化工原理課程設(shè)計7

1、一一前言前言化工原理課程設(shè)計是化工原理課程教學(xué)中綜合性和實踐性較強的教學(xué)環(huán)節(jié)，是理論系實際的橋梁，是使學(xué)生體察工程實際問題復(fù)雜性的初次嘗試。通過化工原理課程設(shè)計，要求學(xué)生能綜合運用本課程和前修課程的基本知識，進行融匯貫通的獨立思考，在規(guī)定的時間內(nèi)完成指定的設(shè)計任務(wù)，從而得到以化工單元操作為主的化工設(shè)計的初步訓(xùn)練。通過課程設(shè)計，要求學(xué)生了解工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握典型單元操作設(shè)計的主要程序和方法，培養(yǎng)學(xué)生分析和解決工程實際問題的能力。同時，通過課程設(shè)計，還可以使學(xué)生樹立正確的設(shè)計思想，培養(yǎng)實事求是、嚴肅認真、高度負責的工作作風。1.11.1 概述概述塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的

2、氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力?。唬?）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。板式塔大致可分為兩類：（1）

3、有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、s 型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進入塔板上液層進行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥有盤式、條式等多種，國內(nèi)多用盤式浮閥，此型又分為 f1 型（v1 型）、v4 型、十字架型、和 a 型，其中 f1 型浮閥結(jié)構(gòu)較簡單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)用，已列入部

4、頒標準（jb111881）。其閥孔直徑為 39mm，重閥質(zhì)量為 33g，輕閥為 25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。浮閥塔的主要優(yōu)點是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強降及液面落差較小，塔的造價低，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡單1.21.2 設(shè)計任務(wù)及要求設(shè)計任務(wù)及要求設(shè)計題目：年產(chǎn) 2.9 萬噸乙醇浮閥塔設(shè)計原料：乙醇 30%,水 70%設(shè)計要求：塔頂乙醇含量不低于 93%(質(zhì)量分數(shù)) 釜液乙醇含量不大于 3%(質(zhì)量分數(shù)) 操作壓力：101.33kpa 進料溫度：20 進料狀況：泡點 加熱方式：間接蒸汽加熱1.31.3 設(shè)計方案設(shè)計方案總的要求是在符合生產(chǎn)工藝條件下，盡可能多的使用新

5、技術(shù)，節(jié)約能源和成本，少量的污染。精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下：一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。 二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力小：流體通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。 四：有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等本次實驗我們根據(jù)所給條件設(shè)計出塔的各項參數(shù)及其附屬設(shè)備的參數(shù)。二塔的工藝計算二塔的工藝計算2

6、.12.1 物料衡算物料衡算 總物料衡算 f=d+w 式(2.1)易揮發(fā)組分的物料衡算 fxf=dxd+wxw 式(2.2) 式中：f,d,w-進料、餾出液和釜殘液的流量，kmol/h xf-進料中易揮發(fā)組分的組成，摩爾分數(shù) xd-餾出液中易揮發(fā)組分的組成，摩爾分數(shù) xw-釜殘液中易揮發(fā)組分的組成，摩爾分數(shù)(1)進料組成 xf=0.1436 式(2.3)304630704618(2) 釜殘液組成 xw= =0.01196 式(2.4)3463974618(3)餾出液組成 xd=0.8387 式(2.5)92469284618(4)餾出液平均摩爾質(zhì)量md=xdma+(1-xd)mb=0.8246

7、+(1-0.82)18=41.48kg/kmol 式(2.6)(5)餾出液流量 d= =78.81kmol/h 式(2.7)73 10300 24 40.96(6)總物料衡算 f=d+w fxf=dxd+wxw f=501.2kmol/h w=421.4kmol/h2.22.2 理論板數(shù)的確定理論板數(shù)的確定所謂理論板就是離開某塊塔板的氣液兩相互成平衡,且塔板上的液相組成也是均勻的。精餾塔的理論板數(shù)可通過“圖解法”求得1、確定最小回流比 rmin在 xy 圖上由（xd，xd）一點向平衡線作切線，與縱軸相交于點 b（見 p7圖 21）由圖，得：， =1.502 式(2.8)3352. 01minr

8、xdminr2、選擇適當回流比 r根據(jù)公式： 得 式(2.9)xxy) 1(1xyyxyx由 xw和 xd查化工原理課程設(shè)計指導(dǎo)書附錄二，并用內(nèi)插法求得：d=1.082 w=12.07 式(2.10)1 21.082 12.073.614m 根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，一般物系的適宜回流比取為 r=(1.12.0) minr由芬斯克方程式： 式(2.11)min1lg()()11lgwddwmxxxxn式中： 全回流時最少理論板層數(shù)（不包括再沸器）minn 全塔平均相對揮發(fā)度，當變化不大時，可取塔頂和md塔底的平均值w=3.710min1lg()()11lgwddwmxxxxna在 2中取若干個值得下列值m

9、inrminr 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由以上數(shù)據(jù)繪制 nr 圖 2-2，由圖可知采用 r=2.103 較合理。 3、精餾段操

10、作線方程由 得： 式(2.12)1111nndryxxrr10.67770.2703nnyx4、提餾段操作線方程由 式(2.13)wxwqflwxwqflqfly且知： l=rd=l+qfl故，提餾段操作線方程為：12.7020.02035mmyx5、理論塔板數(shù)確定 nt（圖解法） 圖解理論板的方法與步驟簡述如下： 設(shè)塔釜采用間接蒸汽加熱，塔項用全凝器（），泡點進料。1dxy首先在圖上作平衡線和對角線。1yx作精餾段操作線 自點至點 b(精餾段操作線在 y 軸上的截距)2,dda xx作連線 ab 或自點 a 作斜線為的直線 ab,即為精餾段操作線。1rr進料線（q 線）自點 e()作斜率為

11、的 ef 曲線（即為 q 線）。3,ffx x1qqq 線 ef 與精餾段操作線 ab 的交點 d，就是精餾塔兩操作線的交點。作提留段操作線 連接點 d 與點 線即為提餾段操作線，也可,wwc xx自點 c 開始做斜率為(l+qf)/(l+qf-w)的線段即為提餾段操作線，此線與 ab 線交點即為 d 點。圖解理論版層數(shù) 自點 開始，在精餾段操作線 ab 與平衡線之,dda xx間繪直角梯級，梯級跨過兩操作線交點 d 時，改在提餾段操作線 dc 與平衡線之間繪直角梯級，直到梯級的垂直達到或超過點 為止，每一個梯級代,wwc xx表一層理論板，跨過交點 d 的梯級為進料板。故由圖 2-1 知，共

12、需 18 層理論板(不包括再沸器)，第 17 層為進料板。6、實際塔板數(shù)的確定 根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得： 塔頂：。27.78,8387. 0ddtx 塔底: 。63.96,01196. 0wwtx 塔頂和塔底的算術(shù)平均溫度： 式(2.14)78.2796.6387.4522wdmtttc在 87.45下，查化工原理（天大出版）上冊p331 水的物理性質(zhì)表p341 液體黏度表，得2msmn37. 0乙醇2sn3267. 0mm水根據(jù)公式： 式(2.15)iilx得：23329. 01msmnxxffl水乙醇根據(jù)公式： 式(2.16)245. 0)(49. 0lmte得：0.4683

13、te 7、實際板數(shù)根據(jù)公式： 式(2.17)ttpenn 實際板數(shù)：39pn 2.32.3 塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計2.3.12.3.1 設(shè)計中所用參數(shù)的確定設(shè)計中所用參數(shù)的確定(1)定性溫度的確定由查化工原理課程設(shè)計指導(dǎo)書附錄二，0.1436fx 得： tf=84.7精餾段平均溫度 式(2.18)81.4852dfmttt精提餾段平均溫度 式(2.19)90.672wfmttt提2.3.22.3.2 精餾段參數(shù)的確定精餾段參數(shù)的確定(1)平均組成 由，參考化工原理課程設(shè)計指導(dǎo)書附錄81.485mtc精二，氣液平衡相圖可確定精餾段的平均氣液相組成0.3160,0.5

14、815xy (2)精餾段氣相體積流率及密度的確定精餾段 式(2.20)00(1)22.4/mrdtvsppt精=2.268vs3/ms平均相對分子質(zhì)量為：g/mol46 0.5815 18 (1 0.5815)34.28mm精餾段氣相平均密度 式(2.21)31.178/mvmvmpmkg mrt精精精(3)精餾段液相體積流率及密度的確定 式(2.22)lmlmlmls精精平均相對分子質(zhì)量為：g/mol26.85mm由 x=0.3160 查化工原理課程設(shè)計指導(dǎo)書附錄二，乙醇水物系氣液平衡數(shù)據(jù)，的330.5415,789/,970.8/aabakg mkg m. 式(2.24)311873.4/

15、aallabaakg m l=0.001764lmlmlmls精精3/ms(4)精餾段液體表面張力的確定查化工原理上冊液體表面張力共線圖和水的物理性質(zhì)的：、17.2/amn m乙醇62.32/amn m水物質(zhì)的表面張力：m37.96/amn m2.3.32.3.3 提餾段其相應(yīng)體積流率及密度提餾段其相應(yīng)體積流率及密度（1）平均組成 由 查乙醇水物系氣液平衡數(shù)據(jù)：90.67mt提 （內(nèi)插法）5.0790.66590.50.0480990.890.6654.61xxx 33.0690.66590.50.322290.890.66531.58yyy（2）提餾段氣相體積流率及密度的確定 式(2.25)

16、300(1)22.41.912/mrdtpvsmstp精27.02/mmg mol 式(2.26)3m0.9051/mvpmkg mrt提（3）提餾段液相體積流率及密度的確定 119.347/maabamm xmxg mol 311940.8/aallabaakg m 43rd9.588 10/mmlllmmlsms2.3.42.3.4 塔板工藝尺寸計算塔板工藝尺寸計算(1)初步選塔板間距=450mm=0.45mth空塔氣速 式(2.27)max()uu安全系數(shù)maxlvvuc精餾段 式(2.28)maxlmvmvmuc精精精表 2.1(2)塔徑的計算1、初步計算塔徑 式(2.29)4vsdu

17、vs塔內(nèi)的氣相流速u 空塔氣速一般適宜的空塔氣速 u 為極限空塔氣速的倍maxu(0.60.8)即 式(2.30)max(0.60.8)uu 式(2.31)maxlvvucc 負荷常數(shù)取板間距 ht=0.45m,取上板液層高度 hl=0.05m，則圖中參數(shù)值為0.450.050.40tlhhm根據(jù)以上數(shù)據(jù),由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得200.08c 式(2.32)0.220()0.0820mcc精 =0.09083=2.457m/smaxlvvuc863.4 1.1781.178取安全系數(shù)為 0.7,則空塔氣速為 1.702/um s故 塔徑 d=1.296m2、塔徑圓整值初步算出 d 后，應(yīng)按化工機械

18、標準圓整并核算實際的氣速圓整后 d=1.4m實際空塔氣速： 式(2.33)2244 2.2681.474/1.4svum sd安全系數(shù) max1.4740.602.457uu在 0.6-0.8 之間的范圍內(nèi) 2.3.52.3.5 溢流裝置與流體流型溢流裝置與流體流型板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管及受液盤，本設(shè)計采用單流型具有弓形降液管塔板的溢流裝置，單流型，液體流徑較長，板面利用好，塔板結(jié)構(gòu)簡單，直徑是在 2.2m 以下的塔徑普遍采用此型。而方形降液管能充分利用塔內(nèi)空間，提供較大降液面積及兩相分離空間。（1）堰長堰長 lw=（0.60.8）d 式(2.34)取堰長 lw=0.6d=0.61

19、.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板上液層高度，whm堰上液層高度，（3）堰上液層高度wh 采用平直堰，堰上液層高度高可按 232.84()1000howwlhel查化工原理課程設(shè)計指導(dǎo)書p39 圖 2-10 取 e=1.02，232.846.3501.02()11.1610000.84owhmm取 hl=0.05 hw=0.05-0.01116=0.003884 m2.3.62.3.6 降液管降液管（1）降液管寬度 wd和面積 af ，由弓型

20、降液管的寬度與面積圖查得0.6wld， ， 式0.057ftaa0.11dwd221.41.53944tda(2.36)則 af=0.08770m2 wd=0.154m按驗算降液管內(nèi)液體停留時間 式(2.37)fa=tshl 停留時間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與塔板間的距離，以表示。為了保證良好0h的液封又不致使阻力太大，一般可取降液管底隙處液體流速，所以取00.00060.012whhm00.0060.03284whh2.3.72.3.7 塔板設(shè)計塔板設(shè)計 塔板的板面一般分四部分，即：（1）開孔區(qū) 為布置篩孔，浮閥等部件的有交叉?zhèn)髻|(zhì)區(qū)

21、，亦稱鼓泡區(qū)。塔板上的鼓泡面積 式(2.38)22212sin180axax rxrr 式(2.39)2cdrw()2dsdxww取邊緣區(qū)域?qū)挾龋?取 0.154dwm0.07wsm0.05wcmx=0.476m r=0.65m將 x ，r 代入公式中的222120.47620.476 (0.65)(0.476)(0.65) sin1.1131800.65aam（2）溢流區(qū)溢流區(qū)面積 af=0.08770 m2（3）安定區(qū)開孔區(qū)與溢流區(qū)之間的不開孔區(qū)域為安定區(qū)，其作用為使自降液管流出液體在塔板上均勻分布并防止液體夾帶泡沫進入降液管。 為寬度0.07wsm（4）無效區(qū)在靠近塔壁的塔板部分需要留出

22、圈邊緣區(qū)域或供支撐塔板的邊梁之用，稱之為無效區(qū)。其寬度: 0.05wcm2.3.82.3.8 浮閥塔的開孔率及閥孔排列浮閥塔的開孔率及閥孔排列（1）閥孔孔徑f1 型浮閥的孔徑為 39mm.表 1.2表 1.3(2)塔板布置與浮閥數(shù)目及排列浮閥全開時的閥孔氣速稱為閥孔臨界氣速0u氣閥臨界動能因素 f0= 式(2.40)0uv選用 f1 型重閥，閥孔直徑=39mm，底邊孔中心距 t=75mm0d取閥孔動能因子 f0=12孔速001111.07/1.2vfum s每層塔板上浮閥數(shù) 式(2.41)2001724svnd u取邊緣區(qū)域?qū)挾?wc=0.05mws=0.07m塔板上的鼓泡面積=1.113m

23、22212sin180axax rxrrh=aa/(0.075n)=86.28 取 h=90mm浮閥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圖，排得閥數(shù) 172 個）022.26811.04/(0.039)1724um s 在 9 到 12 之間 （閥孔動能因數(shù) f0變化不大，符合要求）011.95f 塔板開孔率 在 10%14%之間，符合要求20(/)13.35%n dd2.3.92.3.9 塔板流體動力學(xué)驗算塔板流體動力學(xué)驗算（1）氣相通過浮閥塔板的壓強降pcihhhh干板阻力 式(2.42)1.8251

24、.82573.173.19.615/1.175ocvum su0=9,615uoc故 式(2.43)205.340.045192vcluhmg板上充氣液層阻力取充氣系數(shù)0=0.5 hi=0hl=0.50.05=0.025m液柱液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小忽略不計。因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強降所相當?shù)囊褐邽楣?hp=0.07019m(2)液泛為了使液體能由上層塔板穩(wěn)定的流入下層塔板，降液管必須維持一定高度的液柱。降液管內(nèi)的清液及高度 hd用來克服相鄰兩塔板的壓強降。板上液層阻力和液體流過降液管的阻力。為了防止液泛發(fā)生，應(yīng)保證降液管中當量清液層高度不超過上層塔板的出口堰，為此，應(yīng)

25、使hd(ht+hw) hd=hp+hl+hd氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊后w高度 hp，前已算 hp=0.07019mm液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進口堰故 式(2.44)2200.0017640.153()0.153 ()0.62560.84 0.03284sdwlhmml h板上液層高度，前已選定 hl=0.05m則 hd=12.14mm取 =0.3 則 (ht+hw)=14.66mm可見hd(ht+hw),符合防止淹塔的要求(3)霧沫夾帶通常，用操作時的空塔氣速與發(fā)生液泛時的空塔氣速的比值作為估算霧沫夾帶的指標，此比值稱為泛點率在下列泛點率數(shù)值范圍內(nèi)，一般可保證霧沫夾帶達到規(guī)定指標，

26、即 ev0.1 kg 液/kg 氣大塔 泛點率80%直徑 0.9 m 以下的塔 泛點率70%減壓塔 泛點率75%泛點率 式(2.45)001.36100vssllvfbvl zkc a板上液體流經(jīng)長度 zl=d-2wd=1.092m板上液體面積 ab=at-2af=1.363m2取 k=1.0，由泛點負荷系數(shù)圖查得 cf=0.105泛點率=0.60410.81.1782.2681.36 0.001764 1.092863.4 1.1781.0 0.105 1.363或泛點率 式(2.46)001000.78vslvftvkc a=66.53%80%故泛點率 66.53%泛點率在 80以下，故知

27、霧沫夾帶量能滿足ev0.1 kg液/kg 氣的要求（4）漏液驗算取閥孔動能因數(shù)作為控制漏液流量的操作下限。此時漏液量接近 10%05f 2.3.102.3.10 塔板的負荷性能圖塔板的負荷性能圖當塔板的各項結(jié)構(gòu)參數(shù)均已確定后，應(yīng)將極限條件下的關(guān)系標繪在svsl直角坐標系中，從而得到塔板的適宜氣液相操作范圍，此即塔板的負荷性能圖。負荷性能圖由以下五條線組成。（1）霧沫夾帶線當氣相負荷超過此線時，霧沫夾帶量將過大，使效率嚴重下降，塔板適宜操作區(qū)應(yīng)在霧沫夾帶線以下。對常壓，塔徑大于 900mm 的大塔，泛點率=80%為其霧沫夾帶上限，則：依據(jù)泛點率 式(2.47)001.36100vssllvfbv

28、l zkc a001.1781.361.092863.41.17810080%1.00.105 1.79ssvl整理得ssv =3.098-40.18l(2)液泛線指降液管內(nèi)泡沫層允許達到最大值時的關(guān)系svsl聯(lián)立：hp=hc+hi+h hd=hp+hl+hd hd(ht+hw)得：(ht+hw)= 由上式確定液泛線，忽略pldcildhhhhhhhhh項，液泛線方程為 式(2.48)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/

29、31(1) (0.667)1.146wdel整理得：222/3sss0.008809v =0.08839-201.1l1.146l（3）液體負荷上限線當降液管尺寸一定時，若液體流量超過某一限度使液體在降液管的停留時間過短，則其中氣泡來不及釋放就被帶入下一層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。 式(2.53)3600ftha hl以 =5s 作為液體在降液管中停留時間的下限，則3fsmaxa0.087700.45(l ) =0.007983/55thms (4)漏夜線氣相負荷下限線對于 f1 型重閥，泄漏量接近 10%為確定氣相負荷下限的依據(jù)依據(jù) 計算005vfu則又知 式(2.54)05vu22000544svvdnudn式中d0，n，v 提均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負荷 vs的下限值，據(jù)此作出與液體流量無關(guān)的水平漏夜線以 f0