化工原理課程設(shè)計(jì)-(篩板)模板

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1、化工原理課程設(shè)計(jì)-(篩板)模板 苯－甲苯（苯－氯苯）二元體系篩板精餾塔設(shè)計(jì)1 前言（每人不能相同） 1.1 設(shè)計(jì)目的/意義 1.2 塔設(shè)備簡(jiǎn)介 2設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 2.1 流程簡(jiǎn)介 圖1-1 精餾過(guò)程流程圖 2.2 工藝參數(shù)選擇 3 工藝計(jì)算 3.1 物料衡算 F=D+W FX F =DX D +WX W DX D /FX F =η 得：D= Kmol/h W= Kmol/h X W = 3.2 理論塔板數(shù)的計(jì)算 3.2.1 查找各體系的汽液相平衡數(shù)據(jù) 苯－甲苯氣液相平衡見(jiàn)《化工原理》P483附表20（2） 苯－氯苯汽液相平衡數(shù)據(jù)見(jiàn)附錄 3.2.2 平衡線方程： 理想

2、體系： 計(jì)算每一點(diǎn)的α，取平均值N N αααα....21= 平衡線方程：y=αx/[1+(α-1)x] 非理想體系 分段計(jì)算平均α 用作圖法 3.2.3 q 線方程 ● 泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1 ● 16℃進(jìn)料： 查物性數(shù)據(jù)：（查物理化學(xué)手冊(cè)或化工原理附錄） 易揮發(fā)組分比熱c 1＝ kJ/kgK 難揮發(fā)組分比熱c 2＝ kJ/kgK 易揮發(fā)組分汽化潛熱r 1＝ kJ/kgK 難揮發(fā)組分汽化潛熱2＝ kJ/kgK 進(jìn)料溫度t 1＝ ℃ 進(jìn)料組成對(duì)應(yīng)的泡點(diǎn)溫度t 2＝ ℃（根據(jù)進(jìn)料組成查平衡數(shù)據(jù)） ∴平均r =z f r 1*分子量M 輕組分+(1- z f ) r 2*分子量

3、M 重組分= kJ/mol 平均c p = z f c 1*分子量M 輕組分+(1- z f ) c 2*分子量M 重組分= kJ/KmolK q= （參考p310習(xí)題11） 計(jì)算q 線方程：1 1---= q x x q q y F 3.2.4 回流比 取R=（1.1-1.8）R min 最小回流比R min ＝ 回流比R= 3.2.5 操作線方程 精餾段操作線方程為: 11 11n n D R y x x R R +=+++ 提餾段操作線方程為: W m m x W qF L W x W qF L qF L y -+--++=+ 1 3.2.6 理論板數(shù)的計(jì)算（

4、逐板計(jì)算或作圖法） 精餾段理論板數(shù)= ，第 塊為進(jìn)料板 提餾段= 總理論板數(shù)N T = 3.3 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 3.3.1全塔效率E T 由O’connel關(guān)聯(lián)圖查得全塔效率E T，見(jiàn)《化工原理》P347，圖8-32 平均粘度的計(jì)算：各組分在平均塔溫下的粘度線性加和得到 μav= μ1x F1+ μ2（1－x F1） 3.3.2實(shí)際板數(shù)N E N E=N T/E T 3.4 熱量衡算 3.4.1 預(yù)熱器的熱量衡算 3.4.2 塔頂冷凝器熱量衡算 3.4.3 塔底再沸器熱量衡算 4塔的結(jié)構(gòu)計(jì)算 板式塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，包括塔高、塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算，板上液流形式的選擇、

5、溢流裝置的設(shè)計(jì)，塔板布置、氣體通道的設(shè)計(jì)等工藝計(jì)算。 板式塔為逐級(jí)接觸式的氣液傳質(zhì)設(shè)備，沿塔方向，每層板的組成、溫度、壓力都不同。設(shè)計(jì)時(shí)，分別計(jì)算精餾段、提餾段平均條件下的參數(shù)作為設(shè)計(jì)依據(jù)，以此確定塔的尺寸，然后再作適當(dāng)調(diào)整，但應(yīng)盡量保持塔徑相同，以便于加工制造 4.1混合組分的平均物性參數(shù)的計(jì)算 4.1.1平均分子量的計(jì)算 （1）塔頂?shù)钠骄肿恿浚▁1為與y1=X D平衡的液相組成）M VDM= X DM輕組分+（1－X D）M重組分 M LDM= x1M輕組分+（1－x1）M重組分 （2）進(jìn)料板的平均分子量 進(jìn)料板對(duì)應(yīng)的組成X n和y n (進(jìn)料板對(duì)應(yīng)的組成由逐板計(jì)算得到，n

6、值各人不同)] M VFM= ynM輕組分+（1－y n）M重組分 M LFM= X nM輕組分+（1－X n）M重組分 （3）塔底的平均分子量（y w為與x w平衡的氣相組成） M VWM= y wM輕組分+（1－y w）M重組分 M LWM= x wM輕組分+（1－x w）M重組分 （4）精餾段、提餾段的平均分子量 精餾段平均分子量M LM=( M LDM+ M LFM)/2= M VM=( M VDM+ M VFM)/2= 提餾段平均分子量M’LM=( M LWM+ M LFM)/2= M’VM=( M VWM+ M VFM)/2= 4.2.2 平均密度的計(jì)算 （1

7、）液相平均密度 查物性數(shù)據(jù)： 易揮發(fā)組分密度ρ1＝ Kg/m 3 難揮發(fā)組分密度ρ2＝ Kg/ m 3 塔頂易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a 1＝ （將X D 換算成質(zhì)量分率） 進(jìn)料易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a 2＝ （將X n 換算成質(zhì)量分率） 塔底易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a 3＝ （將X w 換算成質(zhì)量分率） 塔頂液相密度：ρLD ＝1/[a 1/ρ1+(1-a 1) /ρ2]= Kg/ m 3 進(jìn)料液相密度：ρLF ＝1/[a 2/ρ1+(1-a 2) /ρ2]= Kg/ m 3 塔底液相密度：ρLW ＝1/[a 3/ρ1+(1-a 3) /ρ2]= Kg/ m 3 精餾段的平均液相密度：ρLM ＝(

8、ρLD +ρLF )/2= Kg/ m 3 提餾段的平均液相密度：ρ’LM ＝(ρLF +ρLW )/2= Kg/ m 3 （2）汽相平均密度 根據(jù)塔頂組成查平衡數(shù)據(jù)計(jì)算 塔頂溫度T D = ℃ 根據(jù)進(jìn)料板組成查平衡數(shù)據(jù)計(jì)算 進(jìn)料板溫度T F ＝ ℃ 根據(jù)塔底組成查平衡數(shù)據(jù)計(jì)算 塔底溫度T W ＝ ℃ 精餾段：T M =（T F +T D ）/2= ρVM ＝PM V /RT M = Kg/ m 3 提餾段：T ’M =（T F +T W ）/2= ρ’VM ＝PM ’V /RT ’M = Kg/ m 3 表 4-1 塔內(nèi)氣液流率匯總 4.2塔高的計(jì)算 ①板式塔

9、的有效高度是指安裝塔板部分的高度，可按下式計(jì)算： ( 1)T T T N Z H E =- 式中 Z ——塔的有效高度，m ； E T ——全塔總板效率； N T ——塔內(nèi)所需的理論板層數(shù)； H T ——塔板間距，m 。 ① H T 的初選 選取時(shí)應(yīng)考慮塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、操作彈性及塔的安裝檢修等因素。 由表4-1列出的塔板間距的經(jīng)驗(yàn)數(shù)值選取。 表4-2 塔板間距與塔徑的關(guān)系 化工生產(chǎn)中常用板間距為：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm 。在決定板間距時(shí)還應(yīng)考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應(yīng)留有足夠的工作空間，其

10、值不應(yīng)小于600mm 。 （以下均要分別計(jì)算精餾段、提餾段的結(jié)構(gòu)） 4.3塔徑的計(jì)算 計(jì)算塔徑的方法有兩類(lèi)：一類(lèi)是根據(jù)適宜的空塔氣速，求出塔截面積，即可求出塔徑。 另一類(lèi)計(jì)算方法則是先確定適宜的孔流氣速，算出一個(gè)孔（閥孔或篩孔）允許通過(guò)的氣量，定出每塊塔板所需孔數(shù)，再根據(jù)孔的排列及塔板各區(qū)域的相互比例，最后算出塔的橫截面積和塔徑。本次數(shù)據(jù)采用第一種方法。 4.3.1 初步計(jì)算塔徑 板式塔的塔徑依據(jù)流量公式計(jì)算，即 D = 式中 D —— 塔徑m ； V s —— 塔內(nèi)氣體流量m 3/s ； u —— 空塔氣速m/s 。 計(jì)算塔徑的關(guān)鍵是計(jì)算空塔氣速u(mài) 。設(shè)計(jì)中，空塔氣速u(mài) 的

11、計(jì)算方法是，先求得最大空塔氣速u(mài) max ，然后根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，乘以一定的安全系數(shù)，即 max (0.6~0.8)u u = 最大空塔氣速u(mài) max 可根據(jù)懸浮液滴沉降原理導(dǎo)出，其結(jié)果為 max u = 式中 u max ——允許空塔氣速，m/s ； ρV ，ρL ——分別為氣相和液相的密度，kg/m 3 ； C ——?dú)怏w負(fù)荷系數(shù)，m/s ，對(duì)于浮閥塔和泡罩塔可用下圖確定； 圖 4-1 史密斯關(guān)聯(lián)圖 圖中 H T ——塔板間距，m ； h L ——板上液層高度，m ；V ,L ——分別為塔內(nèi)氣、液兩相體積流量， m 3/s ； ρV ，ρL ——分別為塔內(nèi)氣、液相的密度，

12、kg /m 3 上圖中的氣體負(fù)荷參數(shù)C 20僅適用于液體的表面張力為0.02N/m ，若液體的表面張力為6N/m ，則其氣體負(fù)荷系數(shù)C 可用下式求得： 2. 20)02 .0(σ C C = 所以，初步估算塔徑為： u V D 785.0/ = 其中，u ——適宜的空塔速度，m/s 。 由于精餾段、提餾段的汽液流量不同，故兩段中的氣體速度和塔徑也可能不同。在初算塔徑中，精餾段的塔徑可分別按精餾段、提餾段的平均物理參數(shù)計(jì)算。 4.3.2 塔徑的圓整 目前，塔的直徑已標(biāo)準(zhǔn)化。所求得的塔徑必須圓整到標(biāo)準(zhǔn)值。塔徑在1米以下者，標(biāo)準(zhǔn)化先按100mm 增值變化；塔

13、徑在1米以上者，按200mm 增值變化，即1000mm 、1200mm 、1400mm 、1600mm …… 4.4塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定 4.4.1溢流裝置的設(shè)計(jì) 溢流裝置包括降液管、溢流堰、授液盤(pán)等幾個(gè)部分，是液體的通道，其結(jié)構(gòu)和尺寸對(duì)塔的性能有著重要影響。 A 降液管截面積 A d B 溢流堰包括堰高h(yuǎn)w 、堰長(zhǎng)lw 及how C 受液盤(pán)和底隙h 0 核算：ub=Ls/(Lw.h 0) 圖4-2溢流裝置 圖4-3 塔盤(pán)布置 4.4.2塔盤(pán)布置（如圖4-3） A 受液區(qū)或降液區(qū) 均為Af 的計(jì)算式計(jì)算 B 入口安定區(qū)和出口安定區(qū) Ws ＝50~100 mm C

14、邊緣區(qū)Wc 25~50 mm D 有效傳質(zhì)區(qū)：塔板上布置有篩孔的區(qū)域，稱(chēng)有效傳質(zhì)區(qū)，面積為A a 4.4.3 篩孔數(shù)及排列并計(jì)算開(kāi)孔率 r 5 精餾塔的流體力學(xué)性能驗(yàn)算 5.1 分別核算精餾段、提留段是否能通過(guò)流體力學(xué)驗(yàn)算 1. 氣體通過(guò)篩板的壓強(qiáng)降 hp2. 液沫夾帶校核 一般規(guī)定，液沫夾帶量ev ≥0.1kg 液/kg 干氣屬過(guò)量液沫夾帶，為不正常操作狀況 3 溢流液泛條件的校核 W d T H H h 對(duì)于一般物系，值可取0.5，對(duì)于不易起泡物系，值約為0.6～0.7，對(duì)于易起泡物系，可取值0.3～0.4。 4 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核（最大

15、液流量） 式中 Ls ——液相體積流量，m3/s 。τ值應(yīng)根據(jù)不同液體的性質(zhì)在3至5秒內(nèi)定值。 5 漏液限（最小氣量） 0 1.5~2.0w u k u = > u0—設(shè)計(jì)孔速 uow －漏液點(diǎn)孔速 5.2 分別作精餾段、提留段負(fù)荷性能圖 （1）負(fù)荷性能圖的其它幾條曲線的依據(jù)分別是: ①霧沫夾帶線 以eV③液相負(fù)荷上限線 全塔LS,max 在降液管中停留時(shí)間=3－5s 時(shí)求出。 ④漏液線 見(jiàn)上面5. ⑤液相負(fù)荷下限線 以堰上液層高度how=0.006m 計(jì)。 ☆注意：畫(huà)出負(fù)荷性能圖的五條線后，還應(yīng)標(biāo)出操作點(diǎn)、畫(huà)出操作線、計(jì)算操作彈性以及注明控制氣相的上限量的是哪一

16、條線 6 塔的總體結(jié)構(gòu) 6.1 塔體總高度 板式塔的塔體總高度（不包括裙座）由下式?jīng)Q定： (2)D p T T F B H H N S H S H H H =+--?+?++ (5-1)式中 H D ——塔頂空間，m ； H B ——塔底空間，m ； H T ——塔板間距，m ； H T ’——開(kāi)有人孔的塔板間距，m ； H F ——進(jìn)料段高度，m ； N p ——實(shí)際塔板數(shù)； S ——人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）。 6.2塔板結(jié)構(gòu) 塔板類(lèi)型按結(jié)構(gòu)特點(diǎn)可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從300～900mm 時(shí)采用整塊式塔板；當(dāng)塔徑在800mm 以

17、上時(shí)，人已能在塔內(nèi)進(jìn)行拆裝操作，無(wú)須將塔板整塊裝入。并且，整塊式塔板在大塔中剛性也不好，結(jié)構(gòu)顯得復(fù)雜，故采用分塊式塔板；塔徑在800～900mm 之間，設(shè)計(jì)時(shí)可按便于制造、安裝的具體情況選定。 7 輔助設(shè)備的選擇 7.1塔頂冷凝器的選擇 查第四章傳熱表4-8（K 值得大致范圍）：取總傳熱系數(shù)K= W/m 2℃ r D =r 1y 1+r 2(1-y 1) Q=(R+1)Dr D 換熱器面積A= m 2 選型：將計(jì)算出的換熱器面積作為公稱(chēng)面積，在附錄中選擇換熱器型號(hào)，并列出所選擇的換熱器的參數(shù)。 7.2塔底再沸器的選擇 查第四章傳熱表4-8（K 值得大致范圍）：取總傳熱系數(shù)K ‘

18、 = W/m 2℃ r W =r 1*X W +r 2*(1-X W ) 易揮發(fā)組分比熱c 1＝ kJ/kgK 難揮發(fā)組分比熱c 2＝ kJ/kgK 平均 ∑==n i i pi p x c c 1 Xi ：mol 分率 Q ‘ =V ’*r W + V ’ p c Δt = KJ/h 換熱器面積A ‘ = m 2 選型：將計(jì)算出的換熱器面積作為公稱(chēng)面積，在附錄中選擇換熱器型號(hào)，并給出所選擇的換熱器的參數(shù)。 7.3管道設(shè)計(jì)與選擇（要求圓整成標(biāo)準(zhǔn)管徑） 取：液體流速u(mài) L =1~3 m/s 氣體流速u(mài) G =10-30m/s 蒸汽：u=30-50m/s 公式：u=

19、V/(π/4)d i 2 1、 塔頂回流管 2、塔頂蒸汽出口管 3、塔頂產(chǎn)品出口管 4、進(jìn)料管 5、塔釜出料管 6、塔釜回流管 7、塔釜產(chǎn)品出口管 蒸氣出口管中的允許氣速U V 應(yīng)不產(chǎn)生過(guò)大的壓降，其值可參照表7-2 表7-2 蒸氣出口管中允許氣速參照表 7.4 泵的選型 1、進(jìn)料泵 給出：流量F= m 3/hr 揚(yáng)程H ＝50m 選擇 型號(hào)的泵 2、回流泵 給出：流量F= m 3/hr 揚(yáng)程H ＝30 m 從附錄選擇 型號(hào)的泵 8 畫(huà)塔的裝備圖（1號(hào)圖紙） 9編寫(xiě)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) (裝訂課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)和計(jì)算書(shū)內(nèi)容及順序) 封 面 任務(wù)書(shū) 目錄 第一章前言(或序言)(本章和

20、以下各章可以自行分段、分節(jié)) 第二章設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)（內(nèi)容包括：設(shè)計(jì)單元操作方案簡(jiǎn)介、設(shè)計(jì)單元過(guò)程和設(shè)備的評(píng)述等） 第三章工藝計(jì)算包括：物料衡算、理論塔板數(shù)的計(jì)算、實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算、熱量衡算及設(shè)計(jì)結(jié)果匯總） 第四章塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)（塔徑、塔盤(pán)結(jié)構(gòu)即計(jì)算結(jié)果匯總表） 第五章流體力學(xué)驗(yàn)算 第六章塔的總體結(jié)構(gòu) 第七章輔助設(shè)備的計(jì)算及選型等（包括匯總表） 第八章圖紙（CAD制圖）（包括：主要設(shè)備裝配圖及工藝參數(shù)及相關(guān)設(shè)備選型等說(shuō)明） 第九章附錄（包括符號(hào)說(shuō)明、參考文獻(xiàn)及設(shè)計(jì)手冊(cè)、設(shè)計(jì)體會(huì)等）注意事項(xiàng)： ●目錄寫(xiě)至3級(jí)目錄如： 1 前言 (1) 1.1設(shè)計(jì)目的/意義 (1) 1.1.1 (2) 1.1.2 (2) 1.2 塔設(shè)備簡(jiǎn)介 (3) ●文中所有圖表必須有編號(hào)，如圖1-1，表1-1等 ●所有的計(jì)算要有文字說(shuō)明，不能做簡(jiǎn)單的計(jì)算羅列 ●引用的數(shù)據(jù)要有文獻(xiàn)引用標(biāo)記，如[1] ●計(jì)算結(jié)構(gòu)要有結(jié)果匯總表 包括：塔的結(jié)構(gòu)參數(shù)匯總表、換熱器匯總表、接管匯總表