1、目录化工原理课程设计任务书 4前言 51.1 设计目的 .51.2 塔设备简介 .62 流程简介 .73 工艺计算 83.1 物料衡算 83.2 理论塔板数的计算 93.2.1 由正戊烷- 正己烷的汽液平衡数据绘出 x-y 图， 93.2.2 q 线方程 93.2.3 平衡线 .93.2.4 求最小回流比及操作回流比 103.2.5 求精馏塔的气、液相负荷 113.2.6 操作线方程 .113.2.7 逐板法求理论板 .113.2.8 实际板层数的求取 .124 塔的结构计算 .124.1 混合组分的平均物性参数的计算 .124.1.1 平均温度 tm124.1.2 平均摩尔质量 .134.1
2、.3 平均压强 pm .144.1.4 平均密度 .154.1.5 液体的平均粘度 .174.1.6 液相平均表面张力 .184.2 塔高的计算 204.2.1 最大空塔气速和空塔气速 204.2.2 塔径 .214.2.3 塔径的圆整 214.2.4 塔截面积 AT 214.2.5 实际空塔气速 u 224.3 精馏塔有效高度的计算 225 塔板主要工艺尺寸的计算 .225.1 溢流装置计算 225.1.1 堰长 lw 225.1.2 溢流堰高度 hw 溢流堰高度计算公式 235.1.3 弓形降液管宽度 Wd 及截面积 Af .235.1.4 降液管底隙高度 h0 255.2 塔板布置及浮阀
3、数目与排列 255.2.1 塔板的分块 .255.2.2 边缘区宽度确定 .255.2.3 开孔面积的计算 .255.2.4 开孔率的计算 .266 筛板的流体力学验算 .286.1 气相通过浮阀塔板的压降 286.1.1 干板电阻 hc286.1.2 板上充气液层阻力 h1 286.2、液泛验算 .296.2.1 与气体通过塔板的压降相当的液柱高度 Ph.296.2.2 液体通过降液管的压头损失 hd， 296.2.3 板上液层高度，取 hL=0.05m .296.3 液沫夹带 296.4 漏液的验算 317 塔板负荷性能图 .327.1 漏液线 327.2 液沫夹带线 327.3 液相负荷
4、下限线 337.4 液相负荷上限 337.5 液泛线 348 精馏塔的工艺设计结果总表 .369.塔附件设计 .379.1 接管 进料管 .379.2 法兰 .379.3 筒体与封头 379.3.1 筒体 .379.3.2 封头 .379.4 人孔 .389.5 冷凝器 389.6 再沸器 3810.参考书目 .39总结 40指导教师评语 41化工原理课程设计任务书设计题目 板式精馏塔的设计主要内容1、设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备进行简述；2、主要设备的工艺设计计算：工艺参数的选定、物料和能量衡算、筛板塔结构设计和工艺尺寸的设计计算；3、辅助设备的选型；4、绘流程图：以单线图
5、的形式描绘，标出主体设备和辅助设备的 物料方向、物流量、能流量；5、精馏塔的设备工艺条件图；6、精馏塔的工艺设计结果总表。设计参数1、用板式精馏塔分离正戊烷和正己烷双组分溶液；2、处理能力：5750kg/h ,40020T/y ,年开工 6960 小时3、原料液中 xF=0.5（摩尔分数，下同）3、设计要求，馏出液 xD=0.98，釜底液 xW=0.04；4、进料状态属于泡点进料；5、全塔效率 556、操作压力：塔顶压力 4kpa ，当地大气压 101.33kpa， 单板压降0.7 kPa设计计划进度1、布置任务，查阅资料，其它准备 1 天2、主要工艺设计计算 3 天3、辅助设备选型计算 1
6、天4、绘制工艺流程图 1 天5、绘制主要设备工艺条件图 1 天6、排版 1 天7、考核 1 天合计：9 天主要参考文献1、 化工原理课程设计 ，贾绍义等编，天津大学出版社，2002.082、 化工原理 （上、下册） ，夏清等编，天津大学出版社，2005.013 周大军,揭嘉.化工工艺制图.北京:化学工业出版社教材出版中心,2005设计文件要求1、设计工艺条件图：A1 幅面；2、工艺流程图：A2 幅面；前言化工原理课程设计是高等学校的一门专业必修课,通过本课程学习,有利于培养学生的独立工作、独立思考和运用所学知识解决实际工程技术问题的能力,是提高学生综合素质,使大学生向工程师转化的一个重要的教学
7、环节。蒸馏单元操作自古以来就在工业生产中用于分离液体混合物。它是利用液体混合物中各组分的挥发度不同进行组份分离的，多用于分离各种有机混合液，蒸馏有许多操作方式，按有没有液体回流，可分为有回流蒸馏与无回流蒸馏，有回流的蒸馏称为精馏。本次设计的要求是要设计正戊烷正己烷常压精馏塔设计，用以分离正戊烷正己烷的混合液。此次设计在盛建国老师的指导下进行，运用学过的基础知识，锻炼自己设计生产设备的能力。此次设计加深了我们对精馏操作的认识，锻炼了我们阅读化工原理文献并且搜集资料的能力，同时液培养了我们独立思考问题、分析问题、解决问题的能力，也培养了我们相互协作的能力，为今后实际工作的应用打好了基础。由于设计者
8、的水平有限，所设计的方案之中难免有不妥之处，希望老师给予批评指正。 1.概述1.1 设计目的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,做到能充分的运用自己所学的知识和全面掌握精馏的原理及实质；掌握化工设计的基本程序和方法；学会查阅技术资料、选用公式和数据；用简洁文字和图表表达设计结果；用 CAD 制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。同时也是一个能力的锻炼过程。1.2 塔设备简介塔设备是化工、石油化
9、工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3
10、、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。在本设计中我使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。筛板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。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。它的主要优点是：结构简单，易于加工，造价
11、为泡罩塔的 60 左右，为浮阀塔的 80%左右；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大 20%40%；塔板效率较高，比泡罩塔高 15%左右，但稍低于浮阀塔；气体压力降较小，每板降比泡罩塔约低 30%左右。缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（约 23） 。2 流程简介图 2-1 精馏过程流程图3 工艺计算3.1 物料衡算进料浓度为 XF=0.5（mol%）,X D=0.98(mol%) ,XW=0.04（mol%）正戊烷的摩尔质量 MA=72kg/kmol正己烷的摩尔质量 MB=86kg/kmol则 MF =72*0.5+86*0.5 = 79kg/kmo
12、lMD =72*0.98+86*0.02=72.28kg/kmolMW=72*0.04+86*0.96=85.44kg/kmolF=40020T/y=40020000/(MF*6960)=72.78Kmol/h由 F=D+WFXF=DXD+WXW得：D=35.62 Kmol/hW=37.16 Kmol/h式中 F-原料液流量D-塔顶产品量W-塔底产品量3.2 理论塔板数的计算3.2.1 由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出 x-y 图，如下:表 3-1 各组分的饱和蒸汽压与温度的关系温度T/正戊烷（Pa）正己烷（Pa）总压（pa） p-pb pa-pb x y35 57550.0 18625.0
13、 101330 70045.0 71885.0 1.041 1.012640 115100.0 37250.0 101330 64080.0 77850.0 0.823 0.935 42 123960.0 40606.0 101330 60724.0 83354.0 0.729 0.891 44 131048.0 43290.8 101330 58039.2 87757.2 0.661 0.855 46 136718.4 45438.6 101330 55891.4 91279.8 0.612 0.826 48 141254.7 47156.9 101330 54173.1 94097.8 0
14、.576 0.803 50 159400.0 54030.0 101330 47300.0 105370.0 0.449 0.706 52 170340.0 58494.0 101330 42836.0 111846.0 0.383 0.644 54 179092.0 62065.2 101330 39264.8 117026.8 0.336 0.593 56 186093.6 64922.2 101330 36407.8 121171.4 0.300 0.552 58 191694.9 67207.7 101330 34122.3 124487.2 0.274 0.519 60 214100
15、.0 76350.0 101330 24980.0 137750.0 0.181 0.383 58 191694.9 67207.7 101330 34122.3 124487.2 0.274 0.519 60 214100.0 76350.0 101330 24980.0 137750.0 0.181 0.383 65 101330 21410.0 167658.0 0 03.2.2 q 线方程进料热状态 q=1q 线方程：一条垂直于 x 轴的直线即 x=0.53.2.3 平衡线表 3-2 各组分得饱和蒸汽压与温度得关系温度（） 正戊烷（Pa） 正己烷（Pa）0 24400 602810 3
16、7830 1009020 56160 1616030 82030 2494040 115100 3725050 159400 5403060 214100 7635070 282600 10540080 366400 14240090 467700 188800100 588500 244400查表 3-2 并计算精馏段 A 物质的蒸汽压：PA，精 15940(42.50)12953.查表 3-2 并计算精馏段 B 物质的蒸汽压：PB，精 5403772(42.50)4136.1查表 3-2 并计算全塔 A 物质的蒸汽压：a1527.8kP )408.6(10950)(0 下下上下 tppA查
17、表 3-2 并计算全塔 B 物质的蒸汽压：a514.8kP )408.6(10372543725)(0 下下上下 tppB计算精馏段相对挥发度 j： 12593.046AjBp计算全塔相对挥发度 ：8.51427=2.96相平衡方程 .1()7xxy 解得 y96123.2.4 求最小回流比及操作回流比根据 yx96.12 和 q 线方程：x=0.5 解得：xp=0.5 , yp=0.747故最小回流比为 Rmin = 5.07498pDxy=0.94取操作回流比 R=1.53.2.5 求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.5 35.62=53.43(kmol/h)V=(R+1)D=(1.5+1
18、)35.62=89.05（kmol/h）L=L + F=53.43+72.78=126.21(kmol/h)V= V=89.05（kmol/h） 3.2.6 操作线方程精馏段操作线方程为 DxyVL=0.6x+0.392提馏段操作线方程为 W=1.42x-0.0173.2.7 逐板法求理论板用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 1Dyx= 0.98 1196.2yx=0.9432Y0.6x 2+0.392=0.958 x2=0.885 y3=0.923， x3=0.802y4=0.873， x4=0.699y5=0.811， x5=0.592y6=0.747， x6=0.4990.006m)
19、同理可得提馏段： )06.(508.051363647.360Lh mulW 故降液管底隙设计合理。5.2 塔板布置及浮阀数目与排列5.2.1 塔板的分块因 D=1.5m1400mm 故塔板采用分块式。查表得分为 4 块5.2.2 边缘区宽度确定取边缘区宽度 Wc=0.06，泡沫区宽度 Ws=Ws=0.075m。5.2.3 开孔面积的计算 2210sin8a xAxRR 1.56.9()cDWm.()(025.7)0.452dsx（m）2210.0.45.69.4.69sin18aA =1.147(m2)5.2.4 开孔率的计算阀孔气速（m/s）： vFuo 计算阀孔数： 024VsdN 取阀
20、孔动能因数 F0=10，取筛孔直径 do=0.039m.计算孔速 0u，即：smFuV /71.5030同理得提馏段： V46,00依上式计算每层塔板上的浮阀数，即 871.50394s202 udN同理得提馏段： 9046V202浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距 t=120mm=0.12m，则可按下式估算排间距 t，即 mtNAa 109.120847同理得提馏段： a 69.考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 109mm 或 106mm，而应小于此值，故取 mt1.0。以等腰三角形叉排方式作图，得阀数
21、N=104 个按 N=104 重新核算孔速及阀孔动能因数： smNdu /82.41039.458Vs2200 70VF同理得提馏段:smNdu /4.1039.458s2200 6970VF阀孔动能因数变化不大,仍在 812 范围内精馏段塔板开孔率: %48.1082.4690u同理得提馏段塔板开孔率: 637306 筛板的流体力学验算6.1 气相通过浮阀塔板的压降根据 1pchh计算塔板压降6.1.1 干板电阻 hc 先计算临界孔速，即 smuVc /68.507.311.73828250 因为 c0，则 hc 可按 Lcu17.09计算，即 mLc 0428.76182415.0175.
22、0 同理得提馏段:uhLc 995.0175.06.1.2 板上充气液层阻力 h1 可取充气系数 0=0.5。 mhL255016.1.3 克服表面张力所造成的阻力 h 因本设计采用浮阀塔，其 h很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为： mcp 0678.25048.1同理得提馏段: h单板压降 aLp Pg91.49167同理得提馏段: p 87064.056.2、液泛验算为了防止液泛现象的发生，要求控制液管中清液层高度 dTWHh。Hd 可用下式计算，即 dPLdHh6.2.1 与气体通过塔板的压降相当的液柱高度 Ph=0.0606m6.2.2 液体通过降液管的
23、压头损失 hd，因不设进口堰，故 mhlhwd 0982.0214.5813.0L153.02 同理得提馏段 wd 67206.2.3 板上液层高度，取 hL=0.05m因此 dPdH=0.0678+0.05+0.000982=0.118（m）同理得提馏段 Lp=0.0675+0.05+0.000988=0.118（m）取 =0.5，H T=0.45m，h w=0.0305m则 mw 24.0354.05同理提馏段的为 WTm可见 Hd wTh,均符合防止液泛的要求。6.3 液沫夹带当气体上升时液沫夹带量 （ 气 ）液 kgeV/)(1.0时，泛点率应小于 80。%L36.Vsh1 bFVLA
24、KCZFdLWDZ2fTbA其中， 1F为泛点率且应小于 80， dW为降液管宽度（m） ， LZ为板上液体流径长（m） ， TA为塔截面积（ 2m） ， bA为板上液流面积（ 2m） ， fA为弓形降液管截面积（ 2） ，D 为塔径（m） ， FC为泛点负荷系数且查图得，K 为物性系数且查表（正常系统取 1） 。图五 泛点负荷系数与密度的关系板上液体流径长度 LZ（m）： 21.50.21.5dDWm板上液流面积 bA（ ）： .7.93.4Tf 2根据%10L36.Vsh1 bFVLAKCZF计算泛点率 1F：精馏段： %63.2410451.260.15.083786359.0%Lh6.
25、1Vs1 bFVLAKCZF又 %89.25107.1260.7803859%Vs1 TFVLAKCF同理提馏段的： %5.2710451.260.15.073463589.0%LhVs1 bFVLAKCZF又 %97.28107.1260.7803859%Vs1 TFVLAKCF计算出的泛点率都在 80%以下，故可知雾沫夹带能满足 Ve0.1kg 液/kg 汽的要求。6.4 漏液的验算对筛板塔，漏液点气速： 0,min0 14.(.56.3)/LVuChsm/193.07/8.6）057 式中 Lh板上液层高度，mC0干筛孔的流量系数1V、 L分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m 3h与液体表面张力压强降相当的液柱高度，m实际孔速 min,00/82.4usu
