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化工原理课程设计筛板模板.docx 《化工原理课程设计筛板模板.docx》由会员分享,可在线阅读,更多相关《化工原理课程设计筛板模板.docx(17页珍藏版)》请在冰豆网上搜索。 化工原理课程设计筛板模板 苯-甲苯(苯-氯苯)二元体系筛板精馏塔设计 1前言(每人不能相同) 1.1设计目的/意义 1.2塔设备简介 2设计说明书 2.1流程简介 图1-1精馏过程流程图 2.2工艺参数选择 3工艺计算 3.1物料衡算 F=D+W FXF=DXD+WXW DXD/FXF=η 得: D=Kmol/h W=Kmol/h XW= 3.2理论塔板数的计算 3.2.1查找各体系的汽液相平衡数据 苯-甲苯气液相平衡见《化工原理》P483附表20 (2) 苯-氯苯汽液相平衡数据见附录 3.2.2平衡线方程: 理想体系: 计算每一点的α,取平均值 平衡线方程: y=αx/[1+(α-1)x] 非理想体系 ¯分段计算平均α ¯用作图法 3.2.3q线方程 ●泡点进料: q=1 ●16℃进料: 查物性数据: (查物理化学手册或化工原理附录) 易挥发组分比热c1=kJ/kgK 难挥发组分比热c2=kJ/kgK 易挥发组分汽化潜热r1=kJ/kgK 难挥发组分汽化潜热r2=kJ/kgK 进料温度t1=℃ 进料组成对应的泡点温度t2=℃(根据进料组成查平衡数据) ∴平均r=zfr1*分子量M轻组分+(1-zf)r2*分子量M重组分=kJ/mol 平均cp=zfc1*分子量M轻组分+(1-zf)c2*分子量M重组分=kJ/KmolK q=(参考p310习题11) 计算q线方程: 3.2.4回流比 取R=(1.1-1.8)Rmin 最小回流比Rmin= 回流比R= 3.2.5操作线方程 精馏段操作线方程为: 提馏段操作线方程为: 3.2.6理论板数的计算(逐板计算或作图法) 精馏段理论板数=,第块为进料板 提馏段= 总理论板数NT= 3.3实际塔板数的计算 3.3.1全塔效率ET 由O’connel关联图查得全塔效率ET,见《化工原理》P347,图8-32 平均粘度的计算: 各组分在平均塔温下的粘度线性加和得到 μav=μ1xF1+μ2(1-xF1) 3.3.2实际板数NENE=NT/ET 表3-1塔内气液流率汇总 气相流率(kmol/h) 液相流率(kmol/h) 精馏段 提馏段 3.4热量衡算 3.4.1预热器的热量衡算 3.4.2塔顶冷凝器热量衡算 3.4.3塔底再沸器热量衡算
4塔的结构计算 板式塔主要尺寸的设计计算,包括塔高、塔径的设计计算,板上液流形式的选择、溢流装置的设计,塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。 板式塔为逐级接触式的气液传质设备,沿塔方向,每层板的组成、温度、压力都不同。 设计时,分别计算精馏段、提馏段平均条件下的参数作为设计依据,以此确定塔的尺寸,然后再作适当调整,但应尽量保持塔径相同,以便于加工制造 4.1混合组分的平均物性参数的计算 4.1.1平均分子量的计算 (1)塔顶的平均分子量(x1为与y1=XD平衡的液相组成) MVDM=XD×M轻组分+(1-XD)×M重组分 MLDM=x1×M轻组分+(1-x1)×M重组分 (2)进料板的平均分子量 进料板对应的组成Xn和yn(进料板对应的组成由逐板计算得到,n值各人不同)] MVFM=yn×M轻组分+(1-yn)×M重组分 MLFM=Xn×M轻组分+(1-Xn)×M重组分 (3)塔底的平均分子量(yw为与xw平衡的气相组成) MVWM=yw×M轻组分+(1-yw)×M重组分 MLWM=xw×M轻组分+(1-xw)×M重组分 (4)精馏段、提馏段的平均分子量 精馏段平均分子量MLM=(MLDM+MLFM)/2= MVM=(MVDM+MVFM)/2= 提馏段平均分子量M’LM=(MLWM+MLFM)/2= M’VM=(MVWM+MVFM)/2= 4.2.2平均密度的计算 (1)液相平均密度 查物性数据: 易挥发组分密度ρ1=Kg/m3 难挥发组分密度ρ2=Kg/m3 塔顶易挥发组分质量百分比a1=(将XD换算成质量分率) 进料易挥发组分质量百分比a2=(将Xn换算成质量分率) 塔底易挥发组分质量百分比a3=(将Xw换算成质量分率) 塔顶液相密度: ρLD=1/[a1/ρ1+(1-a1)/ρ2]=Kg/m3 进料液相密度: ρLF=1/[a2/ρ1+(1-a2)/ρ2]=Kg/m3 塔底液相密度: ρLW=1/[a3/ρ1+(1-a3)/ρ2]=Kg/m3 精馏段的平均液相密度: ρLM=(ρLD+ρLF)/2=Kg/m3 提馏段的平均液相密度: ρ’LM=(ρLF+ρLW)/2=Kg/m3 (2)汽相平均密度 根据塔顶组成查平衡数据计算塔顶温度TD=℃ 根据进料板组成查平衡数据计算进料板温度TF=℃ 根据塔底组成查平衡数据计算塔底温度TW=℃ 精馏段: TM=(TF+TD)/2= ρVM=PMV/RTM=Kg/m3 提馏段: T’M=(TF+TW)/2= ρ’VM=PM’V/RT’M=Kg/m3 表4-1塔内气液流率汇总 气相流率(m3/h) 液相流率(m3/h) 精馏段 提馏段 4.2塔高的计算 ①板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度,可按下式计算: 式中Z——塔的有效高度,m; ET——全塔总板效率; NT——塔内所需的理论板层数; HT——塔板间距,m。 1HT的初选 选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。 由表4-1列出的塔板间距的经验数值选取。 表4-2塔板间距与塔径的关系 塔径/D,m 0.3~0.5 0.5~0.8 0.8~1.6 1.6~2.4 2.4~4.0 板间距/HT,mm 200~300 250~350 300~450 350~600 400~600 化工生产中常用板间距为: 200,250,300,350,400,450,500,600,700,800mm。 在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。 例如在塔体人孔处,应留有足够的工作空间,其值不应小于600mm。 (以下均要分别计算精馏段、提馏段的结构) 4.3塔径的计算 计算塔径的方法有两类: 一类是根据适宜的空塔气速,求出塔截面积,即可求出塔径。 另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速,算出一个孔(阀孔或筛孔)允许通过的气量,定出每块塔板所需孔数,再根据孔的排列及塔板各区域的相互比例,最后算出塔的横截面积和塔径。 本次数据采用第一种方法。 4.3.1初步计算塔径 板式塔的塔径依据流量公式计算,即 式中D——塔径m; Vs——塔内气体流量m3/s; u——空塔气速m/s。 计算塔径的关键是计算空塔气速u。 设计中,空塔气速u的计算方法是,先求得最大空塔气速umax,然后根据设计经验,乘以一定的安全系数,即 最大空塔气速umax可根据悬浮液滴沉降原理导出,其结果为 式中umax——允许空塔气速,m/s; ρV,ρL——分别为气相和液相的密度,kg/m3; C——气体负荷系数,m/s,对于浮阀塔和泡罩塔可用下图确定; 图4-1史密斯关联图 图中HT——塔板间距,m;hL——板上液层高度,m;V,L——分别为塔内气、液两相体积流量,m3/s;ρV,ρL——分别为塔内气、液相的密度,kg/m3 上图中的气体负荷参数C20仅适用于液体的表面张力为0.02N/m,若液体的表面张力为6N/m,则其气体负荷系数C可用下式求得: 所以,初步估算塔径为: 其中,u——适宜的空塔速度,m/s。 由于精馏段、提馏段的汽液流量不同,故两段中的气体速度和塔径也可能不同。 在初算塔径中,精馏段的塔径可分别按精馏段、提馏段的平均物理参数计算。 4.3.2塔径的圆整 目前,塔的直径已标准化。 所求得的塔径必须圆整到标准值。 塔径在1米以下者,标准化先按100mm增值变化;塔径在1米以上者,按200mm增值变化,即1000mm、1200mm、1400mm、1600mm…… 4.4塔板结构参数的确定 4.4.1溢流装置的设计 溢流装置包括降液管、溢流堰、授液盘等几个部分,是液体的通道,其结构和尺寸对塔的性能有着重要影响。 A降液管截面积Ad B溢流堰包括堰高hw、堰长lw及how C受液盘和底隙h0 核算: ub=Ls/(Lw.h0) r 图4-2溢流装置图4-3塔盘布置 4.4.2塔盘布置(如图4-3) A受液区或降液区 均为Af的计算式计算 B入口安定区和出口安定区 Ws=50~100mm C边缘区Wc25~50mm D有效传质区: 塔板上布置有筛孔的区域,称有效传质区,面积为Aa 4.4.3筛孔数及排列并计算开孔率 5精馏塔的流体力学性能验算 5.1分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算 1.气体通过筛板的压强降hp 2.液沫夹带校核 一般规定,液沫夹带量ev≥0.1kg液/kg干气属过量液沫夹带,为不正常操作状况 3溢流液泛条件的校核 对于一般物系, 值可取0.5,对于不易起泡物系, 值约为0.6~0.7,对于易起泡物系, 可取值0.3~0.4。 4液体在降液管内停留时间的校核(最大液流量) 式中Ls——液相体积流量,m3/s。 τ值应根据不同液体的性质在3至5秒内定值。 5漏液限(最小气量) u0—设计孔速uow-漏液点孔速 5.2分别作精馏段、提留段负荷性能图 (1)负荷性能图的其它几条曲线的依据分别是: ①雾沫夹带线以eV ②液泛线以HD=Φ(HT+Hw)为限。 ③液相负荷上限线全塔LS,max在降液管中停留时间=3-5s时求出。 ④漏液线见上面5. ⑤液相负荷下限线以堰上液层高度how=0.006m计。 ☆注意: 画出负荷性能图的五条线后,还应标出操作点、画出操作线、计算操作弹性以及注明控制气相的上限量的是哪一条线 表4-3塔结构参数汇总 精馏段 提留段 塔径 降液管面积 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。 。
6塔的总体结构 6.1塔体总高度 板式塔的塔体总高度(不包括裙座)由下式决定: (5-1)式中HD——塔顶空间,m; HB——塔底空间,m; HT——塔板间距,m; HT’——开有人孔的塔板间距,m; HF——进料段高度,m; Np——实际塔板数; S——人孔数目(不包括塔顶空间和塔底空间的人孔)。 6.2塔板结构 塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。 一般,塔径从300~900mm时采用整块式塔板;当塔径在800mm以上时,人已能在塔内进行拆装操作,无须将塔板整块装入。 并且,整块式塔板在大塔中刚性也不好,结构显得复杂,故采用分块式塔板;塔径在800~900mm之间,设计时可按便于制造、安装的具体情况选定。 7辅助设备的选择 表7-1换热器结果列表 换热器名称 介质 温度,℃ 进 出 塔顶冷凝器 壳程 管程 循环冷凝水 20 40 塔底再沸器 管程 泡点 泡点+4℃ 壳程 蒸汽 168℃ 168℃ 7.1塔顶冷凝器的选择 查第四章传热表4-8(K值得大致范围): 取总传热系数K=W/m2℃ rD=r1×y1+r2×(1-y1) Q=(R+1)DrD 换热器面积A=m2 选型: 将计算出的换热器面积作为公称面积,在附录中选择换热器型号,并列出所选择的换热器的参数。 7.2塔底再沸器的选择 查第四章传热表4-8(K值得大致范围): 取总传热系数K‘=W/m2℃ rW=r1*XW+r2*(1-XW) 易挥发组分比热c1=kJ/kgK 难挥发组分比热c2=kJ/kgK 平均 Xi: mol分率 Q‘=V’*rW+V’ Δt=KJ/h 换热器面积A‘=m2 选型: 将计算出的换热器面积作为公称面积,在附录中选择换热器型号,并给出所选择的换热器的参数。 7.3管道设计与选择(要求圆整成标准管径) 取: 液体流速uL=1~3m/s 气体流速uG=10-30m/s 蒸汽: u=30-50m/s 公式: u=V/(π/4)di2 1、塔顶回流管 2、塔顶蒸汽出口管 3、塔顶产品出口管 4、进料管 5、塔釜出料管 6、塔釜回流管 7、塔釜产品出口管 蒸气出口管中的允许气速UV应不产生过大的压降,其值可参照表7-2 表7-2蒸气出口管中允许气速参照表 操作压力(绝压) 常压 1400~6000Pa >6000Pa 蒸汽速度/m/s 12~20 30~50 50~70 7.4泵的选型 1、进料泵 给出: 流量F=m3/hr 扬程H=50m 选择型号的泵 2、回流泵 给出: 流量F=m3/hr 扬程H=30m 从附录选择型号的泵 表7-3辅助设备汇总 辅助设备 型号 塔顶冷凝器 塔底再沸器 塔顶回流管 塔顶蒸汽出口管 塔顶产品出口管 进料管 塔釜出料管 塔釜回流管 塔釜产品出口管 进料泵 回流泵 8画塔的装备图(1号图纸) 9编写设计说明书 (装订课程设计说明书和计算书内容及顺序) 封面 任务书 目录 第一章前言(或序言)(本章和以下各章可以自行分段、分节) 第二章设计说明书(内容包括: 设计单元操作方案简介、设计单元过程和设备的评述等) 第三章工艺计算包括: 物料衡算、理论塔板数的计算、实际塔板数的计算、热量衡算及设计结果汇总) 第四章塔的结构设计(塔径、塔盘结构即计算结果汇总表) 第五章流体力学验算 第六章塔的总体结构 第七章辅助设备的计算及选型等(包括汇总表) 第八章图纸(CAD制图)(包括: 主要设备装配图及工艺参数及相关设备选型等说明) 第九章附录(包括符号说明、参考文献及设计手册、设计体会等) 注意事项: ●目录写至3级目录如: 1前言………………………………………………………..1 1.1设计目的/意义……………………………………………1 1.1.1……………………………………………………….2 1.1.2……………………………………………………….2 1.2塔设备简介………………………………………………3 ●文中所有图表必须有编号,如图1-1,表1-1等 ●所有的计算要有文字说明,不能做简单的计算罗列 ●引用的数据要有文献引用标记,如[1] ●计算结构要有结果汇总表 包括: 塔的结构参数汇总表、换热器汇总表、接管汇总表 |
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