化工原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告說明書

1、化工原理課程設(shè)計(jì)目 錄第1章 設(shè)計(jì)方案的確定11.1 精餾操作11.2 工藝流程的確定11.3 操作條件的確定1第2章 篩板精餾塔的工藝設(shè)計(jì)32.1 物料衡算32.2 熱量衡算42.3 設(shè)計(jì)塔板數(shù)的計(jì)算42.3.1 回流比的計(jì)算42.3.2 理論塔板數(shù)和實(shí)際板層數(shù)的計(jì)算62.4 篩板塔主要尺寸計(jì)算82.4.1 塔徑的計(jì)算82.4.2 塔的有效高度和板間距的初選102.5 塔板結(jié)構(gòu)的計(jì)算112.5.1 堰長的計(jì)算112.5.2 液體在降液管中的停留時(shí)間112.5.3 降液管底隙高度h0112.6 流體力學(xué)驗(yàn)算122.7塔板負(fù)荷性能圖13第3章 精餾裝置的附屬設(shè)備設(shè)計(jì)163.1 塔頂冷卻器的設(shè)計(jì)運(yùn)

2、算163.2 原料泵的設(shè)計(jì)183.2.1 進(jìn)料管徑的選擇183.2.2 塔頂蒸氣出口管的直徑193.2.3 回流管的直徑193.2.4 塔底出料管的直徑20第4章 自動控制方案的設(shè)計(jì)214.1 離心泵流量控制214.2 預(yù)熱器控制方案的確定214.3 精餾塔的控制224.4 塔頂冷凝器的出口溫度控制234.5 回流罐液位控制23參 考 文 獻(xiàn)26自 我 總 結(jié)27ii第1章 設(shè)計(jì)方案的確定1.1 精餾操作原料液為對年產(chǎn)量400000h/a的苯，用精餾方法進(jìn)行分離苯-甲苯混合物得到，和經(jīng)預(yù)熱器加熱到指定溫度后，送入精餾塔的進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底再

3、沸器中。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。由于篩板塔結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低廉，氣體壓降小，板上液面落也較小，生產(chǎn)能力及板效率均較泡罩塔高，故選用篩板塔。1.2 工藝流程的確定此次精餾的工藝流程為原料液由原料液儲罐經(jīng)泵壓入預(yù)熱器中進(jìn)行預(yù)熱，然后進(jìn)入精餾塔進(jìn)行精餾。易揮發(fā)組分苯從塔頂一蒸汽的形式出來進(jìn)入塔頂全凝器全凝后部分回流到塔內(nèi)，部分經(jīng)冷凝器冷凝后進(jìn)入產(chǎn)品儲罐。難揮發(fā)組分由塔底以液體的形式出來經(jīng)冷凝器冷凝后進(jìn)入儲罐。塔底有再沸器采用間接蒸汽加熱，以保證塔底由足夠的上升蒸汽。1.3 操作條件的確定1塔板類型：篩板塔 篩板塔是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：(1)結(jié)構(gòu)比

4、浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。(2) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。(3) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。(4) 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：(1) 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。(2)操作彈性較小(約23)。(3)小孔篩板容易堵塞。2操作壓力：常壓精餾高壓或者真空操作會引起操作上的其他問題以及設(shè)備費(fèi)用的增加，尤其是真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費(fèi)用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費(fèi)用增加。綜和以上所述，選擇常壓操作。3進(jìn)料狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料選擇泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1時(shí)，操作容

5、易控制，且不受季節(jié)氣溫的影響，此外，泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑相同，設(shè)計(jì)和制造時(shí)比較方便。4加熱方式：間接蒸汽加熱蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，應(yīng)設(shè)置再沸器。直接蒸汽加熱只能用于塔底產(chǎn)物基本是水的情況，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加，成本增加，故采用間接加熱。5回流方式：泡點(diǎn)回流泡點(diǎn)回流易于控制,設(shè)計(jì)和控制時(shí)比較方便,而且可以節(jié)約能源。6冷卻介質(zhì)進(jìn)出口溫度：使用31水作為冷卻劑，通入全凝器和冷卻器對塔頂蒸汽進(jìn)行冷凝和冷卻。從預(yù)熱器、全凝器、冷卻器出來的液體溫度分別在50-60、40和

6、35左右。精餾所進(jìn)行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。29第2章 篩板精餾塔的工藝設(shè)計(jì)2.1 物料衡算原設(shè)計(jì)要求處理量：4萬噸/年；原料溫度：25；料液組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：48%； 塔頂產(chǎn)品組成不低于：99.5%塔頂輕組分回收率：99.5%；每年實(shí)際生產(chǎn)時(shí)間：8000h/a；塔頂壓力：4kpa; 單板壓降：0.7kpa 泡點(diǎn)進(jìn)料（1）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率原料 苯 （m=78.115kg/kmol） 甲苯 （m=92.141kg/kmol）餾出液中低沸點(diǎn)組分的含量不低于0.995(

7、質(zhì)量分率) （2）原料液平均摩爾質(zhì)量處理量（3）物料衡算 f=122.8885kmol/h 聯(lián)立求解得 w=58.8803kmol/h 精餾段操作線：=0.6962提餾段操作線：=1.2794-2.2 熱量衡算= =j/s=78.1150.995758+(1-0.995758)92.141=78.1745g/mol熱流體 80.2 40 冷流體 31 35 2.3 設(shè)計(jì)塔板數(shù)的計(jì)算2.3.1 回流比的計(jì)算求相對揮發(fā)度:苯和甲苯的飽和蒸氣壓和溫度的關(guān)系數(shù)據(jù)如下表所示：圖2-1 苯和甲苯的飽和蒸氣壓和溫度的關(guān)系表溫度/80.1859095100105110.6pao/kpa101.33116.91

8、35.5155.7179.2204.2240.0pbo/kpa40.046.054.063.374.386.0101.33利用拉烏爾定律計(jì)算氣液平衡數(shù)據(jù)在某一溫度下由上表查得該溫度下純組分苯與甲苯的飽和蒸氣壓pao與pbo，由于總壓p為定值，即p=101.33kpa，則應(yīng)用式x=求液相組成x，再應(yīng)用式y(tǒng)=x求平衡的氣相組成y，即可得到一組標(biāo)繪平衡溫度組成圖的數(shù)據(jù)。以t=95為例，計(jì)算過程如下：x=0.412和y=x=0.412=0.633其他溫度下的計(jì)算結(jié)果列于下表中圖2-2 苯與甲苯平衡溫度組成表t/80.1859095100105110.6x1.0000.7800.5810.4120.25

9、80.1300y1.0000.9000.7770.6330.4560.2620根據(jù)查t-x-y圖可知,塔頂溫度為80.2,塔底溫度為110.5.查表 當(dāng)t=95.35時(shí),苯的飽和蒸氣壓為p0苯=x5.35+1020.9=1197.18mmhg=1197.18 x pa=159610.873pat=95.35時(shí),甲苯的飽和蒸氣壓為p0甲苯= x 5.35+403.73=482.1503mmhg=64281.41993pa相對揮發(fā)度為= p0苯/ p0甲苯=159610.873/64281.41993=2.4380求最小回流比:因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料 所以xf=xqrmin=-=1.28955取r=1. 8

10、rmin 則 r=1.8 x 1.28955=2.29192.3.2 理論塔板數(shù)和實(shí)際板層數(shù)的計(jì)算用吉利蘭圖求理論塔板數(shù):塔頂(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根據(jù)t-x-y圖,查得進(jìn)料溫度t=91.5p0苯=1020.9+x1.5=1070.325mmhgp0甲苯=403.73+

11、x1.5=425.717mmhgf=2.5142全塔平均相對揮發(fā)度 m=2.4718精餾段平均相對揮發(fā)度 m=2.5565由芬斯克方程可知nmin=-1代入數(shù)值得 nmin=10.788又 =0.3094由吉利蘭圖查得 =0.37 即 =0.37 解得 n=19求精餾段理論板層數(shù)nmin=-1代入數(shù)據(jù)得 nmin=4.7252前已查出=0.37 即=0.37 解得 n=9故加料板為從塔頂往下的第9層理論板計(jì)算全塔效率 et=0.49（l）-0.245塔頂溫度80.2 塔底溫度 110.5 平均溫度t=95.35在此溫度下 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圖知 當(dāng)t=95.35時(shí)，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 實(shí)際塔板數(shù) np=36(塊)實(shí)際精餾段板數(shù) et= np=17(塊)即進(jìn)料位置在全塔自塔頂向下第17塊板處2.4 篩板塔主要尺寸計(jì)算2.4.1 塔徑的計(jì)算壓力 塔頂壓力 每層塔板壓強(qiáng)降 則進(jìn)料板壓強(qiáng)降 精餾段平均操作壓力 精餾段體積流量pv=nrt 已知在當(dāng)=95.35時(shí)，x苯=0.40 x甲苯=1-0.40=0.60查表可知

13、，在95.35時(shí)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對于氣態(tài)混合物t=95.35時(shí)，查t-x-y圖 y苯=0.35+0.673=0.6169 y甲苯=1-0.6169=0.3831查表 在95.35（368.5k）時(shí)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混合物在液體狀態(tài)下 ml=0.692.141+0.478.115=86.5306g/molml= 146.700486.5306=16067.5643kg/hlh=15.9461 m3/h 初選板間距 取板上液層高度 故 圖2-3 史密斯關(guān)聯(lián)圖 液體表面張力 t=95.35時(shí) 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 ，,所以塔徑圓整后取因?yàn)樗綖?.4m，所以采用分塊式塔板，每塊塔板分四小塊。實(shí)際空塔氣速 符合安全系數(shù)2.4.2 塔

15、的有效高度和板間距的初選塔的有效高度 初選板間距 取板上液層高度 h=hd+(np-2-s) ht+sht+hb塔頂空間hd取1.8 ht 即hd=1.80.48=0.864m塔底空間hb 取保證15分鐘的釜液容量。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內(nèi)釜液容積v(15min)=23.357=

16、5.8392m3hb=2.29m取每10塊板開一人孔，即人孔數(shù)s=4.則h= hd+(np-2-s) ht+sht+hbh=0.864+(36-2-4) 0.48+2(0.7+0.48)+2.29=18.734m19m在精餾段內(nèi)（17塊板）人孔數(shù)量為2精餾段以上的高度 h1=hd+(np-2-s) ht+sht h1=0.864+(17-2-2) 0.48+2(0.7+0.48)=8.284m進(jìn)料口距地面高度 h=h總-h1=18.734-8.284=10.45m2.5 塔板結(jié)構(gòu)的計(jì)算2.5.1 堰長的計(jì)算因?yàn)樗綖?.4m2.2m.所以采用單溢流形式。取溢流堰板形狀為平直形。查塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系

17、列化標(biāo)準(zhǔn)表（單溢流型）可得塔徑d=1400mm 塔截面積at=1.53900m2 塔板間距ht=500mm 弓形降液管: 堰長lw=1029mm 管寬wd=225mm降液管面積: af=0.1610m2 af/at=10.45 lw/d=0.735 取 取0.03m2.5.2 液體在降液管中的停留時(shí)間2.5.3 降液管底隙高度h0取板厚，2.6 流體力學(xué)驗(yàn)算查表得：(1)平板阻力 (2)氣體通過液層阻力 查表：(3)液體表面張力阻力 對于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影響。（1）液沫夾帶： （2）漏液無明顯液漏 穩(wěn)定系數(shù)2（3）液泛取不會發(fā)生明顯液泛2.7塔

18、板負(fù)荷性能圖（1）漏液線（2）霧沫夾帶線圖2-4 霧沫夾帶線數(shù)據(jù)表3.97033.89253.75933.4881（3）液相負(fù)荷下限（4）液相負(fù)荷上限（5）液泛線令帶入得圖2-5 液泛線數(shù)據(jù)表4.23194.02273.78043.4661第3章 精餾裝置的附屬設(shè)備設(shè)計(jì)3.1 塔頂冷卻器的設(shè)計(jì)運(yùn)算(1) 計(jì)算熱負(fù)荷= =j/s(2)=78.1150.995758+(1-0.995758)92.141=78.1745g/mol熱流體 80.2 40 冷流體 31 35 預(yù)選k=350w/ s= 根據(jù)流體物性，選定換熱管材為：碳素鋼(3) 由初算傳熱面積和選定的公稱壓力pn，根據(jù)管殼式換熱器行業(yè)準(zhǔn)

19、jb/t4715-92，初定換熱器的工藝尺寸：從行標(biāo)中直接查取計(jì)算換熱面積：s=13.7公稱直徑dn取400mm(卷制圓筒，圓筒內(nèi)徑為公稱直徑)管長l=1500mm管壁壁厚：192mm總管數(shù)： n=164中心排管數(shù)： nc=15管程流通面積=0.0145管子排列方式：正三角形管心距：t=25mm管程數(shù)：=2殼程數(shù)：=1折流板間距：h=1500mm計(jì)算冷卻劑的流量計(jì)算管程流速 0.17123m/s，所以滿足要求。計(jì)算管程對流傳熱系數(shù) nu=0.023自來水被加熱，n取0.4，代入數(shù)值： 計(jì)算殼程當(dāng)量直徑和流速計(jì)算殼程對流傳熱系數(shù) 物料被冷卻， 將數(shù)值代入上式： 根據(jù)冷熱流體的性質(zhì)及溫度，在(gb

20、151-99p140-141)選取污垢熱阻 計(jì)算總傳熱 3.2 原料泵的設(shè)計(jì) 選用y型離心油泵3.2.1 進(jìn)料管徑的選擇料用泵進(jìn)料 速度為之間圖3-1 進(jìn)料管徑數(shù)據(jù)表內(nèi)管外管abc15502051201503.2.2 塔頂蒸氣出口管的直徑操作常壓時(shí)蒸氣管中常用流速之間圖3-2塔頂蒸汽出口管直徑數(shù)據(jù)表內(nèi)管外管abc252109581502003.2.3 回流管的直徑當(dāng)塔頂安裝在塔頂平臺時(shí)回流液靠重力自動如塔內(nèi)流速可取之間 圖3-3回流管直徑數(shù)據(jù)表內(nèi)管外管abc273252109581502003.2.4 塔底出料管的直徑一般可取塔底出料流速 圖3-4塔底出料管直徑數(shù)據(jù)表內(nèi)管外管abc325252

21、501208150200第4章 自動控制方案的設(shè)計(jì)4.1 離心泵流量控制控制泵的出口閥門開度（直接節(jié)流）控制原理：改變控制閥壓降從而改變工作點(diǎn)，關(guān)小控制閥壓降增加，流量下降壓頭上升。特點(diǎn)：控制閥安裝在泵出口，可防止氣縛和氣蝕。節(jié)流裝置安裝在閥上游，有利于提高測量精度。通過控制泵出口閥來控制流量的方法如圖4-1所示。當(dāng)干擾作用使被控變量（流量）發(fā)生變化偏離給定值時(shí)，控制器發(fā)出控制信號，閥門動作，控制結(jié)果是流量回到設(shè)定值。圖4-1改變泵出口阻力控制流量示意圖4.2 預(yù)熱器控制方案的確定控制飽和水蒸汽的流量當(dāng)通過控制飽和水蒸汽的流量來控制預(yù)熱器時(shí)，由于包和水蒸氣發(fā)生相變化，產(chǎn)生放熱現(xiàn)象。如果傳熱面積

22、足夠時(shí)，送入的蒸汽可以全部冷凝，并可繼續(xù)冷卻，這時(shí)可以通過調(diào)節(jié)飽和水蒸氣的流量有效地改變平均溫度差，控制原料液的出口溫度。當(dāng)傳熱面積不足時(shí)，飽和水蒸汽不能全部冷凝，氣相壓力會升高。這時(shí)應(yīng)同時(shí)考慮除熱速率方程和能量衡算式，確定冷凝器和相應(yīng)的出口溫度。因此當(dāng)傳熱面積不足時(shí)，可采用串級控制系統(tǒng)。本設(shè)計(jì)即采用如圖4-2所示的串級控制系統(tǒng)，能很好控制進(jìn)入塔內(nèi)原料液的溫度。圖4-2串級控制系統(tǒng)示意圖4.3 精餾塔的控制精餾塔的基本控制方案(1) 按精餾段控制指標(biāo)控制 取精餾段某點(diǎn)的成分或溫度為被調(diào)參數(shù)，而以回流量，流出液量或塔內(nèi)蒸汽量作為調(diào)節(jié)參數(shù)。他適合于流出也的純度要求較高時(shí)，例如流出也為產(chǎn)品時(shí)。采用這

23、種方案時(shí)，于l、r、d、v、w中選擇一種作為控制成分的手段，選擇另一種保持流量恒定，其余兩個(gè)則按回流灌和再沸器的物料平衡，由液位調(diào)節(jié)器進(jìn)行調(diào)解。本設(shè)計(jì)方案采用精餾段塔板溫度控制lr，并保持vs流量恒定，這是精餾段控制中最常用的方案。(2) 提餾段指標(biāo)控制本設(shè)計(jì)采用的用提餾段塔板溫度控制釜液流量w，并保持lr恒定，d由回流灌的液位調(diào)節(jié)，蒸汽量再有再沸器的液位調(diào)節(jié)，因?yàn)樵O(shè)計(jì)方案中的w流量較小，用這種方案控制時(shí)比較平穩(wěn)。4.4 塔頂冷凝器的出口溫度控制塔頂冷凝器的出口溫度控制在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 附錄a 主要符號說明 a傳熱面積，m2 ;a關(guān)聯(lián)常數(shù)；a比

24、表面積，m2/m3c比熱容，kj/(kmol)或kj/(kg);d直徑，m；d塔頂產(chǎn)品流量，kmol/h;d塔徑，m；f進(jìn)料流量，kmol/h；f小孔點(diǎn)面積，m2h高度，m；h高度，m；k關(guān)聯(lián)常數(shù)；l回流量，kmol/h;m分子量，g/mol;n物質(zhì)的量，mol;n孔數(shù)；n理論板數(shù)；ntsm每米上理論板層數(shù)p壓強(qiáng)，kpa；q進(jìn)料狀況參；q小孔輸液能力，m3/sq熱量，j；r半徑，m；re雷諾數(shù)；r回流比；s傳熱面積，m2；t溫度，；u空塔氣速，m/su噴淋密度，m3v上升蒸汽量，kmol/hw塔底流量，kmol/hw流速，m2/sx組成；y氣相組成；z填料高度，m；揮發(fā)度；回收率；空隙率；密度，kg/m3黏度，pas孔系數(shù);角度；導(dǎo)熱系數(shù)，w/(m2h)； 參 考 文 獻(xiàn)1 夏清，陳常貴.化工原理（上冊）m，修訂版. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社.2008.1.2 夏清，陳常貴.化工原理（下冊）m，修訂版.