化工原理课程设计任务

第一章艺第一节、流程简 第二节、全塔物料衡 第三节、确定冷凝罐、塔顶、塔釜的操作压 第四节、确定塔顶、塔底温 第五节、R及N理论的确 恩德伍德求 第六节、确定全塔效率ET及实际板数N 第七节、塔径设 第八节、热量衡 参考文 第二章塔板设计第一节、初步设 第二节、水力学校 第三节 负荷性能 参考文 第三章机械设计及辅助设备的选第一节 塔体设 第二节 接管设 第三节 塔盘设 第四节 绘图（见白图 第五节 辅助设备选 回流 冷凝 再沸 参考文 第一节、用Aspen求每块板的物性参 第二节、全塔负荷性能 泄漏 第六章分析与讨论第一章艺第一节、流程简图第二节、全塔物料衡算总进料量：16.0吨/小 进料状态：液体分率X 异戊烷进料摩尔分 X 0.250.30.45 摩尔质量进料质量进料摩尔分率压

=206.56进料0

W=0.3897F=80.50kmol/hD=0.6103F=126.06kmol/h由xD1+xD2 说明假设计算合理第三节、确定冷凝罐、塔顶、塔釜的操作压冷却剂温度 取Δt=15℃,可得罐内温度t灌由于冷凝器为全凝器，则可认为罐内组成与塔顶的组成一致，即：xD1=0.44xD2=0.55xD3=0.01Antoine方程lgPB1ABC所以，P罐P10xD1+P20xD2+P30xD3=152.879由经验可知，P顶P罐P顶P罐则，P顶P底P顶+NΔP则，P底=168.07+30X0.6=186.07第四节、确定塔顶、塔底温度塔顶气相组成：y1xD1=0.44y2xD2=0.55y3塔顶压力：P顶1t顶=48℃,P10=193.10kpa，P20=149.54kpa，P0=50.31 方程可得：

+y2+y3=1P=162.45kp< P30 t顶0P10P20P3xW2=0.015塔底压力：P底 由泡点方程：P=P0 + T底0P20P3第五节、RN理论恩德伍德求t顶t底.:.2=2 Antoine：P0=334.28kp，P 所以，ɑ13= =3.28，ɑ23=2.70，ɑ33=13P03j∑αi,jXi,F=1-qjƟ=1.7，则αi,jXi,F=3.28X0.27+2.7X0.34+j .

=1.715ɑijXi,F=0.952≈0.95，Ɵ

Ɵ1.715∑αi,jXi,D=3.28X0.44+2.7X0.55+1X0.01j .;. ;.dlk=DXw,3=126.06X0.55=57.42 whk=WXW,3=80.5X0.985 dlk Nmin+1=wlkdhk

=8.98,

=7.98式 NN

Y=1-exp[(14.X:. RXYN2N-R/Rmin和(R+1)*N-R/RminN理论=16.8（块第六节、确定全塔效率ET及实际板数NNR′=[(Xhk)F(Xlk,w)2(W)]0.26=[(0.39)F(0.015)2(80.5 NR’+NSN=16.8（减去一层进料板，加上再沸器一块板=实际进料位置 又N+N=30，可得N=NS Antoine0P10P20P3∑取平均温度t=..=35 Antoine方程得：P10=267.06kpa，P20=210.32kpa相对挥发度：ɑ13=3.57，ɑ23=2.82，ɑ33=1（以正己烷为基准3𝓊L1=0.1568mPa·s,𝓊L2=0.1647mPa·s,𝓊L=∑XiμLi=0.1814所以，ET=0.49(ɑ𝓊L)-E=N’/N,N=8.837=14.8（块 R𝓊L1=0.1316mPa·s,𝓊L2=0.1409mPa·s,第七节、塔径设计

pD168.07kPp0.6kP pF

pm=172.67kPapm'精馏段温度 压力 压力 塔顶第 塔底第0 进料：MVFm=77.32kg/kmol塔底：MVWm=85.44kg/kmol塔顶：T=49.1℃查得：σ1=0.0119，σ2=0.0129，σ3=0.0153精馏段：σm=σDσF2提馏段：σm=σWσF2 ρ =4.67 .(3.. 即塔顶液体密度

=595.00.37:0.6:590.2596.3 3ρ3 ρ=700.3kg/m3 ρ=647.5kg/m V=(R+1)D=375.9——

LV=VMVm=375.9X74.73=28091.01 =V V

P61712-12：C。所以，C=C

σm—则，U=0.75X0.906=0.68V=V28091.07— 4X4X3.14X0.68XTU=V/MVm=81.38 MLm=83.37 ρVm=5.04ρLWm=591.94 ρLm=646.0L’=L+qF=260.13 V’=V-(1-q)F=179.67—LL’MLm=21676.2—V=V’MVm=14621.54—V—V所以，C=C（σmU= —则，U=0.75X0.77=0.58V=V14621.54— 可得TU=V/第八节、热量衡算℃00 HV=HV1y1+HV2y2+HV3 HL=HL1x1+HL2x2+ 气液气液气液气液 全凝器的热负荷 冷回流量 冷回流的摩尔热焓 离开塔顶第一层板的气相摩尔热焓 塔顶产品流量=179.67X(66125.94- kJ/ 再沸器的热负荷 由再沸器上升的气相摩尔流率 塔底产品的摩尔热焓HF=eHvF+(1-e)HLF=0.95X54583.13+0.05X26270.08=e进料气相分率Q损=FHF+QB-DHLD-WHLW- =224527.8Q 精馏塔的热损失损本章符号说FƟDKWtMNXɑP绝对压力Rρqσ液相表面张力IJCLV参考文第二章塔板设计第一节、初步设计TA=3.14X1.82/4=2.5434m2T A=0.068A=0.068X3.14X1.82/4=0.1727 A=0.1424A=0.1424X3.14X1.82/4=0.3622 H顶=1.0m，H底=2.0m，H进其中，精馏段阀孔数为258个

=249，u2 F。=u =7.5%,V

=160,0u .785d。2uF。=u 塔板布置（见附图精馏段:一块通道板1316mm340mm（43mm）提馏段：一块通道板宽400mm1028mm340mm（第二节、水力学校核 精馏段：干板压降h=5.37W2ρV=5.37X 4.67=57.6mm 2g 2X9.8h=2.84X10-3E(L 810L(lw)2由图可查得则，hi=0.5X(50+26.54)=38.27mm液柱克服表面张力的压力降hσ一般较小，忽略不计 2g 2X9.8h=2.84X10-3E(L 810L(lw)2由图可查得则，hi=0.5X(50+22.4)=36.2mme=A(0.052hl1.72)·(

T T-5σl-5σl m=5.63X10( ,其中，Ɛ= v𝓊=0.0073mPa=0.744X10-v所以，m=5.63X10-5(12.4)0.2956475467 HT=450mm>400mm,查得：A=0.159n=0.95=0.5(0.05X7.541.72X(

e=A(0.052hl1.72)·u3.7H=450mm, T T lm=5.63X10- l

,其中，Ɛ

v𝓊=0.0085mPa=0.866X10-v所以，m=5.63X10-5(11.7)0.295(4650 HT=450mm>400mm,查得：A=0.159n=0.95=0.159(0.057.41.7X( C ρv=6015.2 s√l ;. 1则 v:∙Ls∙=0X.:16X.X.682,合理1 C ρv=2901.1 s√ρ ;. 1则 10Cv13∙s∙=100X0.0715:130.0081.08=82,合理1 Hd=hw+howΔh+hd+hphow=26.54mm,hw=50mm,Δhhh+h=0.153(LS)2+0.1(LS)2,其中，L=0.00894m3/s,l r h=50mm,A r 所以，h ≤Ѱ(HT+hw)=0.75X(450+50)=375mm,合理hh+h=0.153(LS)2+0.1(LS)2,其中，L=0.0086m3/s,l=1440mm r h=50mm,A r 所以，h ≤Ѱ(HT+hw)=0.75X(450+50)=375mm,合理aaФAa Aa 算得，F=2.968X0.170.19X500.027X27.50.219=4.9<F Фa 算得，F=2.968X0.140.19X500.027X21.50.219=4.4<F τ=HTAd=0.45X0.1727=8.69s>3-5s,合适 u=Lsdd dτ=HTAd=0.45X0.3622=18.9s>3-5s,合适 u=Lsdd de=A(0.052hl1.72)·

hl=hw+h Vh=u E21V √;L;V aa=0.0148b=ѰHT+(Ѱ-1-c=13Lh（m/h） 3hV（m3/h） h= L=3600AdHT,其中τ 则，Lh=3600X0.1727X0.45/5=55.7m3/h,为一平行于纵轴的直线液相负荷下限线5K=Vmax8200 Eu01 01

本章符号说符 符 塔板上有效鼓泡面积m2 液流面积m2 排间距m e阀漏液点筛孔动能因数gβФτѱKᴪ参考文第三章机械设计及辅助设备的选材料：Q-235A壁厚裙座高度：H裙=3mH=HDHBHF+2HT+25hT+H裙

4Vs =0.457m(uvv d =4X 3.14X4X4Xw4Xw4X4X4Xe= =0.4u=u′ .:.

第四节、（见白图卡子（支撑圈，自身梁卡子（自身梁 逆流平均温差

t1ln

lnA=QC 选t

其中水走管程（易结垢，蒸汽走壳程（方便冷凝水排除

6-4 AET-1100-1.5-327.7-6-4⑴管程传热系数i取t304537.52

37.5C993kgm30.630WmC0.69103PasCP4.174kJkg∴PrCP4.1740.69 di252.5215mmRediu0.020.599314391>104 0.023

Re0

Pr0didi0.0230.63014391084.571503

m2⑵壳程传热系数0初设壁温

41C，则膜温

49.14145.1C2各组分质量xm,10.456xm,20.537xm,10.007查出tm45.5C时物性数据如下：1605kg

2640kgm3，671kg310.192cP20.26cP，3600083.33kcal 740086.05kcal

,

640088.05kcal10.089kcalmhC

0.095kcalmhC1

606.57kgxii1.933104Paxm,ii83.48kcalkg349.53kJnN N0.5059240.505 2.08N

1

2g3

n3dt 1

606.579.810.1038 2

15.1230.0191.933104(5045)m2 twt2

i0

(tt冷） 504530）0.015（

1365

ww0

45.1Cm2 《化工原理》上 的导热系数45.3Wm22735-3：Ri0.00025mK2R00.0002m2KK

d0 R0

dRi

1

668.6W/m2

R49.14545

P4549.1

A

573.2X58.∴裕度327.7X2586.410011.810所以⑴管程的压降Pt：ⅰ、直管阻力Pi

6-4

0.25摩擦系数0.052又知：传热管长l6m，管内水流速ui0.5ml ∴Pi i0.052 993di ⅱ、局部阻力Pr2 i

0.52993 ⅲ、流体通 接管时的阻力PN一般 都比前两项阻力小许多，可以忽略不计∴管程压降PtFtNPNSPiPr1.541(2.580.37)17.7kPa<0.035MPa⑵壳程的压降PSⅰ、PS1F0.5NB14nC1.1924333.6898kg BD(1d0)0.450.9 )C0u0

0.80856.97m

1.4 d 4 3.14(0.9924∴Redeu045757.83故05Re0.228