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化工原理课程设计.doc

化工原理课程设计

王者归来
2011-07-31 0人阅读 举报 0 0 0 暂无简介

简介:本文档为《化工原理课程设计doc》,可适用于高等教育领域

  化工原理教研室化工原理课程设计设计题目:甲醇水二元物料板式精溜塔设计者姓名:指导教师:系别:化学工程系专业:化学工程与工艺班级:学号:说明书共页图纸共张设计时间年月至年月完成时间年月日于课程设计任务书,设计题目:甲醇水二元物料板式精溜塔,设计条件:(),加料组成:(),进料组成:(),溜出液组成:(),釜液组成:(),加料状态:q=(),塔顶压力:p=kpa()单板压降≦kPa,设计要求:(),精溜塔工艺设计计算(),精溜工艺过程流程图(),精溜塔设备结构图(),设计说明书目录前言精馏塔工艺设计计算设计方案的确定精馏塔物料衡算塔板数的确定精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算平均摩尔质量计算平均密度计算液相平均表面张力计算液体平均粘度计算板式塔主要工艺尺寸的设计计算塔径的计算精馏塔有效高度的计算塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算塔板布置浮阀计算及其排列浮阀塔的流体力学性能验算塔板的负荷性能图小结塔的附属设备的计算热量衡算塔顶冷凝器的设计计算初选换热器传热系数的校核计算机程序摘要及关键词AbstractandKeywords摘要化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。floatvalvetower(column)以浮阀作为塔盘上气液接触元件的一种板式塔。塔盘主要由塔板、溢流堰、受液盘及降液管组成。塔板上装有一定数量的浮阀按等腰三角形或正方形排列浮阀用支腿在塔盘上定位并予以导向。浮阀盖在阀孔上气体依靠压力使浮阀升起并鼓泡而穿过液层进行气液两相传。浮阀塔板在蒸气负荷、操作弹性、效率和造价等方面都比较优越。浮阀塔是最早应用于工业生产的设备之一五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备为减少对传质的不利影响可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。浮阀塔多用不锈钢板或合金制成使用碳刚的比率较少。实际操作表明筛板塔在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较袍罩塔窄但良好的塔其操作弹性仍可达到。蒸馏是分离均相混合物的单元操作精馏是最常用的蒸馏方式是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练为以后从事设计工作打下坚实的基础。关键字:精馏浮阀溢流设计计算设计方案的确定本设计任务为分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升的蒸汽采用全冷凝器冷凝冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系最小回流比较小故采用最小回流比的倍。塔釜采用直接蒸汽加热塔底产品经冷却后送至储罐。精馏塔物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量MA=kgkmol水的摩尔质量MB=kgkmolxF=xD=xW=原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=×()×=kgkmolMD=×()×=kgkmolMW=×()×=kgkmol物料衡算原料处理量F=kmolh总物料衡算=DW甲醇的物料衡算FxF=DxDWxw联立求解D=kmolhW=kmolh塔板数的确定理论板层数NT的求取甲醇水属理想物系可采用图解法求理论板数由手册查得甲醇水物系的气液平衡数据绘出xy图图图解法求理论板层数求最小回流比及操作回流比。采用图解法求最小回流比。在图中对角线上e(,)作垂线ef即为进料线(q线)该线与平衡线的交点坐标为ye=,xe=故最小回流比为xDRmin==取R=Rmin=×=求精馏塔的气、液相负荷L=RD=×=kmolhV=(R)D=()×=kmolhL′=LF=kmolhV′=V=kmolh求操作线方程精馏段操作线方程为yn=xnyn=xn提馏段操作线方程yn=xn-xWyn=xn-图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数如图所示。求解结果为总理论板层数NT=进料板位置NF=实际板层数的求取全塔效率的计算查数据手册可得到μ再算出аET=(μLа)×=实际板层数的求取精馏段实际板层数N精==≈提馏段实际板层数N提==≈精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。操作压力计算塔顶操作压力PD=kPa每层塔板压降△P=kPa进料板压力PF=×=kPa精馏段平均压力Pm=()=kPa操作温度计算依据操作压力由泡点方程通过试差法计算出泡点温度其中甲醇、水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算计算过程如下:通过计算机程序处理得logPA=-logPB=-xA=通过计算机程序处理得:塔顶温度tD=进料板温度tF=℃塔底温度tW=℃精馏段平均温度tm=()=℃提馏段平均温度tm提=(℃℃)=℃平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y=,查平衡曲线(图)得x=MVDm=×()×=kgkmolMLVm=×()×=kgkmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板(见图)得yF=查平衡曲线(见图)得xF=MVFm=×()×=kgkmolMLFm=×()×=kgkmol塔底平均摩尔质量计算MVWm=×()×=kgkmolMLWm=×()×=kgkmol精馏段平均摩尔质量MVm=()=kgkmolMLm=()=kgkmol提馏段平均摩尔质量MVm=(kgkmolkgkmol)=kgkmolMLm=(kgkmolkgkmol)=kgkmol平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算即ρVm===kgm()ρVm===kgm液相平均密度计算液相平均密度依下式计算即ρLm=∑αiρi塔顶液相平均密度的计算由tD=℃查手册得ρA=kgmρB=kgmρLDm==kgm进料板液相平均密度的计算由tF=℃查手册得ρA=kgmρB=kgm进料板液相质量分率αA==ρLFm==kgm塔釡平均密度计算由tF=℃查手册得ρA=kgmρB=kgmρLWM=kgm精馏段液相平均密度为ρLm=()=kgm提馏段液相平均密度为ρLm=(kgmkgm)=kgm液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算即σLm=∑xiσi塔顶液相平均表面张力的计算由tD=℃查手册得σA=mNmσB=mNmσLDm=××=mNm进料板液相平均表面张力的计算由tF=℃,,查手册得σA=mNmσB=mNmσLFm=×+×=mNm塔釡板液相平均表面张力的计算由tW=℃,查手册得σA=mNmσB=mNmσLWm=×mNm()×mNm=mNm精馏段液相平均表面力为σLm=(+)=mNm提馏段液相平均表面张力为σLm=()=mNm液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算即lgμLm=∑xilgμi塔顶液相平均粘度的计算由tD=℃查手册得μA=mP·sμB=mP·slgμLDm=lg()+lg()解出μLDm=mP·s进料板液相平均粘度的计算由tF=℃,查手册得μA=mP•sμB=mP·slgμLFm=g()+lg()解出μLFm=mP·s塔釜液相平均粘度由tW=℃查手册得μA=mP·sμB=mP·slgμLWm=lg()lg()解出μLWm=精馏段液相平均粘度μLm=(+)=mP·s提馏段液相平均粘度μLm=()=mP·s精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为Vs===msLs===ms由umax=C式中C由式计算其中的C由图查取图的横坐标为==取塔板间距HT=m,板上液层高度hL=m,则HT-hL=-=m查图得C=C=C==umax==ms取安全系数为则空塔气速为u=umax=×=msD===mD提==m按标准塔径圆整后为D=m塔截面积为AT=D=×=㎡实际空塔气速为u==ms精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精)HT=()×=m提馏段有效高度为Z提=(N提)HT=()×=m在进料板上方开一人孔其高度为m。故精馏塔的有效高度为Z=Z精Z提==m塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算因塔径D=m可选用单溢流弓形降液管采用凹行受液盘。各项计算如下:堰长lW取lW=D=×=m溢流堰高度hW由hW=hLhOW选用平直堰堰上液层高度hOW由式计算即hOW=近似取E=,则hOW==m取板上清夜高度hL=m故hW==m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由=m查图得=m=m故Af=×=㎡Wd=D=×=m依式验算液体在降液管中停留时间即==s>s故降液管设计合理。降液管底隙高度ho取=ms则=mhWho==m>m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘深度=mm。塔板布置塔板的分块因D>mm故塔板采用分块式。查表得塔板分为块。边缘区宽度确定取Ws=Ws’=m,Wc=m。开孔区面积计算开孔区面积Aa按式计算即其中x=D(WdWs)=()()=mr=(D)Wc==m故㎡浮阀计算及其排列阀孔气速F=uFcr=ucr=~取Fcr=ucr=⑴ucr=(ms)⑵联立⑴、⑵可得ucr=msu=(~)ucr=ms浮阀数N=取dV=mm可得d=dV=mmN=所以取N=开孔率==N()=在长压、减压塔中开孔率为~在加压塔中开孔空率小于常见的为~在小直径塔中开孔率低一般为~所以取=阀孔的排列在塔板鼓泡区阀孔的排列有正三角和等腰三角两种方式。正三角排列又分为顺排和叉采用叉排对分块式塔板易采用等腰三角叉式此时常把三角形底边固定为mm三角形高度h为mmmmmmmmmm几种尺寸。鼓泡区面积APAP=xsin得AP=m阀孔按等腰三角形排列时h====m浮阀塔的流体力学性能验算气体通过浮阀塔的静压头hf=hehlhσ干板静压头hc浮阀全开前hc=浮阀全开后hc=uoc==ms>u=ms所以采用hc==板上层阻力hlhl=hL=m液体表面张力所造成的静压头hσhσ=由于hσ很小可忽略不计液泛Hd=hfhwhd△hhowhf=hσhlhc=mm=mhw=mhow=mhd==m所以得Hd=hfhwhd△hhow=mmmm=mHd≤(HThw)=×()=m液沫夹带F=×ZL=D-Wd=-×=mCF=A=ATAf=×=mF=×=漏液错流型的塔板在正常操作时液体应沿塔板水平流动与垂直向上流动的气体接触后由降液管流下。但当上升气流速度减少时气体通过阀孔的动压不足以阻止板上液体从阀孔流下时便会出现漏夜现象。发生漏夜时由于上层板上的液体未与从下层板上升的气体进行传质就漏落在浓度较低的下层板上这势必降低了塔板效率。漏夜严重时会使塔板上不能积液而无法正常操作。所以为保证塔的正常操作漏夜量不能超过某一规定值一般不能大于液体流量的。漏夜量大于的气流速度称为漏夜速度这是塔操作的下限气速。造成漏夜的主要原因是气速太小和板上液面落差所引起的气流分布不均比如在塔板的液流入口处由于有液层较厚而往往出现漏夜这也是在此处设置不开孔的安定区的原因之一。.液面落差当液体横向流过板面时由于要克服板上部件的局部阻力和摩擦阻力需要一定液位差才能维持这一流动这样板上液体进、出口侧的液面就会出现高度差即液面落差亦称水力学坡度。液面落差主要与塔板结构有关外泡罩塔板结构复杂液体在板上流动阻力大液面落差也就大浮阀塔结构较简单液面落差则较小筛板塔结构最简单所以液面落差最小。但在塔径不大时液面落差常忽略。液面落差除与塔板结构有关外还与塔径、液流量有关。当塔径与液流量很大时也会造成较大的液面落差。对于大塔可采用单溢流或阶梯流以减少液面落差。塔板上液面的返混在塔板上液体的主流方向是从入口端横向流至出口端但因气体搅拌及某些局部障碍液体会发生局部的反向流动。这种与主流方向相反的流动称为返混。当返混严重时板上液体会均匀混合各点的液体浓度将趋于一致。当浓度均匀的气体与板上各点的液体进行接触传质后则离开各点的气体浓度也会相同。这是一种理想情况。另一种理想情况是板上液体呈活塞流流动完全没有返混。这时板上液体沿液流方向上液体浓度最大在塔板进口处液体浓度大于出口浓度。当浓度均匀的气体与板上各点液体接触传质后离开塔板各点的气体浓度也不相同进口处的液体浓度出口出的浓度高。理论与实践都证明了在这种情况下塔板的效率比液体完全混合时高。实际上塔板上液体并不处在完全混合与完全没有返混的两种理想状态而是处于部分混合状态。塔板的负荷性能图()精馏段漏夜线(线)=ms提馏段漏夜线=ms()精馏段过量雾沫夹带线(线)由于ZL=D-Wd=-×=mCF=Ap=ATAf=×=m解得=,ms,ms提馏段过量雾沫夹带线由于ZL=D-Wd=-×=mCF=Ap=ATAf=×=m得=,ms,ms()精馏段液相负荷下限线×==ms提馏段液相负荷下限线=ms()精馏段液相负荷上限线≥~s取=s解得=ms提馏段液相负荷上限线=ms()精馏段液泛线=hfhwhd△hhow=hchlhσhwhd△hhow液体表面张力所造成的静压头hσ和液面落差△h可忽略hd=这样=hchlhσhwhd△hhow=hchd(ε)hL=(ε)由于=式中各参数值已算出即=HT=m,hw=m,=ms,ε=,E=,ρG=kgm,ρL=kgm,N=,h=m,d=m,lw=m代入上式整理后可得,ms,ms提馏段液泛线=HT=m,hw=m,=ms,ε=,E=,ρG=kgm,ρL=kgm,N=,h=m,d=m,lw=m于是同理可得,ms,ms由上述五条线可画出负荷性能图精馏段提馏段小结()从塔板负荷性能图可看出按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P处在适宜操作区的位置说明塔板设计合理。()因为液泛线在雾沫夹带线的上方所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制操下限由漏夜线控制。()按固定的液气比从负荷性能图中查得气相负荷上限Vsmax=ms气相负荷下限Vsmin=ms所以可得精馏段操作弹性===提馏段操作弹性===塔板的这两操作弹性在合理的范围(~)之内由此也可表明塔板设计是合理的。现将塔板设计计算结果汇总如图项目内容数值或说明备注塔径Dm板间距HTm塔板形式单液流弓形降液管分块式塔板空塔气速u(ms)堰长lwm堰高hwm板上液层高度hLm降液管底隙高度hm浮阀数N个等腰三角形叉排阀孔气速u(ms)临界阀孔气速uoc(ms)孔心距tm同一横排的孔心距单板压降hm液体在降液管内停留时间s降液管内清液层高度Hdm泛点率()液相负荷上限VSmax(ms)雾沫夹带控制气相负荷下限VSmin(ms)漏液控制操作弹性第三章塔的附属设备的计算塔顶冷凝器的设计计算初选换热器()  确定流体通入的空间:馏出液走管程冷却水走壳程()  计算传热负荷Q取冷凝水的初温度为:t=℃末温度为t=℃Q=GcCp(tt)Q=忽略热损失则馏出液进口温度℃,出口温度为℃。=×㎏h()确定流体的定性温度物性数据。并选择列管换热器的形式。取馏出液冷却水的各自平均温度为定性温度:馏出液的定性温度:℃冷却水的定性温度:()=℃两流体在定性温度下的物性数据如下表:流体物性温度t℃密度ρKgm粘度μ热容UAKjKg℃导热系数λWm℃馏出液冷却水两流体温差较大故选用浮头列管换热器。()计算平均传热温差计算逆流平均温差:馏出液:℃℃冷却水:℃℃温差:℃℃Δtm=()选K值。估计传热面积为求得传热面积A需先知传热系数k而k不能直接算出所以只能进行试算.初选k=Wms则:() 初选换热器型号采用FA系列的浮头列管换热器初选用FB性能参数如下:外壳直径D,mm管子尺寸mm公称压力mPa管长L,m共称面积m管数N管程数Np管中心距t,mm管子排列方式三角形按上述数据核算管程壳程的流速及雷诺数。管程:流通截面积:A=mui=Re=壳程流通面:取nc=折流挡板间距h=m。则Ao=(壳内冷却水流速:uo=Re=‘=由上可知采取FB型号管程壳程流速和雷诺数都是合适的。传热系数的校核()      管程的对流传热系数饱和蒸汽冷凝时Rei=>Pr==W()()      壳程对流传热系数==W(m)()      确定污垢热阻取Rsi=Rso=m℃w以外表面为基准。计算传热系数K=wm℃()计算所需传热面积AAo=计算实际面积:A=核算结果表明换热器的传热面积有的裕度故可用。()计算阻力损失a:管程阻力损失:=Pa=Pa=Mpa<MPab:壳程阻力损失:因为Re>故管子排列为正方形错列取F=档板数Nb=Lh==则:取污垢校正系数Fs==Pa=Mpa<MPa流经管程和壳程的压力降均未超过Mpa以上核算结果表明选用FB型换热器能符合工艺要求。计算机程序计算算塔顶、进料板和塔釜温度的程序Sub泡点Tb()'输入:T,P,Xi,Ai,Bi,CiT=:p=:E=A=Array(,)B=Array(,)C=Array(,)X=Array(,)N=ApplicationCount(A)ReDimK(N),Y(N)S=:FD=ForI=ToNK(I)=^(A(I)B(I)(C(I)T))pY(I)=K(I)*X(I)S=SY(I)FD=FDY(I)*B(I)(C(I)T)^*Log()NextIF=SIfAbs(F)>EThenT=TFFD:GoToDebugPrint"Tb="TEndSub全章主要主要符号说明符号意义计量单位M摩尔质量kgkmolF进料率kmolhD塔顶采出率kmolhW塔底采出率kmolhq进料热状况x液相摩尔分率y气相摩尔分率R回流比L液相负荷kmolhV气相负荷kmolhN塔板数P操作压力Pat温度℃密度kgm表面张力mNm粘度mPa·sVS气相体积流率msLS液相体积流率msumax最大空塔气速msHT板间距mhL板上清液高度mC负荷系数C负荷因子msu空塔气速msD塔径mAT塔截面积mZ有效高度mlW堰长mhW溢流堰高度mhOW堰上液层高度mWd降液管宽度mAf截面积m降液管中停留时间sh降液管底隙高度mWS边缘区宽度mAa开孔区面积mt孔中心距mmn筛孔数目个开孔率h阻力PaeV液沫夹带量kg液kg气K稳定系数Hd降液管内液层高mCP比热容kJ(kmol℃)Q热量kJhr潜化热kJkgG流量kgh导热系数W(m℃)修正系数K传热系数W(m℃)NP管程数Re雷诺数nS单程传管数de当量直径mPr普兰特数对流传热系数W(m℃)下标A轻组分B重组分D馏出液e平衡F加料m平均值W釜液L液相V气相参考文献.唐伦成《化工原理课程设计简明教程》哈尔滨哈尔滨工程大学出版社.张受谦等《化工手册》济南山东科学技术出版社.贾绍义、柴诚敬等《化工原理课程设计》天津天津大学出版社.陈敏恒、从德滋、方图南等《化工原理上册第二版》北京化学工业出版社.陈敏恒、从德滋、方图南、齐鸣斋等《化工原理下册第三版》北京化学工业出版社.刘光启、马连湘、刘杰主编《化学化工物性数据手册有机卷》化学工业出版社刘光启、马连湘、刘杰主编《化学化工物性数据手册无机卷》化学工业出版社.卢焕章等《石油化工基础数据手册》化学工业出版社谭天恩、麦本熙、丁惠华等《化工原理上册第二版》化学工业出版社钱颂文主编《换热器设计手册》化学工业出版社.化工原理教研室编《化工原理课程设计》毛希澜主编《换热器设计》上海科学技术出版社姚玉英化工原理(下)M天津:天津科技出版社谭天恩化工原理(下)M北京:化学工业出版社陈敏恒化工原理(下)M北京:化学工业出版社  

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