分離工程脫乙烷塔課程設(shè)計報告書

.進(jìn)料組成〔摩爾分?jǐn)?shù)0.250.40.20.15分離要求進(jìn)料條件泡點進(jìn)料,P=235.5kp清晰分隔物料衡算：根據(jù)題意得：正戊烷為輕關(guān)鍵組分,正己烷為重關(guān)鍵組分。由清晰分割法計算:表3-2清晰分割物料衡算計算結(jié)果匯總組分i0.250.40.20.1550804030507640130043630700.38460.58460.0308000.05710.51430.4286用泡點方程計算塔底溫度：初設(shè)℃,由K-P-T圖查得各組分的值,計算得,表明原假設(shè)溫度偏高,按下表3-3計算結(jié)果可知汽相量最大的是正己烷,由公式得：由K-P-T圖按P=235.5KP,查得t=107℃,再求得各組分相平衡常數(shù)值,計算結(jié)果如下表3-3：表3-3泡點方程計算塔底溫度結(jié)果組分i00.05710.51430.42861106.42.61.30.5800.14860.66860.24861.06581076.22.51.20.5400.14290.61720.23140.9915在所設(shè)的107℃條件下,,,符合要求?！嗨诇囟葹?07用露點方程計算塔頂溫度：因為本塔采用全凝氣,所以塔頂溫度就是塔頂產(chǎn)品的露點溫度。初設(shè)℃,由K-P-T圖查得各組分的值,計算得,表明原假設(shè)溫度偏低,按下表3-4計算結(jié)果可知液相量最大的是正戊烷,由公式得：由K-P-T圖按P=235.5KP,查得t=57℃,再求得各組分相平衡常數(shù)值,計算結(jié)果如下表3-4：表3-4露點方程計算塔頂溫度結(jié)果組分i0.38460.58460.03080562.20.780.290.110.17480.74950.106101.0304572.30.80.30.120.16720.73080.102601.0006在所設(shè)的57℃條件下,,,符合要求?！嗨敎囟葹?7℃。不清晰分割驗證：求以重關(guān)鍵組分為對比組分的各組分的平均相對揮發(fā)度,用泡點方程計算列表如下：表3-5各組分平均相對揮發(fā)度組分i2.30.80.30.127.6672.66710.46.22.51.20.545.1672.08310.456.2942.35710.4243代入漢斯特別克公式,得到：=分別將各組分的平均相對揮發(fā)度代入上式求得,進(jìn)一步求得,,,。列表如下：表3-6,,,計算結(jié)果組分i6.2942.35710.42436.9×103196.5×10-45080403049.99287640.0195130.01237.2×10-343629.980569.98770.38450.58460.03080.00010.00010.05710.51440.4284由上表數(shù)據(jù)可知：符合要求。設(shè)塔底溫度為107℃,列表計算如下：表3-7組分i0.00010.05710.51440.42841.00001.22.51.20.540.000120.14290.61720.23140.99162∴塔底溫度為107℃正確。設(shè)塔頂溫度為57℃,列表計算如下：表3-8組分i0.38450.58460.03080.00011.00002.30.80.30.120.16720.73080.10260.00081.0014∴塔頂溫度為57℃正確。用泡點方程計算進(jìn)料溫度：設(shè)進(jìn)料溫度為℃,由K-P-T圖查得各組分的值,計算得,表明原假設(shè)溫度偏低,按下表3-9計算結(jié)果可知汽相量最大的是,由公式得：由K-P-T圖按P=235.5KP,查得t=62℃,再求得各組分相平衡常數(shù)值,計算結(jié)果如下表3-9：表3-9泡點方程計算進(jìn)料溫度結(jié)果組分i0.250.40.20.15601.80.820.310.130.450.3280.0620.01950.8595622.20.880.340.140.550.3520.0680.0351.005在所設(shè)的62℃條件下,,,符合要求?！噙M(jìn)料溫度為62℃.3.2用芬克斯方程計算最少理論塔板數(shù)=5.99塊3.3恩德伍德法求最小回流比塔頂、塔底的平均溫度是：℃以為對比組分求各組分在P=235.5KP,℃時的相對揮發(fā)度：表3-10各組分相對揮發(fā)度82組分i0.250.40.20.153.81.50.60.266.32.510.43因為是泡點進(jìn)料,所以e=0通過試差法計算求：表3-11列表θ=1.220.30410.7813-0.9091-0.08160.095θ=1.20.30880.7692-10.0838-0.0058∴θ=1.2∴最小回流比3.4吉利蘭法計算求理論板數(shù)操作回流比一般為最小回流比的倍。即：本塔取1.6倍,Y====0.5解得：S=12.98∴理論板數(shù)為12.98塊。3.5計算理論進(jìn)料位置==0.78S=n+m+1=0.78解得：n=5.2m=6.7精餾段理論塔板數(shù)：n=5.2塊提留段實際塔板數(shù)：m=6.7塊3.6計算實際板數(shù)和實際進(jìn)料位置查表得各組分在℃時的黏度：3-12各組分黏度組分i0.250.40.20.150.0950.1510.3060.2420.1817又∵=2.5=0.5944=59.44%實際塔板數(shù)：塊精餾段實際塔板數(shù)：塊提留段實際塔板數(shù)：=21-9=12塊精餾塔工藝計算部分計算結(jié)果列于下表：表3-13精餾塔工藝計算結(jié)果項目符號數(shù)值單位進(jìn)料流量200Kmol/h操作壓力235.5KPa進(jìn)料溫度62℃塔頂溫度107℃塔底溫度57℃塔底產(chǎn)品流量130.0123Kmol/h塔頂產(chǎn)品流量69.9877Kmol/h最小回流比0.444實際回流比0.711最少理論板數(shù)5.99塊全塔理論板數(shù)12.98塊全塔總版效率59.44%全塔實際板數(shù)21塊精餾段實際板數(shù)9塊提餾段實際板數(shù)12塊加料板位置第10塊四浮閥塔的設(shè)計計算4.1選取設(shè)計塔板板型選?。焊鶕?jù)化學(xué)工業(yè)《化工原理》提供的液相流量參考表選取單流型塔板,單流型塔板是最常用的形式,結(jié)構(gòu)簡單,制作方便,且橫貫全板的流道長,有利于達(dá)到較高的塔板效率。板間距的初選：板間距NT的選定很重要,對完成一定生產(chǎn)任務(wù),若采用較大的板間距,能允許較高的空塔氣速,對塔板效率、操作彈性及安裝檢修有利；但板間距增大后,會增加塔身總高度,金屬消耗量,塔基、支座等的負(fù)荷,從而導(dǎo)致全塔造價增加。反之,采用較小的板間距,只能允許較小的空塔氣速,塔徑就要增大,但塔高可降低；但是板間距過小,容易產(chǎn)生液泛現(xiàn)象,降低板效率。所以在選取板間距時,要根據(jù)各種不同情況予以考慮。如對易發(fā)泡的物系,板間距應(yīng)取大一些,以保證塔的分離效果。板間距與塔徑之間的關(guān)系,應(yīng)根據(jù)實際情況,結(jié)合經(jīng)濟權(quán)衡,反復(fù)調(diào)整,已做出最佳選擇。設(shè)計時通常根據(jù)塔徑的大小,由塔板間距的經(jīng)驗數(shù)值選取.初選板間距為0.45m.4.2汽、液體體積流量計算精餾段、提餾段的摩爾流量計算：精餾段氣體摩爾流量：V=L+D=<R+1>D=<0.711+1>×130.0123=224.45kmol/h=0.0624kmol/s提餾段氣體摩爾流量：v′=v=0.0624kmol/s精餾段液體摩爾流量：L=RD=130.0123×0.711=92.4kmol/h=0.0257kmol/s提餾段液體摩爾流量：L′=L+F=92.44+200=292.44kmol/h=0.0812kmol/s精餾段、提餾段的體積流量計算：表4-1氣體體積流量計算表組分i58.12472.15186.178100.2050.38450.58460.03080.00010.00010.05710.51440.428422.348742.17952.65430.0167.19250.00584.1244.3342.927891.38360.16720.73080.10260.00080.000120.14290.61720.23140.00710.310453.189123.187486.69399.178352.7288.84190.080271.3684塔頂氣體密度：塔底氣體密度：氣體平均密度：塔頂氣體體積流量：塔底氣體積流量：全塔平均氣體體積流量：表4-2液體體積流量計算表組分i0.00010.05710.51440.428458.12472.15186.178100.2050.00584.1244.3342.927891.38360.00060.04510.48510.46960.5790.8150.6590.6840.00010.05530.73610.68651.478322.347842.17952.65430.019.718352.7288.84190.080271.36840.13620.73880.12390.00110.23520.96050.1880.00161.3313塔底液體密度：塔頂液體密度：液體平均密度：塔底液體體積流量：塔頂液體體積流量：全塔平均液體體積流量：4.3液體表面力計算查表得各個組分的表面力：表4-3各組分表面力組分i<57℃>3.1246.3998.02816.26<107℃>4.0797.75210.1812.510.00010.05710.51440.42840.16720.73080.10260.00080.00040.44265.23665.359311.03890.52234.67640.82370.0136.0354∴液體平均表面力：4.4塔徑的計算求上限空塔氣速：取板間距<參考《化工原理》,浮閥塔板間距參考數(shù)值>,由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：則上限空塔氣速：計算空塔氣速：適宜的空塔氣速是乘以安全系數(shù),安全系數(shù)取〔0.6～0.8之間,本設(shè)計取安全系數(shù)為0.7,選取塔徑和實際空塔氣速：,根據(jù)浮閥塔直徑系列標(biāo)準(zhǔn)圓整取塔徑為1.4m。實際空塔流速：4.5計算塔截面積塔截面積：4.6計算塔的有效高度塔的有效高度：4.7塔板的設(shè)計確定塔板溢流形式：根據(jù)有關(guān)文獻(xiàn)介紹選取單溢流塔板操作。確定降液管的結(jié)構(gòu)形式：根據(jù)有關(guān)資料降液管的結(jié)構(gòu)形式采用弓形降液管。降液管的底隙高度：對于單溢流取堰長：取液體通過降液管底隙時的流速降液管的底隙高度：。取值根據(jù)經(jīng)驗一般可取0.07～0.25之間。確定的原則是保證流體流經(jīng)此處時的阻力不太大,同時要有良好的液封。求降液管的寬度及截面：,查化工原理圖得：∴求液體在降液管的停留時間τ∴能夠滿足要求。塔板四區(qū)尺寸的確定：邊緣區(qū)寬度WC取0.05m。破沫區(qū)寬度WS取0.06m。溢流區(qū)寬度Wd=0.196m。鼓泡區(qū)面積Aa:∴=1.585初算浮閥個數(shù)：浮閥塔的操作性能以板上所有浮閥處于剛剛?cè)_時的情況為最好,此時塔板的壓強降及板上液體的泄露都比較小,且操作彈性較大,根據(jù)工業(yè)生產(chǎn)裝置的數(shù)據(jù)對F1型重浮閥而言,當(dāng)板上所有浮閥剛剛?cè)_時,F0動能因數(shù)常在9～12之間。本設(shè)計取F0=10,因為,∴,設(shè)為氣體通過閥孔時的速度,F0為氣體通過閥孔時的動能因數(shù),為氣體密度,則。d0為浮閥孔直徑取d0=0.則,核算閥孔動能因數(shù)及孔速：因為閥孔動能因數(shù)變化不大仍在9～12圍之,所以選取合理。計算塔板開孔率：開孔率=在〔5%～15%,符合要求。4.8塔板的水力學(xué)計算塔板的流體力學(xué)驗算,目的在于核算上述各項工藝尺寸已經(jīng)確定的塔板,在設(shè)計任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下能否正常操作。其容包括對塔板壓強、液泛、霧沫夾帶、泄漏等項的驗算。氣體通過浮閥塔板的壓強降：1、干板阻力hC：臨界孔速：∵故用下式計算：2、板上充氣液層阻hR：因為分離的混合物為碳?xì)浠衔锏幕旌衔?故取板上充氣程度因數(shù)ε0=0.45,取板上液層高度hL=0.06m。則3、液體表面力造成的阻力hP：浮閥塔的hσ值通常很小,計算時可以忽略,所以氣體通過浮閥板的壓降為hP=hC+hR=0.0356+0.027=0.0626m液柱,單板壓降ΔPP=hPρLg=0.0626×713.8×9.81=438.35KPa液泛：該塔板不設(shè)進(jìn)口堰,故液體通過降液管的壓降：降液管降液管中當(dāng)量清液層高度為：實際降液管中液體和泡沫的總高度大于0.13216這個值,為了防止液泛,應(yīng)保證降液管中泡沫液體的總高度不超過上層塔板的出口堰,所以在設(shè)計中令,φ是參數(shù)考慮到降液管液體充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。一般物系取φ=0.5,取出口堰高度hW=0.05m,HT符合要求不會淹塔。霧沫夾帶：式中：VS、VL分別為氣、液負(fù)荷m3/s；、分別為塔氣、液密度kg/m3；ZL為板上液體流經(jīng)長度m,對單溢流塔板ZL=D-2WS=1.4-2×0.196=1.008m；Ab為板上液體流經(jīng)面積m2,對單溢流塔板Ab=AT-2Af=1.5386-2×0.123=1.2926m2；CF為泛點負(fù)荷系數(shù),可根據(jù)氣相密度及板距HT查得,CF=0.128,泛點率===45.84%<80%或泛點率==44.2%<80%對于D＞0.9m的大塔,泛點率都應(yīng)小于80%,實際求得的泛點率均小于80%,符合要求,所以霧沫夾帶量能滿足eV＜04.9塔板負(fù)荷性能圖泄漏線以F0=5作為規(guī)定氣體取小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn),則根據(jù)<VS>min在縱坐標(biāo)軸上定出一點作水平線,即為泄漏線。液相負(fù)荷上限線：以τ=5秒作為液體在降液管中停留時間下限值,即<LS>max=AfHT/5=0.123×0.45/5=0.0111m3/s。根據(jù)<LS>max在橫坐標(biāo)軸上定出一點C并作垂線,即為液相負(fù)荷上限線。液相負(fù)荷下限線：對于平堰,一般取堰上液層高度h0W=0.,一般how取作為下限條件。根據(jù)在橫坐標(biāo)軸取定一點B作垂線,即為液相負(fù)荷下限線。液泛線：根據(jù)可導(dǎo)出VS與VS的關(guān)系式,即。式中：則：表4-40.0010.0050.0080.010.0110.13080.12400.11820.11370.1114根據(jù)表的數(shù)據(jù),再繪制出液泛線。霧沫夾帶上限線：霧沫夾帶上限線表現(xiàn)了霧沫夾帶量eV=0.1kg〔液/kg〔汽時的LS～按泛點率=80%時找出LS與VS的關(guān)系,即泛點率===80%繪圖即霧沫夾帶上限線。根據(jù)以上五條線繪出塔板負(fù)荷性能圖：圖4-1塔板負(fù)荷性能曲線圖技術(shù)分析：<1>由塔板負(fù)荷性能圖可以看出,在規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點在適宜操作區(qū)的適宜位置,這說明本設(shè)計比較合理。<2>因操作上限受霧沫夾帶線控制,因此,若處理量提高較大時,適當(dāng)將霧沫夾帶線上移,即提高板間距或加大開孔區(qū)面積。表4-5浮閥塔板設(shè)計計算結(jié)果及符號一覽表項目符號單位數(shù)據(jù)及說明備注塔徑m1.4板間距m0.45塔板形式重浮閥,單溢流降液管溢流堰高m0.05溢流堰長m0.98板上液層高度m0.13216降液管底隙高度m0.0303降液管寬度m0.196降液管截面積0.123鼓泡區(qū)面積1.585塔截面積1.5386浮閥個數(shù)個163閥孔直徑m0.0309閥孔氣速m/s4.0412空塔氣速m/s0.51閥孔動能因數(shù)9.9647開孔率12.6%液體在降液管停留時間s9.9泛點率45.84%液相負(fù)荷上限0.0111液相負(fù)荷下限0.00084五接管尺寸計算5.1進(jìn)料管尺寸計算：表5-1進(jìn)料液體密度計算組分i0.250.40.20.1558.12472.15186.178100.20557981565968414.53128.860417.235615.030875.65780.19210.38150.22780.19870.33180.46810.34570.29051.4361進(jìn)料管密度：取,經(jīng)圓整取114mm.5.2塔頂蒸汽管尺寸計算：塔頂5.3釜液出口管尺寸計算：,取5.4塔高的計算：nF—進(jìn)料板數(shù)HF—進(jìn)料板間距nP—人孔數(shù)HB—塔底空間高度<6到8層設(shè)一人孔>HP—人孔板間距HD—塔頂空間高度H1—封頭高度H2—裙座高度取,,,,,0.71.5,∴六熱量衡算6.1塔頂冷凝器熱量衡算冷凝器體系選取如下圖：圖6-1冷凝器下表為基準(zhǔn)焓值為57℃時飽和液相焓值,列匯總表如下：表6-1塔頂冷凝器熱量衡算計算表組分i58.12472.15186.178100.2050.38450.58460.03080.000118.6724.2329.5034.2641.725102278.30.34331517.89336.2塔底再沸器熱量衡算下表為基準(zhǔn)焓值為107℃時飽和液相焓值,列匯總表如下：表6-2塔底再沸器熱量衡算計算表組分i58.12472.15186.178100.2050.000120.14290.61720.231413.6520.4225.5730.890.0952210.53791360.0443716.262286.9374七課程設(shè)計總結(jié)對于設(shè)計過程我們通過查閱各種文獻(xiàn)得到數(shù)據(jù)、公式,最后匯總。通過給出的任務(wù)進(jìn)行計算,使我們的自學(xué)能力,匯總能力都得到了提高。對于最后部分塔附屬高度的計算還不甚了解,很不熟練,有待提高。通過本次課程設(shè)計不僅增強了自己的自學(xué)能力,更促進(jìn)了對分離工程知識的進(jìn)一步了解,同時通過同學(xué)之間,同學(xué)和老師之間的相互交流使我的設(shè)計更加完善。

在良好的互動環(huán)境下我們大家都很努力認(rèn)真,不僅是為了取得成績,更是為了能在知識上,在能力上都有所提高。特別使對一些參考文獻(xiàn)的使用,和對圖表的查詢都有了實質(zhì)性的操作,動手能力也有了顯著提高,使我們大家都很高興。雖然我們做設(shè)計的時間較以前的學(xué)哥學(xué)姐時間短,但我們相信我們的收獲不比他們少。當(dāng)然我知道自己的設(shè)計也許還存在這樣或那樣的不足,但我知道這是我努力的結(jié)果。我感能有這次讓我努力并增長知識的機會,缺點和不足一定回盡力改正。這次課程設(shè)計確實是我自己第一次完整的來完成一件裝置設(shè)計,真正讓我體會到了設(shè)計好并非易事。書本的知識所有人都會學(xué),但怎樣把它用活,卻是需要通過不斷的實際經(jīng)驗積累獲得的一種能力,需要自己有足夠的耐心和毅力,還要有不恥下問虛心向他人請教的精神,學(xué)會獨立思考的同時又要重視團隊集體的智慧和力量。通過本次課程設(shè)計,使我對從精餾塔設(shè)計方案到精餾塔設(shè)計的基本過程的設(shè)計方法、步驟、思路有一定的了解與認(rèn)識。它相當(dāng)于實際精餾塔設(shè)計工作的模擬。在課程設(shè)計過程中,基本能按照規(guī)定的程序進(jìn)行,先針對精餾塔的特點,收集、調(diào)查有關(guān)資料,然后進(jìn)入草案階段,其間與指導(dǎo)教師進(jìn)行幾次方案的討論、修改、再討論,逐步了解設(shè)計填料塔的基本順序,最后定案。設(shè)計方案確定后,又在老師指導(dǎo)下進(jìn)行擴充詳細(xì)設(shè)計,并計算物料守衡、傳質(zhì)系數(shù)、填料層高度、塔高等,最后進(jìn)行塔附件設(shè)計。此次課程設(shè)計基本能按照設(shè)計任務(wù)書、指導(dǎo)書、技術(shù)條件的要求進(jìn)行。同學(xué)之間相互聯(lián)系,討論,整體設(shè)計基本滿足使用要求,但是在設(shè)計指導(dǎo)過程中也發(fā)現(xiàn)一些問題。理論的數(shù)據(jù)計算不難,困難就在于實際選材,附件選擇等實際問題。這些方面都應(yīng)在以后的學(xué)習(xí)中得以加強與改進(jìn)。八體會以上是本次課程設(shè)計的指導(dǎo)過程中的心得與體會以及對課程設(shè)計完成情況的總結(jié),希望在以后的學(xué)習(xí)當(dāng)中能揚長避短,以取得更好的學(xué)習(xí)效果。本次課程設(shè)計經(jīng)過兩周的時間得以完成,主要包括目錄、緒論、設(shè)計方案、吸收塔的工藝計算等容,主要通過上網(wǎng)搜集資料,查找統(tǒng)計文獻(xiàn),數(shù)據(jù)的整合計算,文字的篩選以及上機調(diào)試等部分組成,在此基礎(chǔ)上形成了該課程設(shè)計的基礎(chǔ)框架,最后由本人加以總結(jié)整合,提出了相關(guān)設(shè)計方案,具體容在課程設(shè)計各章節(jié)均有所體現(xiàn)。本次課程設(shè)計讓我取得了很多收獲。

首先,通過課程設(shè)計資料的搜索以及對數(shù)據(jù)的計算中,讓我對分離工程有了更加清晰、深刻的認(rèn)識,課程設(shè)計本身的完成過程,其實也是自己對分離工程輪廓的理解,對容的把握的過程