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文档简介
1、化工原理课程设计 板式精馏塔设计,2015年1月4日,化工原理课程设计 1、准备曲线板、坐标纸、3#图 纸2张、说明书纸一本加封皮。 2、一周内写好设计说明书。 3、周1 4、周二至周五上午答疑 5、周5下午1点面试(交材料),6、图的要求: (1)用三号图纸画工艺流程图 按比例画塔的工艺图 (带管接口); (3)其余工艺设计图用方格纸,设计达到的目标:(设计说明书) 设计出一个能达到分离要求 完成生产任务且有一定操作弹性 的完整塔设备。 包括:求出Np,D,Z,塔板布置 配管、泵、冷凝器、再沸器选取,基础数据: 苯氯苯 、Antoine常数: 苯 氯苯 A 6.03055 6.1030 B
2、1211.033 1431.05 C 220.79 217.55 方程中:tC PKPa 2、常压沸点C: 80.1 131.8 3、分子量: 78.1 112.5,4、密度:Kg/m3 80C 815.0 1042 90C 803.9 1031 100C 792.5 1019 110C 780.8 1008 120C 768.9 996.4,5、汽化热cal/mol 80C 7353 9116 100C 7077 8872 110C 6930 8743 120C 6776 8609 130C 6614 8469 140C 8324,设计说明书的写法: 首先:附上设计任务书(发的) 基础数据(
3、自查或给) 前言:(相当于可行性报告) 可介绍本次设计的基本内容 设计的构思过程(二元双相混合 物用什么方法分,该体系能不能,分开;用什么设备,什么压力 等);精馏的基本特点;本设计 的特点,如产品从塔顶还是从塔 底出,以什么部位的物性参数为 依据设计等)。这部分看个人水 平。 目录:为使人一目了然,了解整 个设计内容。,一、流程及说明: 给一个带控制点的流程图 (自己找参考)图后面附说明, 注明为什么选择这样的流程(如 进料状态、加料方式、塔釜加热 方式、塔顶冷凝方式等),二、工艺计算: (核心内容、根据课堂学的内容) 包括:Np、Z、D 、塔板布置 为了进行计算,必须做一定 的数据准备,如
4、:平衡数据、物 料衡算数据、回流比、物性参数 等。,1、相平衡关系: 作出 tx(y)和xy图 方法:可到图书馆查平衡数据 (tPA、PBx、y) 也可利用Antoine方程 计算: log P=A B/ (t+c) 注意:此方程有多种形式,如:ln、log、t、p的单位, C、K、KPa、mmHg 但计算结果一样,不同的方 程不同的常数。 列出数据表:,t PA PB xA yA 注:(1)温度取值范围、轻、重组 分沸点之间。 (2)查手册时同时查出必要的,基础数据。如两组分的沸点 粘度、密度、表面张力等。 (3)算出 可用几何平均匀 也可用算术平均,2、物料衡算: 根据任务书的要求和精馏一
5、章 的知识计算 F、D、W、XF、XD、 XW、 结果列表,3、 回流比的确定: (1)Rmin:作图或用公式 (2) R:利用芬斯克方程和吉 利兰图算出 Nmin、N 作图 NR 、找出适 宜的RRmin(倍数) 参看教材P74(华化),算法:算出Nmin(芬斯克方程) 取一个Rmin的倍数,如 R=1.2Rmin,算出 从吉利兰图查得: 求出N(包括塔釜) 取多个R,求出相应的N 作出NR图 (也可用教材P74拟合公式看条件),然后根据设备费,操作费之和最 低综合考虑,确定R值(一般R取 1.22Rmin,曲线不太陡的位置) N 费用 操作费 设备费 R R 优化设计问题,要知道一些必要参
6、数,4、理论板数NT及加料位置确定 (用作图法和逐板计算)图 5、实际板数NP及实际加料位置 的确定 (NT分别代精馏段和全塔) ET=0.49( )-0.245 (华理P118图10-20) 式中 为全塔平均温度下数值,已求出, 由tx(y) 图可查tD、tW(其中tD查露点线, 因为xD= y1 ,tW查泡点线) (查教材上册P277) (公式中的Xi为加料组成) 求出 ,NP可算,以上结果 可列表 ,6、塔内温度、压力及物性参数 的确定 为简化计算,将塔内各点的 压力均视为常压,则tx(y)图 对全塔都好用。由于该塔目的产 品在塔底出,所以取提馏段平均 温度下的数据做设计依据。算出 提馏
7、段平均温度下的:,7、计算塔径:D (设计书有例子,天大为浮阀塔 也可参考天大P163) 关键是u -空塔气速 (参考化工原理课程设计P106) u=(0.60.8)umax或uf -液泛气速,查教材(天大)下,P165得C20 (华理P129下册图10-42 , 用 数据查) (HT值在P129),C20:物系表面张力为20mN/m的负 荷系数。 :操作物系的液体表面张力 算出的D要圆整,再返算实 际空塔气速。,8、计算塔高Z Z=H+2封头高(0.3+0.04)m H=HD+(NP-1-NF-S)HT+NFHF+SHT +HB HD-塔顶空间,取1.01.5m HT-板间距(参看教材P12
8、9, 不同塔径,取不同值) HT-开人孔的板间距, 取0.6m (参考化原课设 P115) (人孔直径450550),HF-进料板间距,取HFHT HB-塔底空间,可按储液量和D 计,保证1015min储液量 0.785D2 HB=LS1060 HB=HB+0.5m (发挥空间) (一般取0.20.5m) S-人孔数 NF-进料板数,9、塔板设计 D、Z算好之后,只是有了外壳,还要为气液接触安排一个舒适的场所,即使二者密切接触,进行传质,传热-塔板布置,在塔板上液相走降液管往下,气相走阀孔往上。,(1)溢流装置=降液管+溢流堰 -流体通道 a)降液管:有圆形和弓形 一般用弓形 (小塔除外,我们
9、实验室为圆形) 弓形降液管的关键尺寸为: 堰长:LW=(0.6-0.8)D 附图 (也可选标准尺寸),高度,降液管宽:Wd 降液管面积:Af 可根据LW和D定出 参看教材:天大P170 , 化原课设P106-107 (其中AT为塔截面,即塔板面积),b)溢流堰:(一般选平直堰, LOW0.6mm,选齿形堰) 包括:出口堰和入口堰 (入口堰不设,或采用受液盘) 出口堰:(降液管上端高出塔板 的高度) 堰高hW和底隙高度hO之间有个关系。,ho =hw0.006 (ho一般取2540mm,hwHT15% 常压塔2050mm,华理P131表10-3) 即:为保持液封,ho必须小于hw至少6mm(不小
10、于2025mm以免堵) 具体算法见:化原课设P107,,uo=0.070.25 m/s (液体通过降液管底隙时的流速) 堰上液层高度: (E可取1,how6mm ),板上液层高度: hL=hw+how(一般为0.050.1m) (1)塔板布置-气体通道 对D900mm的塔,可采用分 块式塔板。 分块原则:(1)每块都可从人 孔送入塔内 (2)几块之和等于D,塔板面积可分为四个区: a)鼓泡区:Aa,见P127 (虚线以内,又称有效区) b)溢流区: Af ,P127 (降液管所占面积,液体通道) c)破沫区:WS ,P127 (两条线之间,又称安定区),D1.5m,WS取6075mm d)边缘
11、区:WC , P127 (靠塔壁的两条,又称无效区) 小塔取3050,大塔取5075mm e)阀孔数:n , (涉及塔板类型),本设计: do取0.039m(F1重阀) FO:阀孔动能因子,重要参数 当F=912时,阀孔刚好全开, 操作情况最好,(在此范围自选FO,算uo) f)阀孔排列: (正,等腰,顺排,叉排) 分块塔板多采用等腰三角形, 叉排,具体排法见P128,画出塔 板布置图。求出实际孔数,返 算uoFo,看Fo是否还在912之 间,若在排列通过。,g)开孔率: (Ao为阀孔总面积,AT为塔截面) 应在1014%之间,结果列表,堰长 lW :影响液层高度。,堰高 hW:直接影响塔板上
12、液层厚度 过小,相际传质面积过小; 过大,塔板阻力大,效率低。 常、加压塔:40 80 mm ; 减压塔:25 mm 左右。,说明:通常应使溢流强度qVLh/lW 不大于100130 m3/(mh)。,或:,双流型:,单流型:,(4) 塔板及其布置 受液区和降液区 一般两区面积相等。 入口安定区和出口安定区,其中, E:液流收缩系数,一般可近似取 E =1。,堰上方液头高度 hOW :,要求:, 边缘区:,(5)筛孔的尺寸和排列 筛孔: 有效传质区内,常按正三角形排列。 筛板开孔率 :,单流型弓形降液管塔板:, 有效传质区:,双流型弓形降液管塔板:,筛孔直径 d0 : 3 8 mm (一般)。
13、 12 25 mm (大筛孔) 孔中心距 t : (2.55) d0 取整。 开孔率: 通常为 0.08 0.12。 板厚:碳钢(3 4mm)、不锈钢。,筛孔气速:,筛孔数:,d0,t,三、流体力学验算:P109(课设) 1、气体通过塔板的压降:Pa (必须小于某一数值) PP =PC +PL +P 折合成:hP=hC +hl PC:干板压降 P =hLg PL:液层压降 P:液体表面张力压降,(一般很小可忽略) PP 0.67 KPa 合格 (国内常压,加压浮阀塔单板 压降为267667Pa,约为25mmHg, 减压塔13mmHg) hc 算法在天大P174有介绍,2、液泛:(淹塔) 因为降
14、液管内要有一定的液 位高度Hd,用以克服气体通过塔 板时产生的相邻两板间的压强降 hP,板上液层高度hL,和液体流 过降液管的阻力hd,而稳定地流 入下层塔板。,所以: Hd=hP+hL+hd (不设入口堰,hd很小可忽略) 在液体下流过程中夹带泡沫, 泡沫与液体在降液管中的总高度 不能超过上层塔板的出口堰。 即:Hd(HT+hw) 取0.4 0.6 满足此条件,则不液泛,课设P109,3、物沫夹带: 过量雾沫夹带将导致塔板效 率下降,综合考虑生产能力和板 效率的关系,应控制雾沫夹带 ev0.1 Kg液/Kg汽 一般用泛点率来估算,对大塔, 泛点率80%, ev 56 合格(前面已算),四、负
15、荷性能图 课设P111 (精,提两段分别做,重点提馏段) 此图可检验塔设计是否合理, 了解塔的操作状态,指导改进塔 操作性能。 此图以VS为纵座标,LS为横 座标,由5条特殊的线围成,操作线经过其中,由状态点在图中,的位置分析问题。 操作线:过原点和操作点 (LS,VS)的直线。 5条线分别为: 1、雾沫夹带线: 按公式:,式中: ZL=D-2Wd(板上液体流经长度) Ab=AT-2Af(板上液流面积) K-物性系数P176 本体系可取1.0 表3-4 CF-泛点负荷系数P176查图3-16 CF= 0.112 代入已知数据整理得:,VS LS关系(直线方程) 任取两点作直线,得雾沫夹带线。
16、2、液泛线: 因为当Hd=(HT+hw)时发生液泛 (其中Hd和hw代计算式) 所以,由此式导出:VS LS关系 为液泛线(曲线),取多组数据可画出此曲线,为液 泛线。具体算法见课设P111-112 3、液相负荷上限线: 液体的最大流量应保证液体 在降液管中停留时间不低于35s (太快或流量太大,对单位液体来说,在降液管中停留时间太短,泡沫去不掉),根据公式: 计算 Lmax与VS无关,是一条垂直直线。,4、漏液线:(气相负荷下限线, 再小就托不住液体) 以F0=5为下限。则 因为: 所以: VS=50.7850.0392n/1/2 与LS无关,水平线。,5液相负荷下限线: 取how=0.00
17、6m 作为液相负荷下限条件 因为: 取E=1 所以: 与 VS无关。垂直线,将5条线及操作线做在同一图中, 得负荷性能图、 讨论设计的合理性,给出操作弹 性:操作弹性= (操作线与负荷性能图的两个交点) 注:气相负荷上限,可能由雾沫 夹带控制,也可能由液泛控制,为一定任务设计的塔板,在一定气、液相负荷范围内才能实现良好的气、液流动与接触状态,有高的板效率。 当气、液相负荷超出此范围,不仅塔板的分离效率大大降低,甚至塔的稳定操作也将难以维持。 有必要对已设计的塔确定出其气、液相操作范围。,1. 漏液线(气相负荷下限线),2. 过量液沫夹带线(气相负荷上限线),3. 液相负荷下限线,4. 液相负荷
18、上限线,5. 液泛线,0,1,2,3,4,5,正常操作范围,Ls (m3/h),Vs (m3/h),负荷性能图及操作弹性,负荷性能图, 过量液沫夹带线(气相负荷上限线) 规定:ev = 0.1( kg 液体 / kg气体) 为限制条件。, 液相下限线,整理出:,规定, 严重漏液线(气相下限线),代入相关公式,如hOW、u0,整理出。, 液相上限线保证液体在降液管中有一定的停留时间。, 降液管液泛线,塔板的操作弹性: 或,最后给出精馏塔单线图,按比例画,五配管和附属设备 1配管 (1)塔顶蒸汽管 dP 常压操作:uv=1220m/s 所以 (2)回流管:dR 强制回流时:uR=1.52.5m/s
19、 所以,(3)进料管:df 泵输进料uf=1.52.5m/s 所以 (4)塔釜出料管:dLs 塔釜出料进再沸器uLS=1.52.5m/s 所以 (5)再沸器返塔蒸汽管:dvs,取uv=uv 所以 以上计算的管径,均应园整到相 应规格的管径(查上册取管),2附属设备 (1)冷凝器: 算出:QC=rvs=r(R+1)D (r按顶温纯苯算) WC = QC / CPtc (所用冷却水量) AC= QC / KC tmc (KC由上册P231查得按AC查换热器),(2)再沸器 算出:Qh=r(R+1)D=rV (按釜温纯氯苯算) G=Qh/r (所用蒸汽量,蒸汽气化热) Ah= Qh/Khtmh (K
20、h查P231表6-8,按Ah查再沸器) tmh=t水蒸气- t料蒸汽,(3)进料泵:按流量、阻力算扬程,选泵(估管长、弯头等) 结果列表 最后得:6个表 9张图,换热器的设计和选用 (前面的两个中任选一个) 换热器的设计,是通过传热 计算确定经济合理的传热面积 及换热器的其它尺寸,以完成 生产中要求的传热任务。 换热器的选用,是根据任 务要求计算出所需传热面积,,选择合适的标准换热器。由于换热器的生产厂家很多,且已标准化,故多选用标准换热器,且列管式换热器较多用。 列管式换热器的选用计算步骤: 一、估算传热面积,参见课设P47 初选换热器型号 (P311例题 华理上册旧版),1确定流体在换热器
21、中两端的 温度,计算定性温度。 查定或计算流体物性: 如:塔顶冷凝器,冷却介质为循 环水,进口温度t1=35C 出口温度自定,一般经验 冷却水温差取510C,所以可取t2=45C 则定性温度为: t=(35+45)/2=40C 可按40C 查水的物性。 热流体为塔顶蒸汽,如泡点回 流,则在换热器中热流体为蒸 汽冷凝,冷凝温度取塔顶蒸汽 温度。,2、根据传热任务计算传热量 如:塔顶冷凝器:Q=Vr KJ/h 3、计算冷却水或加热介质用量 如:塔顶冷凝器: W=Vr/CPt Kg/h 4、计算传热温差: tm= tm逆,不应小于0.8,如小于则调整 加热或冷却介质终温。 5、依据总传热系数的经验范 围,选取总传热系数 如教材上册:P231表6-8 (天大P229表4-4) 塔顶冷凝器可选K=500 W/m2K,6、依据传热基本方程 估算传热面积 并按系列标准选择设备 如教材上册 P298-303(P303有说明) 如:BES500-1.6-57-6/25-2 (参见旧版华理教材P311),7、列出所选设备的主要参数 如:外壳直径 管子尺寸 公称压
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