化工原理课程设计正文.doc

目 录1 绪论311 概述312 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431 精馏塔的物料衡算4311 原料液的物料衡算4312 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532 塔板数的确定532. 1 理论板Nt的求取532. 2 实际板层数的求取633 精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算733. 1 操作压力的计算7332 操作温度计算7333 平均摩尔质量计算7334 平均密度计算8335 液体平均表面张力计算8336 液体平均黏度计算934 精馏塔的塔体工艺尺寸计算934. 1 塔径的计算935 塔板主要工艺尺寸的计算10351 溢流装置计算10352 塔板布置与浮阀数目排列1136 塔板流体力学验算13361 气相通过浮阀塔板的压强降13362 淹塔13363. 雾沫夹带1437. 塔板负荷性能图1437. 1 雾沫夹带线1537. 2 液泛线1537. 3液相负荷上限线1537. 4漏夜线1637. 5液相负荷下限线164.设计说明书符号表195.其他部件20 51筒体2051. 1设计壁厚2051. 2筒体参数20 52封头2153法兰21 54耳式支座22 55精馏塔有效高度的计算226.辅助设备22 61塔顶冷凝器的选择23 62塔底再沸器的选择23 63预热器的选择2364泵的选择25 64. 1进料泵25 64. 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。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。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PhH4。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，分离效率液低，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若干个阀孔，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，便于设计和对比。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、通过课程设计不仅巩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= 43 kmol/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3.1.1 原料液的物料衡算回收率 98 D=21.28 kmol/hF=D+WW=43-21.28=21.72 kmol/hF* XF=D* XD+W* XWXW=21.79%3.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的质量分率苯的摩尔质量: MA78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量: MB92.13 kg/kmol质量分率： XF=0.45 XD0.9880.2779 XW0.0198 3.1.3 原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量MF =0.5*(78.11+92.13)=85.13 kg/kmol MD=0.99*78.11+0.01*92.13=78.25 kg/kmolMW=0.0198*78.11+(1-0.0198)*92.13=90.45 kg/kmol3. 2 塔板数的确定3.2.1 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=0.74 xq=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=44.26 kmol/hV=(R+1)D=3.08*21.28=65.54 kmol/hL=L+F=44.26+43=87.26 kmol/hV=V=65.54 kmol/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 3.2.2 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8/0.521633 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 操作压力计算 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=109.7 kPa精馏段平均压力 ：Pm=(101.3+109.7)/2=105.5 kPa3.3.2 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=87.13.3.3 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=78.25 kg/kmol =0.97*78.11+(1-0.97)*92.13=78.531 kg/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=82.316 kg/kmol =0.47*78.11+(1-0.47)*92.13=85.541 kg/kmol 精馏段平均摩尔计算 （78.25+82.316）/280.28 kg/kmol =(78.531+85.541)/2=82.04 kg/kmol 3.3.4 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）/2804.973.3.5 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即： 塔顶液相平均表面张力的计算 由，查手册得 进料板液相平均表面张力计算由，查手册得 精馏段液相平均表面张力为：3.3.6 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 精馏段液相平均表面张力为：3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.4.1 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为： 由得 取板间距,则: ，查图可知 取安全系数为0.6,则空塔气速为: 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3.5.1 溢流装置计算 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,则根据下面计算公示可求得: 取板上清液层高度 则: 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 塔板布置与浮阀数目排列1. 塔板的分块因2. 边缘宽度的确定 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,则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部分鼓泡区面积,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 气相通过浮阀塔板的压强降可根据公式求得1. 干板阻力 2. 板上充气液层阻力 本设备是分离苯-甲苯混合物,即液相为碳氢化合物,可取充气系数3. 液体表面张力所造成的阻力 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 淹塔 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: 则: 取 ,符合防止淹塔的要求.3.6.3 雾沫夹带 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: = 已知 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 雾沫夹带线 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,则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)在操作范围内取若干各值,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液相负荷上限线液相的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s,则以5s作为也已在降液管中停留时间的下限,则: 该值即为液相负荷上限线33.7.4 漏液线对于F1型重阀,依 以据此作出与液体流量无关的漏液线43.7.5 液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件,则: 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/（m3/s）P4321141280000064210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项目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填料的比表面积，m2/m3。A面积，m2。cp比热容，kJ/kgK。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/(sm2)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。hf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/(mh)。M摩尔质量，kg/kmol。n填料层分层数。NT理论塔板数。p压强，Pa。p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，。tm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/(m2h)。Umin最小喷淋密度，m3/(m2h)。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。组分的相对挥发度。汽化潜热，kJ/kg。空隙率。管壁绝对粗糙度，m。密度，kg/m3。流体粘度，Pas。摩擦系数，无量纲。局部阻力系数，无量纲。回收率。表面张力，N/m。d圆筒设计厚度，mm。填料因子，m2/m3。焊接头系数。5. 其他部件5.1 筒体5.1.1 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，还应在计算厚度的基础上，增加腐蚀裕度C2。由此得到筒体的设计厚为式中：d 圆筒设计厚度，mm； Di 圆筒内径，mm； p 容器设计压力，MPa；f焊接头系数。由于p与t比很小，采用简写式： . 根据表8-62，设计温度为98.91100，采用碳素钢钢板，查得钢号为Q235-B，钢板标准为GB912，在此设计温度下的许用应力为113MPa，计算压力圆筒内径： 焊接头系数：则，圆整后为4mm，在钢号为Q235-B，钢板标准为GB912的厚度34mm范围内。5.1.2 筒体参数根据表8-62 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下的许用应力MPabMPasMPaQ235-BGB912热轧34mm3752351135.2 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8-122，封头直边高度，壁厚4mm选用EHB325椭圆形封头，其参数如下， 表5.2 EHB椭圆形封头内表面积、容积、质量公称直径DNmm总高度Hmm名义厚度nmm内表面积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10-42选择如下参数：表5.3 PN=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Hh12R3004153803503403371826852512221212.5M161645.4 耳式支座根据参考文献，AN型耳式支座参数如下：表5.4 AN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/kgl1b11s1l2b22d螺纹110300600125100606308080424M200.75.5 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168168 6.1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=43.2 m2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4001643.262510216.2 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=5.28 m2 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273255.282253816.3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 = 43 kmol/h查液体的比热容图得：cp,甲醇 = 2.569 kJ/(kgK)，cp ,水 = 4.173 kJ/(kgK) kJ/(kgK) 查1表4-8（K值得大致范围）：取总传热系数K = 1500 W/(m2)Q = FMFcp(tb-tF) = J/s 因为热流体为饱和蒸汽冷凝， Q = Wh = F MF(tb - tF)查表得t = 100时， = 2258.4 kJ/kg 则，Wh = 277 kg/h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，查表得， = 0.97595 g/m3， = 0.56mPas， = 0.5446 W/(mK)，cp = 4.2059 kJ/(kgK)W/(m2) W/(m2)经计算，在传热任务所规定的换热条件下，实际面积大于所需面积安全系数=表明该换热器可用于原料的预热。6.4泵的选择 6.4.1 进料泵 给出: 流量 F=3.51m3/hr 扬程 H=50m 选择I550-32-200的泵 性能参数流量/(m3/h)扬程/