化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)

1 化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 計(jì)方案的選定 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于 塔內(nèi)壓力接近常壓（實(shí)際上略高于常壓），因操作壓力偏離常壓很小， 可以近似看做在常壓下操作。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故可由操作總費(fèi)用等核算出最佳操作回流比。塔底設(shè)置再沸器采 用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。其中由于蒸餾過(guò)程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔釜液溫度較高，故可直接用其預(yù)熱進(jìn)料液至泡點(diǎn)溫度，充分利用了能量。冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。 擇塔型 塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開(kāi)有許多均布的篩孔，孔徑一般為 3 8孔在塔板上作正三角形排列。 篩板塔也是傳質(zhì)過(guò)程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有： ( ) 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的 60，為浮閥塔的 80左右。 ( ) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 10 15。 ( ) 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。 ( ) 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30左右。 篩板塔的缺點(diǎn)是： ( ) 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 ( ) 操作彈性較小 (約 2 3)。 ( ) 小孔篩板容易堵塞。 下圖是板式塔的簡(jiǎn)略圖： 2 礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 表 苯和甲苯的物理性質(zhì) 項(xiàng)目 分子式 分子量 M 沸點(diǎn)（） 臨界溫度 ） 臨界壓強(qiáng) 苯 A 苯 B 苯和甲苯的飽和蒸汽壓 溫度 5 90 95 100 105 常壓下苯 甲苯氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度 5 90 95 100 105 液相中苯的摩爾分率 相中苯的摩爾分率 3 表 純組分的表面張力 溫度 80 90 100 110 120 苯， mN/m 甲苯， Mn/m 0 組分的液相密度 溫度 ( ) 80 90 100 110 120 苯 ,3m 814 805 791 778 763 甲苯 ,3m 809 801 791 780 768 表 液體粘度 溫度 ( ) 80 90 100 110 120 苯（ s） 苯（ s） 甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度 t 液相中苯的摩爾分率 x 氣相中苯的摩爾分率 y 4 表 數(shù)值 組分 A B C 苯 苯 餾塔的物料衡算 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 物料衡算式 : 苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 k mo / 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 m k/ m k/ m o k/ 料衡算 原料處理量 km 0 總物料衡算 苯物料衡算 1 聯(lián)立解得 hk m m 式中 5 板數(shù)的確定 論板數(shù) 求取 （ 1）求最小回流比 由 表 1 苯和甲苯的物理性質(zhì) 查得 ，苯和甲苯的沸點(diǎn)分別為 在 ，由安托因方程 t c)及表 得 相對(duì)揮發(fā)度 1= 理，在 ，相對(duì)揮發(fā)度 2=于（ 1） 1 100 30 則 = 1 2 x 相平衡方程 1 ( 1)xy x 聯(lián)立，得 y=(x/1+(x 又由x= 可解得535 xy = 2） 最佳回流比的確定 R=（ ） 取不同的 R 值，可以求出相應(yīng)的理論板數(shù)，作 N*（ R+1） R 圖，找出 N*（ R+1）最小時(shí)對(duì)應(yīng)的 R 值，運(yùn)用 件作圖如下 6 圖 *(R+1)與 R 的關(guān)系 通過(guò)程序求得 R=R R 當(dāng) R=餾段操作線方程2 5 6 2 8 0 8 6 nn x，提餾段操作線方程 0 0 2 1 5 2 0 1 nn x。逐板法求解 No x y 1 0 進(jìn)料板 1 2 3 4 5 6 7 8 板法求解表 7 圖 論板數(shù)圖解法 即取 R=18，第 10 塊為進(jìn)料板 效率的計(jì)算 查表 D= t 塔釜溫度 W t 由表 查得（ A 表示苯， B 表示甲苯） 在 ，s，s 在 ，s，s 在 ，s，s 由平均黏度公式 l g l g (1 ) l gi i i A i i （其中 i 為 D,F,W） ,可得 D=s，F(xiàn)=s，W=s 故精餾段提餾段平均黏度分 別為（ 1 表示精餾段， 2 表示提餾段） 8 1 2 =2 2 =法，從大量烴類及非烴類工業(yè)裝置的精餾塔實(shí)際數(shù)據(jù)歸納而成， E 。精餾段提餾段的塔板效率分別為 116 216 實(shí)際板數(shù) 精餾段實(shí)際板層數(shù)1N=9/ 取 19層 ,進(jìn)料板在第 20塊板 提餾段實(shí)際板層數(shù)2N=9/ 取 18 層 精餾塔的實(shí)際板數(shù)為 37 塊板 餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 作壓力的計(jì)算 塔頂操作壓力 P =105.3 層塔板壓降 P 0.7 料板壓力 19=底操作壓力 37=餾段平均壓力 1（ 2 119.5 餾段平均壓力 2（ 進(jìn)料板溫度 t 塔 底溫度 t 9 精餾段平均溫度 FD 提餾段平均溫度 (2 WF 均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由 xD=入相平衡方程得 k m o L / k m o V / 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論板的算 法，得 k m o V / k m o L / 塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由 =相平衡方程，得 (k m o V )/(k m o l 精餾段平均摩 爾質(zhì)量 )/(k m o )/(k m 10 提餾段平均摩爾質(zhì)量 )/(k m )/(k m 均密度的計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即 )/(2 3 9 3mV m 提餾段的平均氣相密度 )/(, MV m 液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 1 由溫度可以查有機(jī)液體相對(duì)密度共線圖可以得到對(duì)應(yīng)的液體密度 11 圖 機(jī)液體相對(duì)密度共線圖 由 查手冊(cè)得 3/ 3/ 3 4 . 9 3 8 k g /8 1 1 . 3 4 10 . 9 8 7 4 . 9 8 60 . 9 8 7 1 L D 由 查手冊(cè)得 3/ 3/ 12 3 5 . 1 5 4 k g /7 9 4 . 6 7 30 . 2 7 917 9 6 . 40 . 2 7 9 1 L F 由 查手冊(cè)得 3/ 3/ 3 0 . 9 6 9 k g /7 8 0 . 9 6 80 . 9 97 8 1 . 0 3 10 . 0 1 1 L W 3/ 提餾段液相平均密度為 3/ 體平均表面張力的計(jì)算 由公式： 及查有機(jī)液體的表面張力共線圖得液體張力可以計(jì)算液體表面張力 13 圖 機(jī)液體的表面張力共線圖 由 查共線圖得 )/( )/( )/( 由 查共線圖得 )/( )/( )/( 由 查共線圖得 )/( )/( 14 )/(4 2 1 精餾段液相平均表面張力為 )/( 提餾段液相平均表面張力為 )/( 體平均黏度的計(jì)算 由公式：x 及查液體黏度共線圖得液體黏度可以計(jì)算液體黏度 圖 體黏度共線圖 15 (1)塔頂液相平均粘度計(jì)算 由 查手冊(cè)得 ， 0 . 3 0 6 )0 . 0 1 70 . 3 0 2 ) D m 解得 m 進(jìn)料板液相平均粘度計(jì)算 由 查手冊(cè)得 8 9 ， )2 6 8 2.0( 8 5 9 7.0( 1 L F m解得 m （ 3）塔底液相平均粘度計(jì)算 由 C ，查手冊(cè)得 0 8 ， )2 6 0 8.0( 9 4 8 0.0( 0 L W m解得 m 精餾段液相平均黏度為 )( 提餾段液相平均黏度為 )( 液負(fù)荷計(jì)算 精餾段： hk m o 1( 3 8 0 0 9 0 0 3 hk m o 16 0 0 1 1 0 0 9 0 0 3 0 00 0 1 1 0 0 3 提餾段： hk m o 1()1( 3 8 0 0 9 0 0 3 hk m o 0 0 2 7 0 0 9 0 0 3 0 0 0 00 0 2 7 0 0 3 餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 徑的計(jì)算 塔板間距 與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。 表 間距與塔徑關(guān)系 塔徑 m 間距 00 300 250 350 300 450 350 600 400 600 對(duì)精餾段： 初選板間距 ，取板上液層高度 ， 故 T ； 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 依式 0 17 圖 密斯關(guān)聯(lián)圖 校正物系表面張力為 時(shí) 20 a x 可取安全系數(shù)為 （安全系數(shù) 故 4 a x 按標(biāo)準(zhǔn) ,塔徑圓整為 核 ,塔徑 D=s /7 2 4 7 a x u u，可行 塔截面積為 2 實(shí)際空塔氣速由式 ,可得 對(duì)提餾段： 初選板間距 ，取板上液層高度 ， 故 T ； 18 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 式 0 校正物系表面張力為 時(shí) 20 a x 可取安全系數(shù)為 （安全系數(shù) 故 6 2 0 a x 0 按標(biāo)準(zhǔn) ,塔徑圓整 核 ,塔徑 D=s /7 2 a x u u，可行 實(shí)際空塔氣速由式 ,可得 效塔高的計(jì)算 精餾段有效塔高 ）（ 提餾段有效塔高 22 ） 在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為 精餾塔的有效高度為 Z=2+板主要工藝尺寸的計(jì)算 流裝置計(jì)算 19 精餾段 因塔徑 D 選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤(pán)。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下： a)溢流堰長(zhǎng) 單溢流區(qū) D，取堰長(zhǎng) b)出口堰高 4 查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖可以得到液流收縮系數(shù) E。 圖 液流收縮系數(shù)計(jì)算圖 查得 E= 3/2 故 5 0 3 9 6 c)降液管的寬度 降液管的面積 由 20 圖 形降液管的寬度與面積 DW d ， A 故 ， 222 f 利用 計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積， 即 （大于 5s，符合要求） d)降液管底隙高度 取液體通過(guò)降液管底隙的流速 （ s） 依式 7 3 0 3 滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 e)受液盤(pán) 采用平行形受液盤(pán)，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為 6021 提餾段 因塔徑 D 選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤(pán)。對(duì)提餾段各項(xiàng)計(jì)算如下： a)溢流堰長(zhǎng) 單溢流區(qū) D，取堰長(zhǎng) b)出口堰高 查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖可以得到液流收縮系數(shù) E。 查得 E= 3/2 故 4 2 7 c)降液管的寬度 降液管的面積 由 DW d ， A 故 ， 222 f 利用 計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積， 即 （大于 5s，符合要求） d)降液管底隙高度 取液體通過(guò)降液管底隙的流速 （ s） 依式 ow so 3 9 2 滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 e)受液盤(pán) 采用平行形受液盤(pán)，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為 6022 板布置 塔板的分塊 因 D 800塔板采用分塊式。塔極分為 3塊。 a)取邊緣區(qū)寬度 由于小塔邊緣區(qū)寬度取 030 所以這里取安定區(qū)寬度 由于 0070取 8.0b)開(kāi)孔區(qū)面積 用 a 1222 s 算開(kāi)孔區(qū)面積 c ， 解得， 2222 cs i mA a c)篩孔數(shù) n 與開(kāi)孔率 ： 本例所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用 碳鋼板，取篩板直徑 0 ，篩孔按正三角形排列，取 t/d=故孔中心距 t為 篩孔數(shù) 個(gè)1 4 2 開(kāi)孔率 %4/220 每層板上的開(kāi)孔面積 0A 為 20 0 3 a 氣體通過(guò)篩孔的氣速為 精餾段： 23 )/(88.0 提餾段： )/( 8 7.0 圖 板布置圖 板的流體力學(xué)驗(yàn)算 塔板的流體力學(xué)計(jì)算，目的在于驗(yàn)算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對(duì)有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖。 板阻力 20 5 式中： 液柱；干板阻力， 24 液柱氣體通過(guò)液層的阻力， mmh(1)精餾段 20 5 干板孔的流量系數(shù)圖得 C 圖 板孔的流量系數(shù)圖 液柱 A )/(121 圖 氣系數(shù) 0與 得 ，所以 液柱 3 5 25 0 2 0 59 8 1 0 1 0 4 所以 液柱 5 9 2 0 5 8 0 50 8 5 9 (2)提餾段 8 干板孔的流量系數(shù)圖得 C 液柱 A 8 6 2 )/(121 得 ，所以 液柱 3 4 0 1 9 89 8 1 0 1 0 4 所以 液柱 9 8 1 9 4 3 0 80 8 9 8 液點(diǎn) 當(dāng)孔速低于漏液點(diǎn)氣速時(shí)，大量液體從篩孔漏液，這將嚴(yán)重影響塔板效率，因此，漏液點(diǎn)氣速為下限氣速，篩孔的漏液點(diǎn)氣速按下式計(jì)算： ) 5 其中oL 98104 26 （ 1） 精餾段 4 5)0 0 2 0 5 穩(wěn)定系數(shù) 在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量 漏液。 （ 2） 提餾段 0 1 9 5 穩(wěn)定系數(shù) 在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。 沫夾帶 5 中A ， 根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)Lf 餾段 氣氣 /故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量的霧沫夾帶 提餾段 氣氣 /故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量的霧沫夾帶 面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 泛的校核 為了避免液泛，降液管中液面高（ 不得超過(guò) )(倍的即 其中液體在降液管出口阻力： oW sd h 27 精餾段 4 6 7 5 9 取 則 0 3 WT 2 2 6 7 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛 提餾段 32 6 0 9 8 取 則 2 2 1 2 WT 2 2 1 6 0 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。 根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。 板負(fù)荷性能圖 1、精餾段 (1) 霧沫夾帶線 霧沫夾帶量 5 中A 28 0 00 2 2 8 2 取氣前面求得 精， 代入 整理得： 3/V (2) 液泛線 令 )(T 由 ; 11 聯(lián)立得 11忽略h，將S，S，整理得 3/222 式中 200 )( 05 WT 1( 0 20 )/(3/2033 6 0 0)1( 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 21 a 0 3 1 b 2)0 2 1 5 21 c 29 3/231 22 5 9 21 7 整理，得 2 (3) 液相負(fù)荷上限線 以 4 0 0 3 m a x, 從而做 出液相負(fù)荷上限線 3 (4) 漏液線 由 3/28 6 2 和， 代入 ) 5 i n, 得： 3/2m i n, V 整理得： 3/2m i n, 112 V (5) 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度 為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。 E=,3/2m i n, 30 s /0 0 0 5 3 34m i n, 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 5。 （ 6） 操作線 坐標(biāo)為： ， 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。 圖 12 精餾段篩板負(fù)荷性能圖 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： 任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn) P（操作點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。 塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限 有漏液控制。 s ,與漏夜線的交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為 Vs,知： 按照固定的氣液比，由圖 14查出塔板的氣相負(fù)荷上限 4 3 2 m a x ，氣相 31 負(fù)荷下限 m ，所以 精餾段的操作彈性 = 2 3 2 in,m a x, (1) 霧 沫夾帶線 霧沫夾帶量 5 中A 0 00 3 2 8 2 取氣前面求得 精， 代入 整理得： 3/V (2) 液泛線 )(T 由 ; 11 聯(lián)立得 11忽略h，將S，S，整理得 3/222 32 式中 200 )( 05 WT 1( 0 20 )/(3/2033 6 0 0)1( 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 3 5 8 5 1 0 5 21 a 2 1 b 5 7)0 1 9 1 5 21 c 3/231 22 5 整理，得 2 (3) 液相負(fù)荷上限線 以 4 0 0 3 m a x, 從而做出液相負(fù)荷上限線 3