化工原理课程设计7

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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、化工、石油化工等生产中

2、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，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两

3、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

4、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

5、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

6、。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)304630704618(2) 釜残液组成 XW= =0.01196 式(2.4)3463974618(3)馏出液组成 XD=0.8387 式(2.5)92469284618(4)馏出液平均摩尔质量MD=xDMA

7、+(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)73 10300 24 40.96(6)总物料衡算 F=D+W FxF=DxD+Wxw F=501.2kmol/h W=421.4kmol/h2.22.2 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：， =1.5

8、02 式(2.8)3352. 01minRxDminR2、选择适当回流比 R根据公式： 得 式(2.9)xxy) 1(1xyyxyx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 21.082 12.073.614m 根据设计经验，一般物系的适宜回流比取为 R=(1.12.0) minR由芬斯克方程式： 式(2.11)min1lg()()11lgWDDWmxxxxN式中： 全回流时最少理论板层数（不包括再沸器）minN- 5 - 全塔平均相对挥发度，当变化不大时，可取塔顶和mD塔底的平均值W=3.710min1lg()()11l

9、gWDDWmxxxxNa在 2中取若干个值得下列值minRminR Rmin1RRR min2NNN 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 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 0.32450.356.8002.8540.35080.346.6673.0040.37510.336.537由以上数据绘制 NR 图 2-2，

10、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)1111nnDRyxxRR10.67770.2703nnyx4、提馏段操作线方程由 式(2.13)WxWqFLWxWqFLqFLy且知： L=RD=L+qFL故，提馏段操作线方程为：12.7020.02035mmyx5、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。1Dxy首先在图上作平衡线和对角线。1yx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,DDa xx作连线 ab 或自点 a 作斜线为的直线 ab,

11、即为精馏段操作线。1RR进料线（q 线）自点 e()作斜率为 的 ef 曲线（即为 q 线）。3,FFx x1qqq 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,WWc 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,DDa 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,WWc

12、 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. 0DDtx 塔底: 。63.96,01196. 0WWtx 塔顶和塔底的算术平均温度： 式(2.14)78.2796.6387.4522wDmtttC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2msmN37. 0乙醇2sN3267. 0mm水根据公式： 式(2.15)iiLx得：23329. 01msmNxxFFL

13、水乙醇根据公式： 式(2.16)245. 0)(49. 0LmTE得：0.4683TE 7、实际板数根据公式： 式(2.17)TTPENN 实际板数：39PN - 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二，0.1436Fx 得： tF=84.7精馏段平均温度 式(2.18)81.4852DFmttt精提馏段平均温度 式(2.19)90.672WFmttt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

14、导书附录81.485mtC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)00(1)22.4/mRDTVsPpT精=2.268Vs3/ms平均相对分子质量为：g/mol46 0.5815 18 (1 0.5815)34.28mM精馏段气相平均密度 式(2.21)31.178/mVmVmPMKg mRT精精精(3)精馏段液相体积流率及密度的确定 式(2.22)LmLmLMLs精精平均相对分子质量为：g/mol26.85mM- 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

15、，的330.5415,789/,970.8/AABakg mkg m. 式(2.24)311873.4/AALLABaakg m L=0.001764LmLmLMLs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：m37.96/amN m2.3.32.3.3 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 查乙醇水物系气液平衡数据：90.67mt提 （内插法）5.0790.66590.50.0480990.890.6654.61xxx 33.0690.66590

16、.50.322290.890.66531.58yyy（2）提馏段气相体积流率及密度的确定 式(2.25)300(1)22.41.912/mRDTPVsmsTP精27.02/mMg mol 式(2.26)3m0.9051/mVPMKg mRT提（3）提馏段液相体积流率及密度的确定 119.347/mAABAMM xMxg mol 311940.8/AALLABaakg m 43RD9.588 10/mmLLLMMLsms- 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=0.45mTH空塔气速 式(2.27)max()uu安全系数maxLVVuC精

17、馏段 式(2.28)maxLmVmVmuC精精精表 2.1(2)塔径的计算1、初步计算塔径 式(2.29)4VsDuVs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maxu(0.60.8)- 12 -即 式(2.30)max(0.60.8)uu 式(2.31)maxLVVuCC 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0.450.050.40TLHhm根据以上数据,由史密斯关联图查得200.08C 式(2.32)0.220()0.0820mCC精 =0.09083=2.457m/smaxLVVuC863.4 1.1781.17

18、8取安全系数为 0.7,则空塔气速为 1.702/um s故 塔径 D=1.296m2、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)2244 2.2681.474/1.4sVUm sD安全系数 max1.4740.602.457UU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

19、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=0.84m336006.350/hsLLmh3/6.350/0.84100 130/hwLLmmh（2）出口堰高 hwhl=hw+how故 hw=hl-how 式(2.35)Lhm板上液层高度，whm堰上液层高度，（3）堰上液层高度wh 采用平直堰，堰上液层高度高可按 232.84()1000howwLhEl查化工原理课程设计指导书P39 图 2-10 取 E=1.02，232.846.3501.02()11.1610000.84owhmm取 hL=

20、0.05 hw=0.05-0.01116=0.003884 m2.3.62.3.6 降液管降液管（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0.6wlD， ， 式0.057fTAA0.11dWD221.41.53944TDA(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)fA=TsHL- 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0h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00.00060.012whh

21、m00.0060.03284whh2.3.72.3.7 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)22212sin180axAx RxRR 式(2.39)2cDRW()2dsDxWW取边缘区域宽度： 取 0.154dWm0.07Wsm0.05WcmX=0.476m R=0.65m将 X ，R 代入公式中的222120.47620.476 (0.65)(0.476)(0.65) sin1.1131800.65aAm（2）溢流区溢流区面积 Af=0.08770 m2（3）安定区开孔区与溢流区之间的不

22、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: 0.05Wcm2.3.82.3.8 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0u气阀临界动能因素 F0= 式(2.40)0uV选用 F1 型重阀，阀孔直径=39mm，底边孔中心距 t=75mm0d取阀孔动能因子 F0=12孔速

23、001111.07/1.2vFum s每层塔板上浮阀数 式(2.41)2001724SVNd u取边缘区域宽度 Wc=0.05mWs=0.07m塔板上的鼓泡面积=1.113m 22212sin180axAx RxRRh=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 个）022.26811.04/(0.039)1724um s 在 9 到 12 之间 （阀孔动能因数 F0变化不大，符合要求）011.95F 塔板开孔率 在 10%14%之间，

24、符合要求20(/)13.35%N dD2.3.92.3.9 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pCIHhhh干板阻力 式(2.42)1.8251.82573.173.19.615/1.175ocvum su0=9,615uoc故 式(2.43)205.340.045192vcluhmg- 17 -板上充气液层阻力取充气系数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

25、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液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故 式(2.44)2200.0017640.153()0.153 ()0.62560.84 0.03284sdwLhmmL 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+

26、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70%减压塔 泛点率75%- 18 -泛点率 式(2.45)001.36100vssLLvFbVL ZKC 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=0.60410.81.1782.2681.36 0.001

27、764 1.092863.4 1.1781.0 0.105 1.363或泛点率 式(2.46)001000.78vsLvFTVKC A=66.53%80%故泛点率 66.53%泛点率在 80以下，故知雾沫夹带量能满足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%05F 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sVsL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

28、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(2.47)001.36100vssLLvFbVL ZKC A001.1781.361.092863.41.17810080%1.00.105 1.79ssVL整理得ssV =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sVsL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pLdcILdhhhhhhhhh项，液泛线方程为 式(2.48)

29、222/3SSSaVbcLdL其中， 式(2.49)521.91 100.008809VLaN 式(2.50)0(1)0.08839TbH 式(2.51)2200.153201.1wcl h 式(2.52)02/31(1) (0.667)1.146wdEl整理得：222/3sss0.008809V =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)3600fThA HL- 20 -以 =5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则

30、3fsmaxA0.087700.45(L ) =0.007983/55THms (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005VFu则又知 式(2.54)05Vu22000544sVVdNudN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，据此作出与液体流量无关的水平漏夜线以 F0=5 作为规定气体最小负荷的标准，则0230s min5V=0 0391720.9461/441.178VFd Nms2（）（.）(5) 液相负荷下限线为保证板上液流分布均匀，提高气液接触效果，取堰上液层上高度how=0.006m 作为

31、液相负荷下限条件依计算出下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为232.84()1000howwLhElsL气相流出无关的竖直线 取 E=1.02 式(2.55)23min3600()2.840.0061000swLEl则3min()0.0006955/sLms（6）塔的操作弹性在塔的操作液气比下，做出操作线 OP（操作点与坐标原点的连线），OP 与负荷性能图交点的气相负荷max 与min 之比称为操作弹性sVsV 操作弹性=max/min=2.526sVsV- 21 -三三. .参考文献参考文献1. 华东理工大学化工原理教研室编. 化工过程设备及设计. 广州：华南理工大学出版社. 1996.0

32、22. 天津大学化工原理教研组，化工原理课程设计，天津科学技术出版社，19943. 化学工程手册编辑委员会，化学工程手册（第 13 篇）汽液传质设备. 化学工业出版社，19874. 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，20025. 路秀林，王者相等.塔设备.北京：化学工业出版社，20046. 陈敏恒，化工原理上下册，化学工业出版社，19987. 成都科技大学化工原理编写组，化工原理下册，成都科技大学出版社，19918. E.E.路德维希，化工装着的工艺设计，化学工业出版社，19839. 詹天福，化工设备机械基础课程设计指导书，机械工业出版社，1991四致谢四致谢在设计说明书完成之际，我要特别感谢我的指导老师赫文秀老师的热情关怀和悉心指导。在此过程中，赫老师倾注了大量的心血和汗水，无论是在设计的选题、构思和资料的收集方面，还是在设计的研究方法，我都得到了赫老师悉心细致的教诲和无私的帮助，特别是她广博的学识、深厚的学术素养、严谨的治学精神和一丝不苟的工作作风使我终生受益，在此表示真诚地感谢和深深的谢意。在设计的写作过程中，也得到了许多同学的宝贵建议，在此一并致以诚挚的谢意。感谢所有关心、支持、帮助过我的良师益友。- 22 -最后，向在百忙中抽出时间对本设计说明书进行评审并提出宝贵意见的师表示衷心地感谢！