化工原理课程设计报告说明书

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1、化工原理课程设计目 录第1章 设计方案的确定11.1 精馏操作11.2 工艺流程的确定11.3 操作条件的确定1第2章 筛板精馏塔的工艺设计32.1 物料衡算32.2 热量衡算42.3 设计塔板数的计算42.3.1 回流比的计算42.3.2 理论塔板数和实际板层数的计算62.4 筛板塔主要尺寸计算82.4.1 塔径的计算82.4.2 塔的有效高度和板间距的初选102.5 塔板结构的计算112.5.1 堰长的计算112.5.2 液体在降液管中的停留时间112.5.3 降液管底隙高度h0112.6 流体力学验算122.7塔板负荷性能图13第3章 精馏装置的附属设备设计163.1 塔顶冷却器的设计运

2、算163.2 原料泵的设计183.2.1 进料管径的选择183.2.2 塔顶蒸气出口管的直径193.2.3 回流管的直径193.2.4 塔底出料管的直径20第4章 自动控制方案的设计214.1 离心泵流量控制214.2 预热器控制方案的确定214.3 精馏塔的控制224.4 塔顶冷凝器的出口温度控制234.5 回流罐液位控制23参 考 文 献26自 我 总 结27II第1章 设计方案的确定1.1 精馏操作原料液为对年产量400000h/a的苯，用精馏方法进行分离苯-甲苯混合物得到，和经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再

3、沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。由于筛板塔结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落也较小，生产能力及板效率均较泡罩塔高，故选用筛板塔。1.2 工艺流程的确定此次精馏的工艺流程为原料液由原料液储罐经泵压入预热器中进行预热，然后进入精馏塔进行精馏。易挥发组分苯从塔顶一蒸汽的形式出来进入塔顶全凝器全凝后部分回流到塔内，部分经冷凝器冷凝后进入产品储罐。难挥发组分由塔底以液体的形式出来经冷凝器冷凝后进入储罐。塔底有再沸器采用间接蒸汽加热，以保证塔底由足够的上升蒸汽。1.3 操作条件的确定1塔板类型：筛板塔 筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1)结构比

4、浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。(2) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。(3) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。(4) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：(1) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(2)操作弹性较小(约23)。(3)小孔筛板容易堵塞。2操作压力：常压精馏高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加，尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。综和以上所述，选择常压操作。3进料状态：泡点进料选择泡点进料，q=1时，操作容

5、易控制，且不受季节气温的影响，此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。4加热方式：间接蒸汽加热蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，应设置再沸器。直接蒸汽加热只能用于塔底产物基本是水的情况，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加，成本增加，故采用间接加热。5回流方式：泡点回流泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。6冷却介质进出口温度：使用31水作为冷却剂，通入全凝器和冷却器对塔顶蒸汽进行冷凝和冷却。从预热器、全凝器、冷却器出来的液体温度分别在50-60、40和

6、35左右。精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。29第2章 筛板精馏塔的工艺设计2.1 物料衡算原设计要求处理量：4万吨/年；原料温度：25；料液组成（质量分数）：48%； 塔顶产品组成不低于：99.5%塔顶轻组分回收率：99.5%；每年实际生产时间：8000h/a；塔顶压力：4kPa; 单板压降：0.7kPa 泡点进料（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料 苯 （M=78.115kg/kmol） 甲苯 （M=92.141kg/kmol）馏出液中低沸点组分的含量不低于0.995(

7、质量分率) （2）原料液平均摩尔质量处理量（3）物料衡算 F=122.8885kmol/h 联立求解得 W=58.8803kmol/h 精馏段操作线：=0.6962提馏段操作线：=1.2794-2.2 热量衡算= =J/S=78.1150.995758+(1-0.995758)92.141=78.1745g/mol热流体 80.2 40 冷流体 31 35 2.3 设计塔板数的计算2.3.1 回流比的计算求相对挥发度:苯和甲苯的饱和蒸气压和温度的关系数据如下表所示：图2-1 苯和甲苯的饱和蒸气压和温度的关系表温度/80.1859095100105110.6PAo/kPa101.33116.91

8、35.5155.7179.2204.2240.0PBo/kPa40.046.054.063.374.386.0101.33利用拉乌尔定律计算气液平衡数据在某一温度下由上表查得该温度下纯组分苯与甲苯的饱和蒸气压PAo与PBo，由于总压P为定值，即P=101.33Kpa，则应用式X=求液相组成x，再应用式y=x求平衡的气相组成y，即可得到一组标绘平衡温度组成图的数据。以t=95为例，计算过程如下：X=0.412和y=x=0.412=0.633其他温度下的计算结果列于下表中图2-2 苯与甲苯平衡温度组成表t/80.1859095100105110.6x1.0000.7800.5810.4120.25

9、80.1300y1.0000.9000.7770.6330.4560.2620根据查t-x-y图可知,塔顶温度为80.2,塔底温度为110.5.查表 当T=95.35时,苯的饱和蒸气压为P0苯=X5.35+1020.9=1197.18mmHg=1197.18 X Pa=159610.873PaT=95.35时,甲苯的饱和蒸气压为P0甲苯= X 5.35+403.73=482.1503mmHg=64281.41993Pa相对挥发度为= P0苯/ P0甲苯=159610.873/64281.41993=2.4380求最小回流比:因为泡点进料 所以xF=xqRmin=-=1.28955取R=1. 8

10、Rmin 则 R=1.8 X 1.28955=2.29192.3.2 理论塔板数和实际板层数的计算用吉利兰图求理论塔板数:塔顶(T=80.2) P0苯=757.62+X0.2=762.8856mmHgP0甲苯=291.21+x0.2=293.4604mmHgD=2.5996塔底(T=110.5)P0苯=2.313+ X0.5=2.34555atm=237662.8538Pa P0甲苯=746.58+x0.5=758.486mmHg=101123.1499Paw=2.3502根据t-x-y图,查得进料温度T=91.5P0苯=1020.9+x1.5=1070.325mmHgP0甲苯=403.73+

11、x1.5=425.717mmHgF=2.5142全塔平均相对挥发度 m=2.4718精馏段平均相对挥发度 m=2.5565由芬斯克方程可知Nmin=-1代入数值得 Nmin=10.788又 =0.3094由吉利兰图查得 =0.37 即 =0.37 解得 N=19求精馏段理论板层数Nmin=-1代入数据得 Nmin=4.7252前已查出=0.37 即=0.37 解得 N=9故加料板为从塔顶往下的第9层理论板计算全塔效率 ET=0.49（L）-0.245塔顶温度80.2 塔底温度 110.5 平均温度T=95.35在此温度下 苯=5.35 + 0.279=0.2662cp=0.2662 mPa.s

12、 甲苯=5.35 + 0.286=0.2742cp=0.2742 mPa.s查t-x-y图知 当T=95.35时，x苯=0.40 x甲苯=1-0.40=0.60L= x苯苯+ x甲苯甲苯=0.400.2662 + 0.600.2742=0.2710ET=又 ET= 所以 实际塔板数 Np=36(块)实际精馏段板数 ET= Np=17(块)即进料位置在全塔自塔顶向下第17块板处2.4 筛板塔主要尺寸计算2.4.1 塔径的计算压力 塔顶压力 每层塔板压强降 则进料板压强降 精馏段平均操作压力 精馏段体积流量PV=nRT 已知在当=95.35时，x苯=0.40 x甲苯=1-0.40=0.60查表可知

13、，在95.35时苯L=5.35+0.8039=0.7978g/m3=797.8Kg/m3甲苯L=5.35+0.8002=0.7949035 g/m3=794.9035 Kg/m3L=0.4苯L+0.6甲苯L=0.4797.80+0.6794.9035=796.0621 Kg/m3对于气态混合物T=95.35时，查t-x-y图 y苯=0.35+0.673=0.6169 y甲苯=1-0.6169=0.3831查表 在95.35（368.5K）时苯=3.0065kg/m3甲苯=3.5464kg/m3v= y苯苯+ y甲苯甲苯=0.61693.0065+0.38313.5464=3.2133 Kg/m

14、3混合物在液体状态下 ML=0.692.141+0.478.115=86.5306g/molml= 146.700486.5306=16067.5643kg/hLh=15.9461 m3/h 初选板间距 取板上液层高度 故 图2-3 史密斯关联图 液体表面张力 T=95.35时 苯=5.35+20.06=19.41265mN/cm 甲苯=5.35+20.59=20.0015 mN/cm=苯x苯+甲苯x甲苯=0.419.41265+0.620.0015=19.7660mN/cm ，,所以塔径圆整后取因为塔径为1.4m，所以采用分块式塔板，每块塔板分四小块。实际空塔气速 符合安全系数2.4.2 塔

15、的有效高度和板间距的初选塔的有效高度 初选板间距 取板上液层高度 H=HD+(Np-2-S) HT+SHT+HB塔顶空间HD取1.8 HT 即HD=1.80.48=0.864m塔底空间HB 取保证15分钟的釜液容量。W=58.8803Kmol/h w=5.439810-3302+292(1-5.439810-3)=292.0542kg/m3Mw=5.439810-378.115+(1-5.439810-3) 92.141=92.0439g/molm=74.110692.0439=6821.4287kg/hVw=m3/h=23.357 m3/h15min内釜液容积V(15min)=23.357=

16、5.8392m3HB=2.29m取每10块板开一人孔，即人孔数S=4.则H= HD+(Np-2-S) HT+SHT+HBH=0.864+(36-2-4) 0.48+2(0.7+0.48)+2.29=18.734m19m在精馏段内（17块板）人孔数量为2精馏段以上的高度 H1=HD+(Np-2-S) HT+SHT H1=0.864+(17-2-2) 0.48+2(0.7+0.48)=8.284m进料口距地面高度 H=H总-H1=18.734-8.284=10.45m2.5 塔板结构的计算2.5.1 堰长的计算因为塔径为1.4m2.2m.所以采用单溢流形式。取溢流堰板形状为平直形。查塔板结构参数系

17、列化标准表（单溢流型）可得塔径D=1400mm 塔截面积AT=1.53900m2 塔板间距HT=500mm 弓形降液管: 堰长lw=1029mm 管宽Wd=225mm降液管面积: Af=0.1610m2 Af/AT=10.45 lw/D=0.735 取 取0.03m2.5.2 液体在降液管中的停留时间2.5.3 降液管底隙高度h0取板厚，2.6 流体力学验算查表得：(1)平板阻力 (2)气体通过液层阻力 查表：(3)液体表面张力阻力 对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。（1）液沫夹带： （2）漏液无明显液漏 稳定系数2（3）液泛取不会发生明显液泛2.7塔

18、板负荷性能图（1）漏液线（2）雾沫夹带线图2-4 雾沫夹带线数据表3.97033.89253.75933.4881（3）液相负荷下限（4）液相负荷上限（5）液泛线令带入得图2-5 液泛线数据表4.23194.02273.78043.4661第3章 精馏装置的附属设备设计3.1 塔顶冷却器的设计运算(1) 计算热负荷= =J/S(2)=78.1150.995758+(1-0.995758)92.141=78.1745g/mol热流体 80.2 40 冷流体 31 35 预选K=350W/ S= 根据流体物性，选定换热管材为：碳素钢(3) 由初算传热面积和选定的公称压力PN，根据管壳式换热器行业准

19、JB/T4715-92，初定换热器的工艺尺寸：从行标中直接查取计算换热面积：S=13.7公称直径DN取400mm(卷制圆筒，圆筒内径为公称直径)管长L=1500mm管壁壁厚：192mm总管数： n=164中心排管数： Nc=15管程流通面积=0.0145管子排列方式：正三角形管心距：t=25mm管程数：=2壳程数：=1折流板间距：h=1500mm计算冷却剂的流量计算管程流速 0.17123m/s，所以满足要求。计算管程对流传热系数 Nu=0.023自来水被加热，n取0.4，代入数值： 计算壳程当量直径和流速计算壳程对流传热系数 物料被冷却， 将数值代入上式： 根据冷热流体的性质及温度，在(GB

20、151-99P140-141)选取污垢热阻 计算总传热 3.2 原料泵的设计 选用Y型离心油泵3.2.1 进料管径的选择料用泵进料 速度为之间图3-1 进料管径数据表内管外管abc15502051201503.2.2 塔顶蒸气出口管的直径操作常压时蒸气管中常用流速之间图3-2塔顶蒸汽出口管直径数据表内管外管abc252109581502003.2.3 回流管的直径当塔顶安装在塔顶平台时回流液靠重力自动如塔内流速可取之间 图3-3回流管直径数据表内管外管abc273252109581502003.2.4 塔底出料管的直径一般可取塔底出料流速 图3-4塔底出料管直径数据表内管外管abc325252

21、501208150200第4章 自动控制方案的设计4.1 离心泵流量控制控制泵的出口阀门开度（直接节流）控制原理：改变控制阀压降从而改变工作点，关小控制阀压降增加，流量下降压头上升。特点：控制阀安装在泵出口，可防止气缚和气蚀。节流装置安装在阀上游，有利于提高测量精度。通过控制泵出口阀来控制流量的方法如图4-1所示。当干扰作用使被控变量（流量）发生变化偏离给定值时，控制器发出控制信号，阀门动作，控制结果是流量回到设定值。图4-1改变泵出口阻力控制流量示意图4.2 预热器控制方案的确定控制饱和水蒸汽的流量当通过控制饱和水蒸汽的流量来控制预热器时，由于包和水蒸气发生相变化，产生放热现象。如果传热面积

22、足够时，送入的蒸汽可以全部冷凝，并可继续冷却，这时可以通过调节饱和水蒸气的流量有效地改变平均温度差，控制原料液的出口温度。当传热面积不足时，饱和水蒸汽不能全部冷凝，气相压力会升高。这时应同时考虑除热速率方程和能量衡算式，确定冷凝器和相应的出口温度。因此当传热面积不足时，可采用串级控制系统。本设计即采用如图4-2所示的串级控制系统，能很好控制进入塔内原料液的温度。图4-2串级控制系统示意图4.3 精馏塔的控制精馏塔的基本控制方案(1) 按精馏段控制指标控制 取精馏段某点的成分或温度为被调参数，而以回流量，流出液量或塔内蒸汽量作为调节参数。他适合于流出也的纯度要求较高时，例如流出也为产品时。采用这

23、种方案时，于L、R、D、V、W中选择一种作为控制成分的手段，选择另一种保持流量恒定，其余两个则按回流灌和再沸器的物料平衡，由液位调节器进行调解。本设计方案采用精馏段塔板温度控制LR，并保持VS流量恒定，这是精馏段控制中最常用的方案。(2) 提馏段指标控制本设计采用的用提馏段塔板温度控制釜液流量W，并保持LR恒定，D由回流灌的液位调节，蒸汽量再有再沸器的液位调节，因为设计方案中的W流量较小，用这种方案控制时比较平稳。4.4 塔顶冷凝器的出口温度控制塔顶冷凝器的出口温度控制在40左右4.5 回流罐液位控制回流液罐液位控制在所在回流罐高度的 附录A 主要符号说明 A传热面积，m2 ;A关联常数；A比

24、表面积，m2/m3C比热容，kJ/(kmol)或kJ/(kg);d直径，m；D塔顶产品流量，kmol/h;D塔径，m；F进料流量，kmol/h；f小孔点面积，m2h高度，m；H高度，m；K关联常数；L回流量，kmol/h;M分子量，g/mol;n物质的量，mol;n孔数；N理论板数；NTSM每米上理论板层数p压强，kPa；q进料状况参；Q小孔输液能力，m3/sQ热量，J；r半径，m；Re雷诺数；R回流比；S传热面积，m2；T温度，；u空塔气速，m/sU喷淋密度，m3V上升蒸汽量，kmol/hW塔底流量，kmol/hW流速，m2/sx组成；y气相组成；Z填料高度，m；挥发度；回收率；空隙率；密度

25、，kg/m3黏度，Pas孔系数;角度；导热系数，W/(m2h)； 参 考 文 献1 夏清，陈常贵.化工原理（上册）M，修订版. 北京：化学工业出版社.2008.1.2 夏清，陈常贵.化工原理（下册）M，修订版. 北京：化学工业出版社.2008.1.3 卢焕章.石油化工基础数据手册M.北京：化学工业出版社.1994.1.4 匡国柱，史有才.化工原理过程及设备课程设计M（第二版）.北京：化学工业出版社.2008.2.5周大军, 揭嘉. 化工工艺制图. 北京，化学工业出版社，2009,56时钧等主编.化学工程手册,上卷.北京:化学工业出版社,19967R.H.Perry, P.W.Green. Pe

26、rry,s chemical engineers, handbook. 7th ed. New York: McGraw-Hill,Inc.,2001自 我 总 结即将结束大三的学习生活，这也是我第一次经历课程设计，以前听别人说课程设计是如何如何，这次亲自感受到了课程设计的辛苦。在这次课程设计中，在老师的帮助下，我们学到了很多知识，了解到化学工艺设计的流程和方法，在为期两周的课设中，我们经历了理论转化实践的过程，也认识到理论与实践是有差别的。从最开始的大量运算，到核算，到给出设计方案，再到不断完善，最终打出说明书和设计图，整个设计过程中要注意的问题很多，尤其是一些细节性的问题，让我认识到考虑问

27、题的全面详细的重要性。通过本次设计，我们对化工原理课程的重要性有了更为深刻的认识，会运用制图软件AutoCAD等等，并且学会熟练应用公式编辑器和word文档，使自己各方面能力都有了提高。由于能力以及实践还有许多不足，所以在整个设计过程中，难免有些不成熟和欠妥之处。由于这是一次团体合作，小组中，各组间都有互动和交流，大家不断探讨，使设计日臻完美，让我对合作的概念有了更深的认识，相信这对我日后的学习和工作会有很大帮助。化工原理课程设计马上就要结束了，回想起这两周历程，看到自己能顺利完成老师交给的任务。感到十分欣慰。这次化工原理课程设计带给我的收获太多太多，将成为我珍藏一生的记忆。特别感谢本次课设中王利卿老师和吴红梅老师的悉心指导！