计算参考与辅助工具课程设计说明书

前本设计说明前本设计说明书包括程简精馏再沸辅助设备管路设计和控制方案共说明中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、设备和管路的设计也做了正确的鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位给予指感谢老师的指导和目概 流程简 精馏塔工艺设 再沸器的设 目概 流程简 精馏塔工艺设 再沸器的设 辅助设备的设 管路设 控制方 设计心得及总 附件C程序 附件matlab程序 附录主要符号说 参考文 附录第一精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用第一精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要馏塔及再沸器和冷精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离简单精馏有一股进料位置将塔分为精馏段和提而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满生产要求，目前应用较为广泛作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液间的接触传质得以本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程载热体供▲循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差▲结构紧凑、占地面▲结构紧凑、占地面积小、传热系数高▲壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热▲塔釜提供气液分离空间和缓冲（设计从略用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的凝器是管壳式换热器精馏就是通过多级合气液两相经精馏就是通过多级合气液两相经多次混合接触和分并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，而得到高纯度的产品流程如下原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶回流液从塔顶沿塔下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品物料的储存和精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，而保证装置能连续稳定的运行必要的检为了方便解决操作中的问题程中的适当位置设置必仪表，以及时获取压力、温度等各项另外，常在特定地方设置人孔和手孔另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测3）装由于实际生产中各状态参数都不是定适当的位置放定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自和手动两种调节方式并存，且随时进行切精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再处理能力及产品质处理产品（以丙稀摩尔百分数计进料塔顶塔底产第三章精馏塔工艺设第一计条1．工艺条件饱和液体第三章精馏塔工艺设第一计条1．工艺条件饱和液体进料，进料丙稀含量xf＝65％（摩尔百分数塔顶丙稀含量xD＝98％，釜液丙稀含量xw≤2％，总板效率0.621）塔顶操作压力：P=1.62MPa（表压2）加热剂及加热方法：加热剂——水蒸加热方法——间壁换3）冷却剂：循环冷却4）回流比系数3456．塔板设计位置：塔第二节物料衡算及热量一1．换W=X·MA/[X·MA+(1-％将摩尔流量换算成质量流量进料状态混合物平均摩尔质量（MA为丙稀摩尔质％将摩尔流量换算成质量流量进料状态混合物平均摩尔质量（MA为丙稀摩尔质量MB为丙烷摩尔质量M=xf·MA+(1-进料状态下的质量2+qmws=｛qwqmws·wW· qmDs=0.5364kg/sqmws=塔内气、液相1）精馏段：LV2）提馏V’=V-(1-二1）再沸器热流量再沸器加热蒸气的质量流量：GR2）冷凝器热流量=第三板数的计利用程序进行迭代流程图如下利用程序进行迭代流程图如下1yKip0ABKA泡点初值2①将Y注：下标t、b分别表示塔顶、塔底参数程包假设塔2①将Y注：下标t、b分别表示塔顶、塔底参数程包假设塔顶温度经泡点迭代计算得塔顶塔顶计算并输出α、Nf、N、R、qmLs、计算②③①∣α-N计算Nf、计算xD代入公式lnp0A计算并换 TioPAoPB;P又得：K;K PABiKA代入公式lnp0A计算并换 TioPAoPB;P又得：K;K PABiKAKB设α2α=(α1+α2)/2②计算过程包泡点进料q y1(代入数据，解得xDRminye③为逐板计算过程xn ｛(1)R xRnR理论进料位置：第直至xi块进入提馏xn ｛(1)qnLR1.5238x0.5238q x＝进入提馏xn ｛(1)qnLR1.5238x0.5238q x＝ nRRxn<计算结束。理论板数：Nt=n（含釜（具体程序见附件一迭代结果进料实际板数Np=[(Nt-则塔底压Pb=Pt+0.98×0.47×Np=同①可算塔底温度α2符合所以假设成立，上述计算结果均为正确结塔内气、液相精馏提馏：=q 第四节精馏塔1．常压43℃下，丙稀的物性气相密度：ρV液相密度：ρL液相表面张力v气相3L液相3qVLF两相流动 qVVVL初选塔板间H液相密度：ρL液相表面张力v气相3L液相3qVLF两相流动 qVVVL初选塔板间HT=0.45m,查《化工原（下册点关联图，得C 所以，气体负荷因子 u 液泛气速V取泛点率操作气速：u点率uf=0.1259气体流道截面积AqVVsu选取单流型弓形降液管塔板，取Ad/则AAT=1-AdAT截面积塔径：D圆整后符合化工原理书P1086.10.1及P1104D实际面降液管截面积：Ad=AT×0.15=气体流道截面积：A=AT-实际操作气速uqVVs0.1150A实际泛点率：u/uf塔高的估有效高度HT釜液高度实际操作气速uqVVs0.1150A实际泛点率：u/uf塔高的估有效高度HT釜液高度（略进料处两板间距增大设置8个人孔，每个人孔裙座5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度设釜液停留时4釜液高度3060取其为DL所以，总塔高第五节溢流装降液管（弓形由上述计算可得：降液管截面积所以，堰2．取E近似 2/3则堰上液头高： 2.84103VLhlW液体流经底隙的流符合取塔板厚度进出口安全宽度边缘区宽度由Ad/AT=0.15,查《化工原理（下册的所以降液管宽度xD(bb) D2液体流经底隙的流符合取塔板厚度进出口安全宽度边缘区宽度由Ad/AT=0.15,查《化工原理（下册的所以降液管宽度xD(bb) D2c2(xr2x2r2sin1x)=有效传质面积Am2ar取筛孔直径：do=7mm,取孔中心距20d开孔率：A= oat =0.1002筛孔面积AOa筛孔气速uoAo筛孔个nd04第七节塔板流动性能液沫夹带量校5.7u evHTf质量夹带率ev=0.000076kg液气ev<0.1kg/kg故符2．塔板阻hfhf=又б=3mm,do=7mm查《化工（下册）P1186.10.301 V0质量夹带率ev=0.000076kg液气ev<0.1kg/kg故符2．塔板阻hfhf=又б=3mm,do=7mm查《化工（下册）P1186.10.301 V0则0.06837m2gC0又 0.1396m/a TdFau气体动能 查《化工（下册）P1186.10.31塔板上液层充气系数hLhWhOW0.0486mhgL0hf=ho+hl+hσ=0.117降液管液泛校HdhWhOWhf可取h0.1531.18ud式mlWhblWhb则hWhOWhf取降液管中泡沫层相对密度则Hd’=Hd=0.3869mHThW0.49Hd所以不会发生液体在降液管中的Ad满足要h00.00560.13hWhOWhk2.20461.5~满足稳定u'液体在降液管中的Ad满足要h00.00560.13hWhOWhk2.20461.5~满足稳定u'ok第八荷性能过量液沫夹带规定0.1（kg/气体为限制条q12 得32.5h1010 3 Wl 10671-=由上述关系可作得线液相上限2/2.84103VLh 整理出：qVLh=3.07lw=4.034——与y轴平由上述关系可作得线严重漏液将下式分u 2gLqVVh/近似Co前面 0AVO2/ 2.84103lW得1.594104其中b=0.0056+0.13hw-u 2gLqVVh/近似Co前面 0AVO2/ 2.84103lW得1.594104其中b=0.0056+0.13hw-2/13.69104lW)得：qVVh由上述关系可作得线液相上限AdqVLh由上述关系可作得线令H’=H HdhWhOWhf将与与qVVh与,以及的关系全前式整理得：a'q b'c'qd'q2/式中：a’=3.934 /(AoCo)2(1)hwb’=c’=1.18108/(lwhb)2d’=2.84103(1)/(lw2/3)得42.6109q 得42.6109q 0.177267.5108q 0.003724q2/上述关系可作得降液管液泛线上五条线联合构成负荷性能3qVVh可见，线①的位置偏上，所以它对操作的影响设计点位于设计点位于四条线包围的区间中间稍操作弹性：qVVhmax所以基本满足（程序见附件二—设计任务与1塔顶压力压力降塔底2．再沸器壳程与管程的设—设计任务与1塔顶压力压力降塔底2．再沸器壳程与管程的设蒸发量壳程凝液在温度（100℃）下的物性数据潜热热导率：λc粘度：μc密度：ρc管程流体在1.7817MPa）下的物性数潜热液相热导液相粘度：μb液相密度：ρb壳管温度压力（MPa液相定比压热容：Cpb=表面张力气相粘度：μv气相密度：ρv蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP）=0.0000266m2算液相定比压热容：Cpb=表面张力气相粘度：μv气相密度：ρv蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP）=0.0000266m2算设备QRVbbVc热流=传热温tmTtb=100-假设传热系数：K=850W/(m2估算传热面积K拟用传热管规格为：Ф38×2.5mm,管则传热管NdT0若将传热管按正三角形排列，按NT得管心距t(b1)(2~3)d0则壳径取取管程进口直径管程出口直径三传热系数的校1．显热段传热系数假设传热管出口汽化率则循环气txe1)计算显热段管内传热膜系数传热管内质量流速：Gdi=38-d2s0 4G2=310.687kg/(m•雷诺数Re=CPb普朗特数rb0.0231)计算显热段管内传热膜系数传热管内质量流速：Gdi=38-d2s0 4G2=310.687kg/(m•雷诺数Re=CPb普朗特数rb0.023i 显热段传热管内表面系nm2=(irdi2)壳程冷凝传热膜系数计算m蒸气冷凝的质量流量=md0传热管外单位润湿周边上凝液质量流Re=管外冷凝表面传热1/(m21/= R32o3)污垢热阻及管壁热沸腾侧：Ri=0.000176m•冷凝侧：Ro=0.00021m•管壁热阻：Rw=b/λw0.00005m•4）显热段传热dm=(di+do)/2=1K=611.4898w/(m2•ddd1 0Ri0Rw0RO2.蒸发段传热KE传热管内釜液的质量流量：Gh=3600qmwsm2• Lockhut-martinelxxXvbb查设P96得X＝3Xe=0.057的情况 x1x2.蒸发段传热KE传热管内釜液的质量流量：Gh=3600qmwsm2• Lockhut-martinelxxXvbb查设P96得X＝3Xe=0.057的情况 x1xbvv再查图2）泡核沸腾压泡核沸腾表面传热bbPdinb0.225APrbb i=8104.605w/(m2•3）单独存在为基准的对流表面传：dxPRb2r=1080.925w/(m•eii沸腾表面传热系数1对流沸腾因子FX=两相对流表面传热系tpFtpi1888.94w/(m2•沸腾传热膜系数：VtPanb6751.7w/(m2o Ri Rw12=1266.69w/(m•Ro o3tp L=t diNTKLpo Ri Rw12=1266.69w/(m•Ro o3tp L=t diNTKLp LCD=L-LBC=KCKLLBcKELCD=1264.64L=32.25KCtAC实际需要传热面积5．传热面积裕度：HAPACAC所以，传热面积裕度合适，满足环流量校11）当X=Xe/3=0.063333333x1xXvbbv=两相流的液相分率RL_两相流平均密度：tpv1RLbRL2）Xtt'1xxvbb=X两相流的液相分率R='LXtt21X2_ RR两相流平均密=LLvb根据课程设计表3－19_lg=则循环系统的推动力PLD tp 2①管程进出口阻力_ RR两相流平均密=LLvb根据课程设计表3－19_lg=则循环系统的推动力PLD tp 2①管程进出口阻力进口管内质量流速=i釜液进口管内流动雷诺数Re=进口管内流体流动摩擦系数0.012270.7543=i进口管长度与局部阻力当量(Di/0.3426(Di/0.254L管程进出口阻LP1②传热管显热段G0.785d2 Re0.01227ePLBC=2 ib③传热管蒸发段a.气相流动阻力 VdiGVVV0.01227V2L CD V iVb.液相流动阻力GL=G-Gv=271.33diGL=Lb0.01227=L = iP0.01227V2L CD V iVb.液相流动阻力GL=G-Gv=271.33diGL=Lb0.01227=L = iP =4 3④管内动能变化产生阻动量变化引起的阻力系数(1xe)2b1=MV(1RLP4G2M/b=⑤管程出口段阻力a.气相流动阻力G= D2oxG=管程出口长度与局部阻力的当量长度oL'=0.34260.0254=VV0.012270.7543=VLPV5= 液相流动GLG=212.118=Lb0.012270.7543=LLGLG=212.118=Lb0.012270.7543=LLPL5 =L =P 1/4 5所以循环阻力：△Pf=△P1△P2△P3△P4=又因所PD容器的容器填充系数1．进料罐（常温贮料20℃丙稀ρL1丙烷ρL2压力取由上面容器的容器填充系数1．进料罐（常温贮料20℃丙稀ρL1丙烷ρL2压力取由上面的计算可知63.93100=516.3则L进料质量流量：qmfh=3600取停留时间：x4即L进料罐容圆整后取V=7942．回流罐质量流量设凝液在回流罐中停留时间0.25h，填充系数qmLh则回流罐17.39V取V=183质量qmDh=3600qmDs=1931.04产品在产品罐中停留时72h，填充系数则产品罐的容 V取取停留时间为5天，即质量=1058.04则产品罐的容 V取取停留时间为5天，即质量=1058.04404.86则釜液罐的容积取1．进料预热90℃水为热源，出口70℃走壳料液由20℃加热至45℃，走管程传热t1t2(9045)(7020)m9070管程液体流率：qmfh=3600管程液体焓变传热速率壳程水焓变壳程水流假设传热系数Q则传热面积：AK圆整2．塔顶冷凝拟用10℃水为冷却剂，出口温度为30℃。走壳管程温度t1t2(4310)(432．塔顶冷凝拟用10℃水为冷却剂，出口温度为30℃。走壳管程温度t1t2(4310)(4343m43管程流率传热速率壳程取焓变则壳程流假设传热系数：K=650Q则传热面积AK圆整后取3拟用10℃水为冷却剂，出口温度为20℃。走壳t1t2(4310)(2520)ln43m25管程流率：qmDs0.5364kg/s取潜热则传热速率：Q=壳程焓变则壳程流假设传热系数：K=650Q则传热面积A15.61mK圆整后取A=164．釜液冷却拟用10℃水为冷却剂，出口温度为20℃。假设传热系数：K=650Q则传热面积A15.61mK圆整后取A=164．釜液冷却拟用10℃水为冷却剂，出口温度为20℃。走壳管程温52.5t1t2(52.510)(25m25管程流率丙烷液体焓变：ΔH传热速率：Q=qmVs•ΔH壳程取焓变则壳程流假设传热系数：K=650Q则传热面积AK圆整后取A=81．进料泵(两台，一用一备取液体流液体密L516.3Lq3d液体粘度0.068mPa取相对粗糙度Re2.47查得取管路长取90度弯管4液体粘度0.068mPa取相对粗糙度Re2.47查得取管路长取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量1(12) d取Z 2=4qd2u3600流量选取泵的扬程2．回流泵（两台，一开一用取液体流液体密度：kg/3Lqd液体粘度0.066mPa取相对粗糙度Re6.62查得取管路长取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量1(1Re6.62查得取管路长取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量1(12) d取Z 2=4qd2u3600流量选取泵的型号扬程3.釜液泵（两台，一开一用取液体流液体密L442/L=d液体粘度0.0091mPa取相对粗糙度Re查得取管路长取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1(12) d取Z 2 =4qd2u3600该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停作时，需要使流量：0.1～90m3选取泵的扬程第六路设进料管线取料液流则d取管子规第六路设进料管线取料液流则d取管子规格Ф68×5。其它各处管线类似求得如下名管内液体流管线规格顶蒸顶产釜液流出仪表/塔底蒸气第七制方精馏塔的控制方案要求从质量指产品产量和能量消耗三面进行综合考虑。精馏塔最直接的第七制方精馏塔的控制方案要求从质量指产品产量和能量消耗三面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是度序位用控制3介质物性ρL(kg/m1FIC-进料流量丙烷、丙2FIC-回流定量丙3PIC-塔压丙4HIC-回流罐液丙5HIC-釜液面控丙6TIC-釜温丙总在写这篇总结的时候我有了一种如释重负总在写这篇总结的时候我有了一种如释重负的感觉，说实话的设计，其过程是痛苦和充满曲折的，在进行各种计算以及参数选的时候，常会进入死胡同，看似无法解决，总会有一种濒临崩溃的觉，但没有选择，只能硬着头皮做下去。问题是总会解决的，只要付出努力，当你的迷茫达到一定的时候，就必然会看到一丝曙光。后你可以沿着光的方向向前一步步艰难的迈进。也许每天，你的设只会有一丝的进展，甚至你会发现某一天的努力都是徒劳的，因为选择了一个错误的方向。面对这种情况，开始我自然是很困扰的，后来我发现，即使缓慢，即使是错误，那些付出依然是有价值的。了，错了，然后才会知道这样是错的，因此对于设计的每一步，我映象都十分的我可以自信的说，化原考试的话，我可以考到A，甚至A＋。而，到了真正做设计的时候，才发现自己真的知之甚少，有时候甚觉得无从下手。当设计终于做完的时候，我可以肯定，其中必定充了很多很多的错误，但我完全可以坦然面对这些错误，因为进步正在错了再改，一改再改的前提下产生的。经过这次课程设计，我深的体会到：从书本上的理论知识到真正的生产实践，期间的距离真差了很远。现在我们是作设计，已经觉得很困难，到了下工厂操作时候，必然又会遇上新的问题。但我们从来就是不惧怕困难的，在断的征服困难的过程中，我们才能也必然会掌握这门技术这次课程设计完成现我对于这次课程设计完成现我对于化工原理知识的了解上了一个新的层面，对于设计过程中的每一步，我都能说出它的原理具体做法。对于上课时涉及较少的工艺流程也熟悉了不少。此外，做设计的过程中复习并掌握了许多计算机知识，例如语言EXCEL，MATLAB，AUTO-等。总之，通过这次课程设计，丰富了我个方面的知识，我受益匪浅。更希望各位老师能帮助指出我设计中错误与不足之处，使我能不断提高进步姓名：陈班级0104学号指导教师：贺附件C程序#include/*此头函数请不要附件C程序#include/*此头函数请不要删除#include#includeintstaticdoublestaticdoublestaticdoublestaticdoublestaticdoublestaticdoublestaticdoublevoidpi(inti,double{p[i]=exp(A[i]-}voidKi(inti,double{}voidsumy(double{s=K[0]*x0+K[1]*(1-}void}voidKi(inti,double{}voidsumy(double{s=K[0]*x0+K[1]*(1-}voidtest(doubleT,doublepa,doubleT=T-fn=s-B[0]/(T+C[0]))/(pa*(T+C[0])*(T+C[0]))+(1-}while(fabs(s-}}while(fabs(s-}xe=0.65;ye=a*xe/(1+(a-Rmin=(xd-ye)/(ye-{X[j]=Y[j]/(a+(1-}{X[j]=Y[j]/(a+(1-Y[j+1]=(R+1.5238)*X[j]/(R+1)-xe=0.65;ye=a*xe/(1+(a-Rmin=(xd-ye)/(ye-{X[j]=Y[j]/(a+(1-}{X[j]=Y[j]/(a+(1-Y[j+1]=(R+1.5238)*X[j]/(R+1)-}pb=1721.3+0.461*(int)((j-}while(fabs(a-if((10*(j- N=(int)((j-printf("R=%fwhile(fabs(a-if((10*(j- N=(int)((j-printf("R=%fprintf("Nf=%d{printf("qml=%fprintf("qmv=%f}uf=c*sqrt((dl-At=A/(1-A=(1-Ad=At-uf=c*sqrt((dl-At=A/(1-A=(1-Ad=At-printf("Ad=%fr=D/2-x=D/2-Aa=2*(x*sqrt(r*r-r=D/2-x=D/2-Aa=2*(x*sqrt(r*r-printf("Aa=%fprintf("Ao=%fprintf("hw=%fprintf("hw=%fprintf("开始校核ev=0.0057/f*pow(u/(Ht-ua=qmv[0]/(dv*(At-printf("Hd=%fho1=0.0056+0.13*(hw+how)-printf("uo1=%fho1=0.0056+0.13*(hw+how)-printf("uo1=%f/*此语句请不要删除}运行结果p=1444.431702a=1.195595T=325.506221pa=1772.010000p=1765.924294a=1.188844T=325.519029pa=1772.471000p=1766.393825运行结果p=1444.431702a=1.195595T=325.506221pa=1772.010000p=1765.924294a=1.188844T=325.519029pa=1772.471000p=1766.393825a=1.188835a=1.192219R=11.982698Nf=52qml=6.427519qml=7.257819c=0.045