化工原理課程設(shè)計(jì)

B： 0610310211俊 戴勇967目錄 一、設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 二、基礎(chǔ)數(shù)據(jù) （（））三、工藝計(jì)算 （— 8）四 、設(shè)備計(jì)算 （— 12）五 、流體力學(xué)驗(yàn)算 （1— 15）六 、輔助設(shè)備設(shè)計(jì) （1— 17）七、小結(jié) （ 18）第一節(jié) 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 一、 設(shè)計(jì)方案的論證塔板類型及選擇依據(jù)：塔板類型目前分為四種：1.泡罩塔板；2.篩板；3.浮閥塔板；4.噴射型塔板。目前使用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔板。本方案采用的是F1型浮閥塔板（國(guó)外稱）。浮閥塔具有以操作；塔板高；及液差較；塔的比較，型浮閥塔的簡(jiǎn)、方、節(jié)、。廣泛用化及產(chǎn)中，現(xiàn)部（。、設(shè)計(jì)程的預(yù)，，作為釜液，使得精餾操作進(jìn)行。、的選擇本方案使用精餾，和液進(jìn)及泡第節(jié) 據(jù)一、 和蒸和蒸采用因方程求解Bp0

A

tC中 po—和蒸汽， T 和度，℃A,B,C—苯，甲苯的因見表2-1組分 A B C苯 6.023 1206.35 220.24甲苯 6.078 1343.97 219.58（表2-1）2-2

力分（l） kJ/k）/m2） 03m）苯 78800393.928.69288636327.92）第三節(jié) 工藝設(shè)計(jì)、 平衡關(guān)系：B計(jì)算公式： p0AA tCp0B

B

AtCPP0BxAP0BA B

P0x P0y B A α AA P P0BP0P0P0T) xA Byα80.1 101.33 39.21 1.0001．0002.58482107.5641.850.9050.9612.57084114.2544.770.8140.9182.55286121.2847.860.7280.8712.53488128.6251.120.6480.8232.51690136.3354.550.5720.7702.49992144.3858.170.5010.7142.48294152.7961.970.4330.6532.46696161.5565.980.3700.5902.44898170.7370.170.3100.5222.433100180.3074.590.2530.4502.417102190.2879.210.1990.3742.402104200.6884.070.1480.2932.387106211.4989.130.1000.2092.373108222.8494.490.0530.1172.358110.6238.07101.33002.3491） 1m 14 i

2 、 3 、 4 、 5 … … 5 8三、 物料衡算已知質(zhì)量分?jǐn)?shù) aF

0%aD

8%aW

1a 0.6Fa MA

0.6389F a (1a F F

0.6

0.4M M A BaD

a M

0.9831D a (1a D D

0.980.22M M A BaWM

920.0178aWa a aWW WM MA B

78

0.9992

0.0118全塔物料衡算D'

1.94

.9kg/h30024M M xD A

M (1xB

)78.2366D D' MD

2638.9kg/h78.2366kg/kmol

33.73kmol/hFDW ①F

②W F/h W/hxDxFxWxDxFxWaWaFaW52.2433.7318.510.98310.63890.01180.980.60.01三、確定最小回流比

（表 3-）因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，則有 q=1，所以 x xq F

xy mqq 1m

1)xqy q

2.4600.638911.460

0.8132R min

xD xq q

0.98310.81320.81320.6389

0.975所以最小回流比為0.975芬斯克方程求最少理論板數(shù) Nmin x x )1D W DWN DWmin

x xm

181不包括再沸器）芬斯克方程求精餾段最少理論板數(shù)

N'min x 1x 1D FN' xD xF 1min因?yàn)?xD

'm

x F

t-x-y圖得tD

.2C

t .2CFtt DtFm 2t

84.2C

查t圖得m

2.54由t 80.2C查t得D 由t 88.2C查t得

F所以 ' Dm x

F21

F2.5481D FN' xD xF 1）min

'm確定回流比及理論板層數(shù)因?yàn)橥ǔ?/p>

R

2.0)Rmin

，不妨取RnRmin

，采用試差法，求出不同 R下理論板數(shù)，作出 N—R圖，由生產(chǎn)工藝條件確定該情況下的最佳回流比。具體計(jì)算結(jié)果見表 3-311.11.070.045890.578522.09.221.21.170.089860.523219.27.931.31.270.13000.490017.87.241.41.370.16670.463716.86.851.51.460.19720.443116.16.461.61.560.22850.422715.56.171.71.660.25750.404215.05.981.81.760.28440.387314.25.791.91.850.30700.365113.95.4102.01.950.33050.358713.75.3nRRnRRRR2minNNNN2minN'N-RR1.6Rmin

1.56此時(shí) N=15.5

N'

具體結(jié)果見表 3-4RRminRNminNN'minN'0.9751.568.115.52.76.1(表 3-4)R作圖法求 N、 N'R精餾段操作線方程：

y n1

R1x

xDR1D

0.6094xn

0.3840n作圖結(jié)果見 x-y圖及表 3-5n計(jì)算方計(jì)算方法 NN'捷算法 15.56.1圖解法 15.16.2求實(shí)際板層數(shù)

（表 5）Np

E NT

E

)0.245T N T Lpx ,x ,x t-x-yt .2C t .2C t D F W D F W由 tD

F

W①全塔板效率及實(shí)際板數(shù)W DW2t t

2.5822.3512.467280.2110t D m 2

95.1C2由 t-x-y圖查得 t 下的x為0.396m液體黏度共線

下，液態(tài)苯的黏度為 0.26mpa

，甲苯黏度為0.28mpas。所以 L

xi

s則 E T

)0.245

0.551全塔

T

15.5

28.1（塊）Np E NT②精餾段板效率及實(shí)際板數(shù)' DF2t t

2.5822.514280.288.2

2.548t' m

D F2

84.2C2由 t-x-y圖查得 t'm

下的 x為 0.8由常壓下液體黏度共線圖查得 下液態(tài)苯的黏度為 0.56mpas0.53mpas。' L

i

sE T

)0.245

0.45

N'N

6.1

13.6（塊） tp E'tT

0.45計(jì)算結(jié)果見表 3-6NNpN'N'p15.528.16.113.6（表3-6）第四節(jié) 設(shè)備計(jì)算 一、 對(duì)提餾段中各參數(shù)的確定，以提餾段為設(shè)計(jì)依據(jù) ①提餾段中流體密度 v

,L由 x F

x W

查t-x-y 圖得

t F

t Wt tt F 2

88.21102

99.1Ct由 t-x-y圖查得 下對(duì)應(yīng)的 xtA

y AMM yMV A

M (1B

)780.49920.5185.14A則 PMV RT

1.01331050.085148.314372.25

2.788kg/m3a MAx

0.248A M x M xA A B Ba MBx

0.752B M x M xA A B B1 aA

793.65kg/m3 LA BL② 提餾段流體平均表面張力 A B

18.819.3

/m)L x xAB B

18.819.319.3③ 提餾段流體平均粘度 L 0.280.250.720270264asLVL④提餾段流體平均體積流量 VLS SV'V

(R1)D

86.35kmol/hL'LF

RD

1.5633.7352.24104.86kmol/hV'MV

86.35

0.7325m3/sS

V

2.7883600ML

104.8688.08

0.00323m3/sS

L

793.653600二、計(jì)算塔徑H T

h L

H hT

mL

793.651Vh(L)h V

0.7325

)20.071由史密斯關(guān)聯(lián)圖得

C 20

max

VL

0.08所以 u0.7u 0.7max4VSuD 44VSu

m/m

圓整至 D=1m三、計(jì)算塔高Z(Np

1)HT

(28.11)

12.195四、塔板設(shè)計(jì)①溢流裝置：板式塔的溢流裝置包括溢流堰、降液管和受液盤等幾部分，其結(jié)構(gòu)和尺寸對(duì)塔的性能有重要影響。對(duì)于直徑在2.2m以下的浮閥塔，一般采用單溢流，本方案中浮閥塔直徑為1m，故研究單溢流，采用了弓形降液管時(shí)的情況。②堰長(zhǎng)和堰高的求算堰長(zhǎng) lW

0.7D0.710.7m堰上液層高度

2.84

L 2 2.84

0.003233600 h E(ow 1000

H)LW

(1000

0.7

)17.86mm<h <60mm 滿足條件owh w

0.0422m③ 弓形降液管的高度和面積 Afl /DWW

可由化工原理 <下冊(cè)>圖 查得Ad0.157D

f0.093A所以 Wd

T0.152mA 0.093f④ 降液管內(nèi)液體停留時(shí)間 3600AfHTLh

0.0730.450.00323

11

符合要求⑤ 降液管低隙高度 h0h h0 w塔板布置

m

取 h m0塔板有整塊式與分塊式兩種。直徑在 800mm以內(nèi)的小塔采用整塊式塔板；直徑在 1200mm以上的大塔通常采用分塊式塔板，以便人通過裝拆塔板。本方案 D=1000mm，可任意選用一種結(jié)構(gòu)，即選用整塊式塔板。 塔板面積可分為四個(gè)區(qū)域：鼓泡區(qū)、溢流區(qū)、破沫區(qū)及無效區(qū)。 ，

w s

（如圖） 浮閥的數(shù)目與排列 Fu

FF 92.

10VVFVu 0 V0V

1 0 02.78810 5.99m/s2.7880.7325N4

Sd0

0.03924

102.4103整塊多采用距為755m，對(duì)于分塊式塔板，宜采用等腰三角形叉排， 定為 75mm。A 2xa

R2x2

R2arcsin

RDR W

0.4252 CD 0.97x (w w) (0.1520.07)0.2632 d s 2222

0.263aA 20.a

180

0.52

0.425

m2按等邊三角形 0.907AaA0.907AaA00VA 0 u0

5.99

m2

d m00.1230.123

m按等腰三角形排列，取 t=0.075mt'

AaNa

0.4171030.075

0.054m按N=103重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因素Vu0 V

0.7325

5.96m/sd2N4 0

0.0394

1032.788F5.962.7880

9.95

仍在9—12范圍內(nèi)塔板開孔率

0AAAT

0.1230.7854

100

15.7%uu0

0.9875.96

100%16.6%第五節(jié) 流體力學(xué)驗(yàn)算氣體通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降h hhhp c 1 ① u oc

1.825

73

5.989m/s因?yàn)?u0

v5.96m/suoc故 h19c

u0.17500L

19

5.960.175793.65

0.034m液柱② h01

0.06

0.03m液柱③ h hhhp c 1

0.064m液泛（淹塔）H hd p

h hL dsh 0.153(L )2sd lh

0.0018mw則 H hd p

0h hL

0.064

0.06

0.0018

0.1258m取 0.05

H (Hd

h )0W

(0.45

0.0422

)0.2461m小于此高度以防止淹塔霧沫夾帶VsVs V1.36LZs LL V及泛點(diǎn)率=

KC AF b

Vs Vs VL V

100%0.78KC AF b其中 ZL

D2Wd

0.97

0.152

0.666mAAb T

2Af

0.7854

0.0730.6394m2苯和甲苯為正常系統(tǒng)，可按表 P171）取物性系數(shù) K=1.0，又由圖 P170）查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) CF

0.127泛點(diǎn)率（ 1）

0.7325

2.788793.652.788

1.360.003230.666

100%57%10.1270.6394泛點(diǎn)率（2）

0.7325

2.788793.652.788

100%56%10.1270.7854計(jì)算得到的泛點(diǎn)率均在80%以下故可知霧沫夾帶量能滿足 ev

0.1kg(液/kg()的要求 塔板負(fù)荷性能圖（1）霧沫夾帶線（按泛點(diǎn)率 80%計(jì)算）2.788sV 793.652.788s

1.36Ls

0.666

0.80.1270.6394整理得

V 1.09s

15.25Ls

1）2

u2 L

2.84

3600L (H h)

V 0s)2(1

)h E(

s)2/3T w 2g lhL w

0

1000 lw整理得 V29/3

（2）s s s（3）液相負(fù)荷上限線以5s液體在降液管中停留時(shí)間的下限則 (Ls

) AfHTmax 5

5

m3/s

（3）（4） 漏液線v對(duì) F型重型閥，依 Fv0 0

5計(jì)算得 s

)min

d24 0

4

)2

m3/

（4）2.788（5） 液相負(fù)荷下限線2.788(L)

(

)3

m3/s

（5）smin

236002浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果見表5-1項(xiàng)目數(shù)值及說明備注塔徑 D/m1.00塔板形式空塔氣速 u(m/s)單溢流弓形降液管0.987整合式塔板堰長(zhǎng) l /mw

0.7堰高 h /mw

0.0422板上液層高度 h /mL

0.06降液管低隙高度 h/m0

0.04浮閥數(shù) N/個(gè) 103閥孔氣速 u0

/(cm/s)

5.96閥孔動(dòng)能因數(shù) F 100臨界閥孔氣速 u0c

/(cm/s)

5.989孔心距 t/m 0.068排間距

t'/m

0.054單板壓降 p /p液體在降液管停留時(shí)間 /s

648.511.1降液管內(nèi)清液層高度 0.25泛點(diǎn)率/% 57氣相負(fù)荷上限 m3氣相負(fù)荷上限 m3/s1.2氣相負(fù)荷下限 m3/s0.368操作彈性 第六節(jié) 3.26輔助設(shè)備的設(shè)計(jì) 一、 塔頂冷凝器 c

I )LDI I rVD A在 x時(shí)，查 t-x-y圖，得 tD

80.1，由熱力學(xué)方程算得苯的汽化熱 r 357A

/kg，甲苯的汽化熱

r 332B

/kg。r rxD AD

rB

x)rD

357

/kgQc二、塔底再沸器

2.562639

357

2.41106J/hQ V'(IB

I )LWI I r