广西大学化工原理课程设计

1、前言转眼之间，我们已经结束了大三的学习。在这三年的学习当中，我们系统的学习了化工原理，物理化学，无机化学，有机化学，分析化学，化工设备与机械基础，机械制图，化工热力学等方面的知识，初步掌握了化学生产与化学设备之间的相互关系。 在李志礼老师的指导下，我们开始了化工原理课程设计。实践是检验真理的唯一标准，学习了那么多的理论知识以后， 终于有机会在现实过程中运用自己学习到的知识。在这次设计过程中， 我们得到了老师学长学姐们很多的帮助，在此对他们表示衷心的感谢， 由于我们所知识的有限和能力的不足，在设计过程中难免会遇到设计不合理，考虑不周全的地方，希望老师给予理解与指导，我们会更加努力，争取做得更好。

2、设计者：目录第一章设计题目与要求设计题目 任务要求与数据第二章筛板式精馏塔的工艺设计与计算塔板数的确定塔径的确定第一章设计题目与要求设计题目：乙醇水溶液连续板式精馏塔设计任务要求与数据：1、设计一连续精馏塔分离乙醇和水，具体工艺参数如下：（1）原料乙醇含量：质量分率40%（ 2）年产量： 30000t（ 3）摩尔分率： xD=；xW=2、工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝，泡点进料，泡点回流，R=（ 2）Rmin。3、设备形式筛板塔。4、设计工作日每年 330 天，每天 24 小时连续运行。第二章筛板式精馏塔的工艺设计与计算塔板数的确定全塔物料衡算原料液中：设乙醇（ A）; 水（ B）查附表得:

3、M A=M B =由已知条件可知：xF=xD =xW=年产量：30000t每年330 天，每天24 小时连续运行由 F= D+WxF *F= xD * D+ xW * W得 F= （kmol/h ），W= （kmol/h ），表 2-1不同温度下乙醇水的汽液平衡组成t （）100xyt （）xy由 t-x(y) 图用内插法可知 : 塔顶温度 t D = ，塔底温度 t w = t78.395.386.82平均温度进料温度： t f相对挥发度的确定当 t= 时：y A xBy(1x)0.17 (10.019)=1y B xA(1y) x(1 0.17) 0.019当 t= 时：当 t= 时：当

4、t= 时：当 t= 时：yA xBy(1x)0.5058(10.1661)=5yB xA(1y)x(10.5058)0.1661当 t= 时：当 t= 时：当 t= 时：当 t= 时：yA xBy(1x)y)x0.6122(10.3965)0.6122)0.3965 =9yB xA(1(1当 t= 时：当 t= 时：当 t= 时：当 t= 时：当 t= 时：y A xBy(1 x)0.7815 (1 0.7472)=14(1 y)x(1 0.7815)0.7472y B xA平均相对挥发度n. n=1410.58 8.20 . 1.35 1.21 3.291 2q 1xqxF0.4xD= =泡

5、点进料，泡点回流xDyq y q* x q0.69Rmin0.46（ ）yqxq11x q回流比系数我们取折中值R=根据理论板数的捷算法有 (R Rmi n )(R1) =由吉利兰关联图得 NN min 0.5 N=10块N1操作方程的确定精馏段 ： V =( R+1 )D=+1)= （ kmol/h ），L = RD= × = （kmol/h ），提馏段： V = V(1-q)F =h），L = LqF= + 1×= （kmol/h），则精馏段操作线方程：yn1RxnxD=R1R1提馏段操作线方程： yn+1 =L X nD x DFx F1.639x n - 0.012

6、8VV全塔效率塔顶温度 t D =， 塔底温度 t w = ， 进料温度：tf78.395.3t86.8平均温度2表 3-1乙醇在不同温度下的粘度 8t/ 20406080100/表 3-2 水在不同温度下的粘度 8t/ 20406080100/由表用内差法求下的粘度：A =，B=则平均粘度L= x F A （ 1xF）B=*+ （） *=L=*=求全塔效率 ET由L= ，由化学化工物性数据手册164 页图 10-20 查得求实际板数由N NT 得N=22块ET精馏段物料衡算物料组成：塔顶温度 t D = ， 塔底温度 t w = ， 进料温度：tft78.395.386.8平均温度2查表 2

7、-1得(1) 塔顶y 1 = X D =x nynx 1 =(1) yn(2) 进料x f =y f =平均分子量 M m（ 1）塔顶： M VDm =（ g / mol ）M LDm =（ g / mol ）(3)(2) 进料 : M VFm =（ g / mol ）M LFm =（ g / mol ）平均分子量 M Vm = M VDm M VFm =（ g / mol ）2M Lm = M LDMM LFM = （ g / mol ）2平均密度 m由书 3 ：1/LM =a A /LA +a B /LB塔顶：在 下：LA =( kg / m3 )LB =( kg / m3 )1=+则 L

8、MD =( kg / m 3 )LMD进料 :在进料温度 下：LA = ( kg / m3 )LB =( kg / m3 )a A =0.3965 * 46.070.6270.3965 * 46.07(10.3965)18.021= 0.627(10.627)则LMF=( kg / m3 )LMF741.5971.4即精馏段的平均液相密LM=+/2=(kg / m 3 )平均气相密度VM =PM VM=101.325 * 38.371.30 ( kg / m3 )RT8.314 * (273.15 86.8)液体表面张力m(1) 塔顶 : 查图表求得在 下 ：（物化手册）MD0.82 * 17

9、.90.18 * 62.8926.00(mN/m) ( mN / m )(2) 进料 : 在下：MF0.3965 * 17.86(10.3965) * 62.4744.78mN / m( mN / m )则m =(MD+MF)/2=+/2=(mN / m )气液负荷的计算由已知条件 V = kmol / h L = kmol / h得VS =VMvm=159.75 * 38.371.31 ( m3 / s )3600 VM3600 * 1.30LS =LM LM= 67.41* 31.720.00075 ( m3 / s )3600 LM3600 * 795.18塔径 D 的计算两相流动参数计

10、算如下FLV = LsLmVsVmFLV = 0.00075795.180.01421.311.30参考化工原理下表 10-1(p129) ，我们取板间距H T =hL 0.06mH T - hL0.39m参考化工原理下图10-42 筛板的泛点关联得： C f 20 =0.2C f = C f 2020= 0.081( 35.39 )0.20.091200. 20. 51.30)0.5u fC f 20LV= 0.091* ( 795.182.25m/ s20V1.30本物系不易起泡 ,取泛点百分率为85% ，可求出设计气速u ' n =m/ s 根据塔设备系列化规格， 将 D 圆整到

11、 D=1m作为初选塔径， 因此重新校核流速 u实际泛点百分率为un1.66874.3%u f2.250塔板详细设计由于 L S = m3 s，D=1m，所以（ m3/h ）<45(m3/h).根据化工原理（下） 表10-2选择单溢流 ,弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积， 且单溢流液体流径长， 塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于米的塔中。(1) 溢流装置取堰长 l w = × 1=,选择平流溢流堰出口堰高 hwhL hOW ,已取 h L =h0W= × 10 3 E ( Lh ) 2 / 3l w由 Lh(l w ) 2.5

12、= ×3600/查化工原理下图10-48 得： E=h0W= × 10 3 ××× 3600/ 2/3 =hwhL hOW = 取 hw是符合的。 hL=h W +h OW =+=修正后 hL 对 un 影响不大 ,故塔径计算不用修正 .(2) 降液管宽度 W d 与降液管面积 A f由 l w /D= 查化工原理下图 10-40 得: Wd = × 1=(3) 降液管底隙高度 h O为了保证降液管底端有良好的液封。h O 要小于 h W .同时为了防止因安装偏差而使液流不畅造成液泛，h O 一般不宜小于20-25mm。而h O =L

13、Sl wu o'，取液体通过降液管底隙速度uo =s.h0LS0.000750.015m过小 取o=lw * uo'0.70 * 0.70, h(4) 塔板布置取安定区宽度 W S =, 取边缘区宽度 W C = ，从图 10-40求出W d = m 。(5) 筛板数 n 与开孔率按设计经验取塞班孔径do5mm ，因空心 t 与 do 的比值过小会使气流易相互干扰，过大则鼓泡不均匀，均会影响传质效率。故选择推荐值内的tt = 3.0 5 15mm3.0do呈正三角形排列依下式计算塔板上的开孔率0.9070.9070.101 =% 则每层塔板上的开孔面积Ao 为：2(15 / 5

14、)2（ t / d0）nA00.04880.0488孔=d 02 =0.00520.0152248644筛板能校塔流体力学校核板压降的校核气体通过筛板压降相当的液柱高度：h p=h c+h l+h (1) 干板压降相当的液柱高度取板厚3.00.9073mm，0.6 ,2do 5.0（ t / d0）0.9070.101 =%(15/5)2查化工原理下图10-45 得:Co=VS1.3126.84m / s m/su00.0488A0hc = uo226.841.30 ) 0.1097m液柱v= 0.051()2 (C oL0.74795.18(2) 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 hl相应

15、的气体动能因子Faua0.51.824* 1.300 .52.080 (m· s· kg · m )1/2-1-3查化工原理下图10-46 得：=hl(hwhow )hL0.580.06820.0396m 液柱(3) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h 板压降hphchlh =+=本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。液沫夹带量的校核ev5.7*10 6(ua)3.25.7*10 6(1.824)3.20.0314 Kg 液 /KgH TH f35.39* 10 30.452.5 * 0.0396气液/Kg 气液 /Kg 气同样得到：液沫夹带量不超过10%

16、 ，故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。溢流液泛条件的校核2溢流管中的当量清液高度可由式hf0.153LSl who计液体沿筛板流动时 ,阻力损失很小 ,其液面落差可忽略不计 ,即0 。已知 :h L= m ,0 ， h f2.5* 0.03960.099m故降液管内的当量清液高度：乙醇 -水混合液不易起泡 ,取=, 则降液管内泡沫层高度：H d0.1389H fd0.232m < 不会产生溢流液泛。0.6液体在降液管内停留时间的校核降液管内的停留时间不会产生严重的气泡夹带。漏液点的校核Af H d0.0668* 0.138912.37sLS0.00075>5s漏液点的孔速为：=

17、4.4C0(0.00560.13 * 0.06820.00363)795.18 /1.308.38m / s筛孔气速 uo = s塔板稳定系数u026.84k3.2> 1.5 2uow8.38表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。塔板负荷性能图注 :以下计算常用 how2.843Lh2 / 3得 howLh经验计算 ,10E()( Ls ) ,E 2 .5l wl w2/ 3取 E= 则 how 2.8410 31.0 ( Lh )2 / 3 =2.84 10 33600LS0.8462LS 2/30.70.7过量液沫夹带线依下式计算 :ev

18、 =5.710 6ua(2-1)H Th f式中： ua =VS=VS= 1.392VSAT0.78512Af0.0668h f = 2.5 (h w +h ow )= 2.5(0.05180.8462 Ls2 / 3) = 0.12952.1155Ls2 / 3令 v气，由=3N / m , HT =me = 液/kg得： = 5.71061.392Vs) 3.2代入式 (2-1)3 (0.450.12952 / 335.39102.1155Ls整理得： Vs1.71811.34Ls2/ 3在操作范围中，任取几个L s 值，根据上式算出 Vs值列于表 2-3 中：表 23依表中数据在作出过量

19、液沫夹带线（1）(参见图 2-1)溢流液泛线由式 2 H dhwH T和H dhwhowh fh f联立求解。(1)h phc hLhhc = 0.051（ uo） 2（v ）= 0.051（ Vs） 2vcoLCo AoL= 0.051（Vs） 2 ( 1.30 ) = 0.0639Vs20.740.0488795.18hl =（h w +h ow ）= 0.58(0.05180.8462Ls 2/ 3 )0.03000.4908Ls2 / 3故h p = 0.0549Vs2 + 0.03002 / 3+=0.0549Vs2 / 30.4908Ls2 + 0.4908L s +Ls）2= 0.153 （Ls）2=195.2Ls2则：(2) h d = （0.7l w h00.040.6(0.450.0518)0.0549Vs2 + 0.4908Ls2/ 3 +Ls2 + Ls2整理得：22/3 2Vs= ss取若干 Ls 值依 (2-18) 式计算 Vs值，见表 2-4 ，作出液泛线（ 3 ）表 2-40002000400060008液相上限线取液体在降液管中停留时间为5 秒。则L= H T A f= 0.45 0