化工原理课程设计

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