化工原理课程设计7

1、- 1 - 一一前言前言 化工原理课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节， 是理论系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化 工原理课程设计，要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融 汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单 元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的 基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养学生分析和解决工 程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想， 培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。 1.11.1 概述概述 塔设备是炼油、

2、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据 塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数 目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈 阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体 自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质 热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率 高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5） 结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求

3、 不易堵塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导 向筛板、新型垂直筛板、蛇形、s 型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板， 如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板， 如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 - 2 - 浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上 装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行 两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。 浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为 f1 型 （v1 型）、v4 型、十字架型、和 a 型，其中 f1 型浮阀

4、结构较简单、节 省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁 标准（jb111881）。其阀孔直径为 39mm，重阀质量为 33g，轻阀为 25g。 一般多采用重阀，因其操作稳定性好。 浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强 降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单 1.21.2 设计任务及要求设计任务及要求 设计题目：年产 2.9 万吨乙醇浮阀塔设计 原料：乙醇 30%,水 70% 设计要求：塔顶乙醇含量不低于 93%(质量分数) 釜液乙醇含量不大于 3%(质量分数) 操作压力：101.33kpa 进料温度：20 进料状况：泡点 加

5、热方式：间接蒸汽加热 1.31.3 设计方案设计方案 总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和 成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常 流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率 或传质效率。 - 3 - 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减 压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常 的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些

6、工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等 本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。 二塔的工艺计算二塔的工艺计算 2.12.1 物料衡算物料衡算 总物料衡算 f=d+w 式(2.1) 易挥发组分的物料衡算 fxf=dxd+wxw 式(2.2) 式中：f,d,w-进料、馏出液和釜残液的流量，kmol/h xf-进料中易挥发组分的组成，摩尔分数 xd-馏出液中易挥发组分的组成，摩尔分数 xw-釜残液中易挥发组分的组成，摩尔分数 (1)进料组成 xf=0.1436 式(2.3) 30 46 3070 4618 (2) 釜残液组成 xw= =0.01196 式(2.4) 346 39

7、7 4618 (3)馏出液组成 xd=0.8387 式(2.5) 92 46 928 4618 (4)馏出液平均摩尔质量 md=xdma+(1-xd)mb=0.8246+(1-0.82)18=41.48kg/kmol 式(2.6) - 4 - (5)馏出液流量 d= =78.81kmol/h 式(2.7) 7 3 10 300 24 40.96 (6)总物料衡算 f=d+w fxf=dxd+wxw f=501.2kmol/h w=421.4kmol/h 2.22.2 理论板数的确定理论板数的确定 所谓理论板就是离开某块塔板的气液两相互成平衡,且塔板上的液相组成也 是均匀的。 精馏塔的理论板数可

8、通过“图解法”求得 1、确定最小回流比 rmin 在 xy 图上由（xd，xd）一点向平衡线作切线，与纵轴相交于点 b （见 p7图 21） 由图，得： ， =1.502 式(2.8)3352. 0 1 min r xd min r 2、选择适当回流比 r 根据公式： 得 式(2.9) x x y ) 1(1 xyy xyx 由 xw和 xd查化工原理课程设计指导书附录二，并用内插法 求得： d=1.082 w=12.07 式(2.10) 1 2 1.082 12.073.614 m 根据设计经验，一般物系的适宜回流比取为 r=(1.12.0) min r 由芬斯克方程式： 式(2.11) m

9、in 1 lg()() 1 1 lg wd dw m xx xx n 式中： 全回流时最少理论板层数（不包括再沸器） min n - 5 - 全塔平均相对挥发度，当变化不大时，可取塔顶和 m d 塔底的平均值 w =3.710 min 1 lg()() 1 1 lg wd dw m xx xx n a 在 2中取若干个值得下列值 min r min r r min 1 rr r min 2 nn n n 1.652 0.05656 0.58 11.62 1.802 0.1071 0.51 9.673 1.953 0.1527 0.49 9.216 2.103 0.1937 0.45 8.400

10、 2.253 0.2309 0.42 7.862 2.403 0.2648 0.41 7.695 2.553 0.2958 0.39 7.377 2.704 0.32450.356.800 2.8540.35080.346.667 3.0040.37510.336.537 由以上数据绘制 nr 图 2-2，由图可知采用 r=2.103 较合理。 - 6 - 3、精馏段操作线方程 由 得： 式(2.12) 1 1 11 nnd r yxx rr 1 0.67770.2703 nn yx 4、提馏段操作线方程 由 式(2.13) w x wqfl w x wqfl qfl y 且知： l=rd =

11、l+qf l 故，提馏段操作线方程为： 1 2.7020.02035 mm yx 5、理论塔板数确定 nt（图解法） 图解理论板的方法与步骤简述如下： 设塔釜采用间接蒸汽加热，塔项用全凝器（），泡点进料。 1d xy 首先在图上作平衡线和对角线。 1 yx 作精馏段操作线 自点至点 b(精馏段操作线在 y 轴上的截距) 2 , dd a xx 作连线 ab 或自点 a 作斜线为的直线 ab,即为精馏段操作线。 1 r r 进料线（q 线）自点 e()作斜率为 的 ef 曲线（即为 q 线）。 3 ,ff x x 1 q q q 线 ef 与精馏段操作线 ab 的交点 d，就是精馏塔两操作线的交

12、点。 作提留段操作线 连接点 d 与点 线即为提馏段操作线，也可 , ww c xx 自点 c 开始做斜率为(l+qf)/(l+qf-w)的线段即为提馏段操作线，此线与 ab 线 交点即为 d 点。 图解理论版层数 自点 开始，在精馏段操作线 ab 与平衡线之 , dd a xx 间绘直角梯级，梯级跨过两操作线交点 d 时，改在提馏段操作线 dc 与平衡线之 - 7 - 间绘直角梯级，直到梯级的垂直达到或超过点 为止，每一个梯级代, ww c xx 表一层理论板，跨过交点 d 的梯级为进料板。 故由图 2-1 知，共需 18 层理论板(不包括再沸器)，第 17 层为进料板。 - 8 - 6、实

13、际塔板数的确定 根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得： 塔顶：。27.78,8387 . 0 dd tx 塔底: 。63.96,01196. 0 ww tx 塔顶和塔底的算术平均温度： 式(2.14) 78.2796.63 87.45 22 w d m tt tc 在 87.45下，查化工原理（天大出版）上册p331 水的物理性质表 p341 液体黏度表，得 2 msmn37 . 0 乙醇 2 sn3267 . 0 mm 水 根据公式： 式(2.15) iil x 得： 2 3329 . 0 1msmnxx ffl 水乙醇 根据公式： 式(2.16) 245 . 0 )(49 . 0 lmt

14、e 得：0.4683 t e 7、实际板数 根据公式： 式(2.17) ttp enn 实际板数： 39 p n - 9 - 2.32.3 塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔和塔板主要工艺尺寸的设计 2.3.12.3.1 设计中所用参数的确定设计中所用参数的确定 (1)定性温度的确定 由查化工原理课程设计指导书附录二，0.1436 f x 得： tf=84.7 精馏段平均温度 式(2.18)81.485 2 df m tt t 精 提馏段平均温度 式(2.19)90.67 2 wf m tt t 提 2.3.22.3.2 精馏段参数的确定精馏段参数的确定 (1)平均组成 由，参考化工原理课程设计指导

15、书附录81.485 m tc 精 二，气液平衡相图可确定精馏段的平均气液相组成0.3160,0.5815xy (2)精馏段气相体积流率及密度的确定 精馏段 式(2.20) 0 0 (1)22.4 / m rdt vspp t 精 =2.268vs 3 /ms 平均相对分子质量为： g/mol46 0.5815 18 (1 0.5815)34.28 m m 精馏段气相平均密度 式(2.21) 3 1.178/ mvm vm pm kg m rt 精精 精 (3)精馏段液相体积流率及密度的确定 式(2.22) lm lm lm ls 精 精 平均相对分子质量为： g/mol26.85 m m -

16、10 - 由 x=0.3160 查化工原理课程设计指导书附录二，乙醇水物系气液平 衡数据，的 33 0.5415,789/,970.8/ aab akg mkg m . 式(2.24) 3 11 873.4/ aa l lab aa kg m l=0.001764 lm lm lm ls 精 精 3 /ms (4)精馏段液体表面张力的确定 查化工原理上册液体表面张力共线图和水的物理性质的： 、17.2/amn m 乙醇 62.32/amn m 水 物质的表面张力： m 37.96/amn m 2.3.32.3.3 提馏段其相应体积流率及密度提馏段其相应体积流率及密度 （1）平均组成 由 查乙醇

17、水物系气液平衡数据：90.67 m t 提 （内插法） 5.0790.66590.5 0.04809 90.890.665 4.61 x x x 33.0690.66590.5 0.3222 90.890.665 31.58 y y y （2）提馏段气相体积流率及密度的确定 式(2.25) 3 0 0 (1)22.4 1.912/ m rdtp vsms tp 精 27.02/ m mg mol 式(2.26) 3 m 0.9051/ m v pm kg m rt 提 （3）提馏段液相体积流率及密度的确定 119.347/ maaba mm xmxg mol 3 11 940.8/ aa l

18、lab aa kg m 43 rd 9.588 10/ mm ll lmm lsms - 11 - 2.3.42.3.4 塔板工艺尺寸计算塔板工艺尺寸计算 (1)初步选塔板间距=450mm=0.45m t h 空塔气速 式(2.27) max ()uu安全系数 max lv v uc 精馏段 式(2.28) max lmvm vm uc 精精 精 表 2.1 (2)塔径的计算 1、初步计算塔径 式(2.29) 4vs d u vs塔内的气相流速 u 空塔气速 一般适宜的空塔气速 u 为极限空塔气速的倍 max u(0.60.8) - 12 - 即 式(2.30) max (0.60.8)uu

19、式(2.31) max lv v uc c 负荷常数 取板间距 ht=0.45m,取上板液层高度 hl=0.05m，则图中参数值为 0.450.050.40 tl hhm 根据以上数据,由史密斯关联图查得 20 0.08c 式(2.32) 0.2 20( )0.08 20 m cc 精 =0.09083=2.457m/s max lv v uc 863.4 1.178 1.178 取安全系数为 0.7,则空塔气速为 1.702/um s 故 塔径 d=1.296m 2、塔径圆整值 初步算出 d 后，应按化工机械标准圆整并核算实际的气速 圆整后 d=1.4m 实际空塔气速： 式(2.33) 22

20、 44 2.268 1.474/ 1.4 s v um s d 安全系数 max 1.474 0.60 2.457 u u 在 0.6-0.8 之间的范围内 2.3.52.3.5 溢流装置与流体流型溢流装置与流体流型 板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管及受液盘，本设计采用单流型具有 弓形降液管塔板的溢流装置，单流型，液体流径较长，板面利用好，塔板结构 简单，直径是在 2.2m 以下的塔径普遍采用此型。而方形降液管能充分利用塔内 空间，提供较大降液面积及两相分离空间。 （1）堰长 - 13 - 堰长 lw=（0.60.8）d 式 (2.34) 取堰长 lw=0.6d=0.61.4=0.84m 3

21、 36006.350/ hs llmh 3 /6.350/0.84100 130/ hw llmmh （2）出口堰高 hw hl=hw+how故 hw=hl-how 式(2.35) l hm板上液层高度， w hm堰上液层高度， （3）堰上液层高度 w h 采用平直堰，堰上液层高度高可按 2 3 2.84 () 1000 h ow w l he l 查化工原理课程设计指导书p39 图 2-10 取 e=1.02， 2 3 2.846.350 1.02()11.16 10000.84 ow hmm 取 hl=0.05 hw=0.05-0.01116=0.003884 m 2.3.62.3.6 降

22、液管降液管 （1）降液管宽度 wd和面积 af ，由弓型降液管的宽度与面积图查得0.6 w l d ， ， 式0.057 f t a a 0.11 d w d 22 1.4 1.539 44 t d a (2.36) 则 af=0.08770m2 wd=0.154m 按验算降液管内液体停留时间 式(2.37) f a = t s h l - 14 - 停留时间5s，故降液管尺寸可用 =27.37s (2)降液管底隙高度 降液管底隙高度及降液管下端与塔板间的距离，以表示。为了保证良好 0 h 的液封又不致使阻力太大，一般可取降液管底隙处液体流速 ，所以取 0 0.00060.012 w hhm

23、0 0.0060.03284 w hh 2.3.72.3.7 塔板设计塔板设计 塔板的板面一般分四部分，即： （1）开孔区 为布置筛孔，浮阀等部件的有交叉传质区，亦称鼓泡区。 塔板上的鼓泡面积 式(2.38) 2221 2sin 180 a x ax rxr r 式(2.39) 2 c d rw() 2 ds d xww 取边缘区域宽度： 取 0.154 d wm 0.07wsm 0.05wcm x=0.476m r=0.65m 将 x ，r 代入公式中的 22212 0.476 20.476 (0.65)(0.476)(0.65) sin1.113 1800.65 a am （2）溢流区 溢

24、流区面积 af=0.08770 m2 （3）安定区 开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区，其作用为使自降液管流出液 体在塔板上均匀分布并防止液体夹带泡沫进入降液管。 为宽度0.07wsm （4）无效区 在靠近塔壁的塔板部分需要留出圈边缘区域或供支撑塔板的边梁之用，称 之为无效区。其宽度: 0.05wcm 2.3.82.3.8 浮阀塔的开孔率及阀孔排列浮阀塔的开孔率及阀孔排列 （1）阀孔孔径 - 15 - f1 型浮阀的孔径为 39mm. 表 1.2 表 1.3 - 16 - (2)塔板布置与浮阀数目及排列 浮阀全开时的阀孔气速称为阀孔临界气速 0 u 气阀临界动能因素 f0= 式(2.40)

25、 0 u v 选用 f1 型重阀，阀孔直径=39mm，底边孔中心距 t=75mm 0 d 取阀孔动能因子 f0=12 孔速 0 0 11 11.07/ 1.2 v f um s 每层塔板上浮阀数 式(2.41) 2 00 172 4 s v n d u 取边缘区域宽度 wc=0.05mws=0.07m 塔板上的鼓泡面积=1.113m 2221 2sin 180 a x ax rxr r h=aa/(0.075n)=86.28 取 h=90mm 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m （按t=75mm，h=90mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数 172

26、 个） 0 2 2.268 11.04/ (0.039)172 4 um s 在 9 到 12 之间 （阀孔动能因数 f0变化不大，符合要求） 0 11.95f 塔板开孔率 在 10%14%之间，符合要求 2 0 (/)13.35%n dd 2.3.92.3.9 塔板流体动力学验算塔板流体动力学验算 （1）气相通过浮阀塔板的压强降 pci hhhh 干板阻力 式(2.42) 1.825 1.825 73.173.1 9.615/ 1.175 oc v um s u0=9,615uoc 故 式(2.43) 2 0 5.340.04519 2 v c l u hm g - 17 - 板上充气液层阻

27、力 取充气系数0=0.5 hi=0hl=0.50.05=0.025m液柱 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小忽略不计。 因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为 故 hp=0.07019m (2)液泛 为了使液体能由上层塔板稳定的流入下层塔板，降液管必须维持一定高度 的液柱。降液管内的清液及高度 hd用来克服相邻两塔板的压强降。板上液层阻 力和液体流过降液管的阻力。 为了防止液泛发生，应保证降液管中当量清液层高度不超过上层塔板的出 口堰，为此，应使 hd(ht+hw) hd=hp+hl+hd 气体通过塔板的压强降所相当的液体高度 hp，前已算 hp=0.07019mm 液体通过降

28、液管的压头损失，因不设进口堰 故 式(2.44) 22 0 0.001764 0.153()0.153 ()0.6256 0.84 0.03284 s d w l hmm l h 板上液层高度，前已选定 hl=0.05m 则 hd=12.14mm 取 =0.3 则 (ht+hw)=14.66mm 可见hd(ht+hw),符合防止淹塔的要求 (3)雾沫夹带 通常，用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值作为估算雾沫 夹带的指标，此比值称为泛点率 在下列泛点率数值范围内，一般可保证雾沫夹带达到规定指标，即 ev0.1 kg 液/kg 气 大塔 泛点率80% 直径 0.9 m 以下的塔 泛点率

29、70% 减压塔 泛点率75% - 18 - 泛点率 式(2.45) 0 0 1.36 100 v ssl lv fb vl z kc a 板上液体流经长度 zl=d-2wd=1.092m 板上液体面积 ab=at-2af=1.363m2 取 k=1.0，由泛点负荷系数图查得 cf=0.105 泛点率=0.60410.8 1.178 2.2681.36 0.001764 1.092 863.4 1.178 1.0 0.105 1.363 或泛点率 式(2.46) 0 0 100 0.78 v s lv ft v kc a =66.53%80% 故泛点率 66.53% 泛点率在 80以下，故知雾沫

30、夹带量能满足ev0.1 kg液/kg 气的要求 （4）漏液验算 取阀孔动能因数作为控制漏液流量的操作下限。此时漏液量接近 10% 0 5f 2.3.102.3.10 塔板的负荷性能图塔板的负荷性能图 当塔板的各项结构参数均已确定后，应将极限条件下的关系标绘在 s v s l 直角坐标系中，从而得到塔板的适宜气液相操作范围，此即塔板的负荷性能图。 负荷性能图由以下五条线组成。 （1）雾沫夹带线 当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量将过大，使效率严重下降，塔板适宜 操作区应在雾沫夹带线以下。对常压，塔径大于 900mm 的大塔，泛点率=80%为 其雾沫夹带上限，则： - 19 - 依据泛点率 式(2.

31、47) 0 0 1.36 100 v ssl lv fb vl z kc a 0 0 1.178 1.361.092 863.41.178 10080% 1.00.105 1.79 ss vl 整理得 ss v =3.098-40.18l (2)液泛线 指降液管内泡沫层允许达到最大值时的关系 s v s l 联立：hp=hc+hi+h hd=hp+hl+hd hd(ht+hw) 得：(ht+hw)= 由上式确定液泛线，忽略 pldcild hhhhhhhh h项， 液泛线方程为 式(2.48) 222/3 sss avbcldl 其中， 式(2.49) 5 2 1.91 100.008809

32、v l a n 式(2.50) 0 (1)0.08839 t bh 式(2.51) 22 0 0.153 201.1 w c l h 式(2.52) 0 2/3 1 (1) (0.667)1.146 w de l 整理得： 222/3 sss 0.008809v =0.08839-201.1l1.146l （3）液体负荷上限线 当降液管尺寸一定时，若液体流量超过某一限度使液体在降液管的停留时 间过短，则其中气泡来不及释放就被带入下一层塔板，造成气相返混，降低塔 板效率。 式(2.53) 3600 ft h a h l - 20 - 以 =5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则 3 f smax a0.087700.45 (l ) =0.007983/ 55 t h ms (4)漏夜线气相负荷下限线 对于 f1 型重阀，泄漏量接近 10%为确定气相负荷下限的依据 依据 计算 00 5 v fu 则又知 式(2.54) 0 5 v u 22 000 5 44 s v vdnudn 式中d0，n，v 提均为已知数，故可由此式求出气相负荷 vs的下限值，据此 作出与液体流