因见表2-1组分 A B C苯 6.023 1206.35 220.24甲苯 6.078 1343.97 219.58（表2-1）2-2

力分（l） kJ/k）/m2） 03m）苯 78800393.928.69288636327.92）第三节 工艺设计、 平衡关系：B计算公式： p0AA tCp0B

B

AtCPP0BxAP0BA B

P0x P0y B A α AA P P0BP0P0P0T) xA Byα80.1 101.33 39.21 1.0001．0002.58482107.5641.850.9050.9612.57084114.2544.770.8140.9182.55286121.2847.860.7280.8712.53488128.6251.120.6480.8232.51690136.3354.550.5720.7702.49992144.3858.170.5010.7142.48294152.7961.970.4330.6532.46696161.5565.980.3700.5902.44898170.7370.170.3100.5222.433100180.3074.590.2530.4502.417102190.2879.210.1990.3742.402104200.6884.070.1480.2932.387106211.4989.130.1000.2092.373108222.8494.490.0530.1172.358110.6238.07101.33002.3491） 1m 14 i

2 、 3 、 4 、 5 … … 5 8三、 物料衡算已知质量分数 aF

0%aD

8%aW

1a 0.6Fa MA

0.6389F a (1a F F

0.6

0.4M M A BaD

a M

0.9831D a (1a D D

0.980.22M M A BaWM

920.0178aWa a aWW WM MA B

78

0.9992

0.0118全塔物料衡算D'

1.94

.9kg/h30024M M xD A

M (1xB

)78.2366D D' MD

2638.9kg/h78.2366kg/kmol

33.73kmol/hFDW ①F

②W F/h W/hxDxFxWxDxFxWaWaFaW52.2433.7318.510.98310.63890.01180.980.60.01三、确定最小回流比

（表 3-）因为泡点进料，则有 q=1，所以 x xq F

xy mqq 1m

1)xqy q

2.4600.638911.460

0.8132R min

xD xq q

0.98310.81320.81320.6389

0.975所以最小回流比为0.975芬斯克方程求最少理论板数 Nmin x x )1D W DWN DWmin

x xm

181不包括再沸器）芬斯克方程求精馏段最少理论板数

N'min x 1x 1D FN' xD xF 1min因为 xD

'm

x F

t-x-y图得tD

.2C

t .2CFtt DtFm 2t

84.2C

查t图得m

2.54由t 80.2C查t得D 由t 88.2C查t得

F所以 ' Dm x

F21

F2.5481D FN' xD xF 1）min

'm确定回流比及理论板层数因为通常

R

2.0)Rmin

，不妨取RnRmin

，采用试差法，求出不同 R下理论板数，作出 N—R图，由生产工艺条件确定该情况下的最佳回流比。具体计算结果见表 3-311.11.070.045890.578522.09.221.21.170.089860.523219.27.931.31.270.13000.490017.87.241.41.370.16670.463716.86.851.51.460.19720.443116.16.461.61.560.22850.422715.56.171.71.660.25750.404215.05.981.81.760.28440.387314.25.791.91.850.30700.365113.95.4102.01.950.33050.358713.75.3nRRnRRRR2minNNNN2minN'N-RR1.6Rmin

1.56此时 N=15.5

N'

具体结果见表 3-4RRminRNminNN'minN'0.9751.568.115.52.76.1(表 3-4)R作图法求 N、 N'R精馏段操作线方程：

y n1

R1x

xDR1D

0.6094xn

0.3840n作图结果见 x-y图及表 3-5n计算方计算方法 NN'捷算法 15.56.1图解法 15.16.2求实际板层数

（表 5）Np

E NT

E

)0.245T N T Lpx ,x ,x t-x-yt .2C t .2C t D F W D F W由 tD

F

W①全塔板效率及实际板数W DW2t t

2.5822.3512.467280.2110t D m 2

95.1C2由 t-x-y图查得 t 下的x为0.396m液体黏度共线

下，液态苯的黏度为 0.26mpa

，甲苯黏度为0.28mpas。所以 L

xi

s则 E T

)0.245

0.551全塔

T

15.5

28.1（块）Np E NT②精馏段板效率及实际板数' DF2t t

2.5822.514280.288.2

2.548t' m

D F2

84.2C2由 t-x-y图查得 t'm

下的 x为 0.8由常压下液体黏度共线图查得 下液态苯的黏度为 0.56mpas0.53mpas。' L

i

sE T

)0.245

0.45

N'N

6.1

13.6（块） tp E'tT

0.45计算结果见表 3-6NNpN'N'p15.528.16.113.6（表3-6）第四节 设备计算 一、 对提馏段中各参数的确定，以提馏段为设计依据 ①提馏段中流体密度 v

,L由 x F

x W

查t-x-y 图得

t F

t Wt tt F 2

88.21102

99.1Ct由 t-x-y图查得 下对应的 xtA

y AMM yMV A

M (1B

)780.49920.5185.14A则 PMV RT

1.01331050.085148.314372.25

2.788kg/m3a MAx

0.248A M x M xA A B Ba MBx

0.752B M x M xA A B B1 aA

793.65kg/m3 LA BL② 提馏段流体平均表面张力 A B

18.819.3

/m)L x xAB B

18.819.319.3③ 提馏段流体平均粘度 L 0.280.250.720270264asLVL④提馏段流体平均体积流量 VLS SV'V

(R1)D

86.35kmol/hL'LF

RD

1.5633.7352.24104.86kmol/hV'MV

86.35

0.7325m3/sS

V

2.7883600ML

104.8688.08

0.00323m3/sS

L

793.653600二、计算塔径H T

h L

H hT

mL

793.651Vh(L)h V

0.7325

)20.071由史密斯关联图得

C 20

max

VL

0.08所以 u0.7u 0.7max4VSuD 44VSu

m/m

圆整至 D=1m三、计算塔高Z(Np

1)HT

(28.11)

12.195四、塔板设计①溢流装置：板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等几部分，其结构和尺寸对塔的性能有重要影响。对于直径在2.2m以下的浮阀塔，一般采用单溢流，本方案中浮阀塔直径为1m，故研究单溢流，采用了弓形降液管时的情况。②堰长和堰高的求算堰长 lW

0.7D0.710.7m堰上液层高度

2.84

L 2 2.84

0.003233600 h E(ow 1000

H)LW

(1000

0.7

)17.86mm<h <60mm 满足条件owh w

0.0422m③ 弓形降液管的高度和面积 Afl /DWW

可由化工原理 <下册>图 查得Ad0.157D

f0.093A所以 Wd

T0.152mA 0.093f④ 降液管内液体停留时间 3600AfHTLh

0.0730.450.00323

11

符合要求⑤ 降液管低隙高度 h0h h0 w塔板布置

m

取 h m0塔板有整块式与分块式两种。直径在 800mm以内的小塔采用整块式塔板；直径在 1200mm以上的大塔通常采用分块式塔板，以便人通过装拆塔板。本方案 D=1000mm，可任意选用一种结构，即选用整块式塔板。 塔板面积可分为四个区域：鼓泡区、溢流区、破沫区及无效区。 ，

w s

（如图） 浮阀的数目与排列 Fu

FF 92.

10VVFVu 0 V0V

1 0 02.78810 5.99m/s2.7880.7325N4

Sd0

0.03924

102.4103整块多采用距为755m，对于分块式塔板，宜采用等腰三角形叉排， 定为 75mm。A 2xa

R2x2

R2arcsin

RDR W

0.4252 CD 0.97x (w w) (0.1520.07)0.2632 d s 2222

0.263aA 20.a

180

0.52

0.425

m2按等边三角形 0.907AaA0.907AaA00VA 0 u0

5.99

m2

d m00.1230.123

m按等腰三角形排列，取 t=0.075mt'

AaNa

0.4171030.075

0.054m按N=103重新核算孔速及阀孔动能因素Vu0 V

0.7325

5.96m/sd2N4 0

0.0394

1032.788F5.962.7880

9.95

仍在9—12范围内塔板开孔率

0AAAT

0.1230.7854

100

15.7%uu0

0.9875.96

100%16.6%第五节 流体力学验算气体通过浮阀塔板的压强降h hhhp c 1 ① u oc

1.825

73

5.989m/s因为 u0

v5.96m/suoc故 h19c

u0.17500L

19

5.960.175793.65

0.034m液柱② h01

0.06

0.03m液柱③ h hhhp c 1

0.064m液泛（淹塔）H hd p

h hL dsh 0.153(L )2sd lh

0.0018mw则 H hd p

0h hL

0.064

0.06

0.0018

0.1258m取 0.05

H (Hd

h )0W

(0.45

0.0422

)0.2461m小于此高度以防止淹塔雾沫夹带VsVs V1.36LZs LL V及泛点率=

KC AF b

Vs Vs VL V

100%0.78KC AF b其中 ZL

D2Wd

0.97

0.152

0.666mAAb T

2Af

0.7854

0.0730.6394m2苯和甲苯为正常系统，可按表 P171）取物性系数 K=1.0，又由图 P170）查得泛点负荷系数 CF

0.127泛点率（ 1）

0.7325

2.788793.652.788

1.360.003230.666

100%57%10.1270.6394泛点率（2）

0.7325

2.788793.652.788

100%56%10.1270.7854计算得到的泛点率均在80%以下故可知雾沫夹带量能满足 ev

0.1kg(液/kg()的要求 塔板负荷性能图（1）雾沫夹带线（按泛点率 80%计算）2.788sV 793.652.788s

1.36Ls

0.666

0.80.1270.6394整理得

V 1.09s

15.25Ls

1）2

u2 L

2.84

3600L (H h)

V 0s)2(1

)h E(

s)2/3T w 2g lhL w

0

1000 lw整理得 V29/3

（2）s s s（3）液相负荷上限线以5s液体在降液管中停留时间的下限则 (Ls

) AfHTmax 5

5

m3/s

（3）（4） 漏液线v对 F型重型阀，依 Fv0 0

5计算得 s

)min

d24 0

4

)2

m3/

（4）2.788（5） 液相负荷下限线2.788(L)

(

)3

m3/s

（5）smin

236002浮阀塔板工艺设计计算结果见表5-1项目数值及说明备注塔径 D/m1.00塔板形式空塔气速 u(m/s)单溢流弓形降液管0.987整合式塔板堰长 l /mw

0.7堰高 h /mw

0.0422板上液层高度 h /mL

0.06降液管低隙高度 h/m0

0.04浮阀数 N/个 103阀孔气速 u0

/(cm/s)

5.96阀孔动能因数 F 100临界阀孔气速 u0c

/(cm/s)

5.989孔心距 t/m 0.068排间距

t'/m

0.054单板压降 p /p液体在降液管停留时间 /s

648.511.1降液管内清液层高度 0.25泛点率/% 57气相负荷上限 m3气相负荷上限 m3/s1.2气相负荷下限 m3/s0.368操作弹性 第六节 3.26辅助设备的设计 一、 塔顶冷凝器 c

I )LDI I rVD A在 x时，查 t-x-y图，得 tD

80.1，由热力学方程算得苯的汽化热 r 357A

/kg，甲苯的汽化热

r 332B

/kg。r rxD AD

rB

x)rD

357

/kgQc二、塔底再沸器

2.562639

357

2.41106J/hQ V'(IB

I )LWI I r