新乡学院化工原理课程设计

1新乡学院化工原理课程设计说明书院（系）名称化学与化工学院专业名称化学工程与工艺年级班级08级化工（1）班学生姓名学号指导教师姓名2目录一、设计方案与工艺流程图1.设计方案2.工艺流二、基础数据三、物料衡算四、确定操作条件1.确定操作压力p2.确定操作温度五、确定回流比六、理论板数与实际板数七、塔径的计算与板间距的确定1.汽、液想流率82.将以上求得的流率换成体积流率3.塔径的计算4.塔截面积八、堰及降液管的设计1.取堰长2.取堰宽及降液管面积3.停留时间4.堰高5.降液管与塔板间的距离(即降液管底隙)九、塔板的布置及筛板塔的主要结构参数1.筛板布置2.筛孔直径,孔中心距,板厚33.开孔率4孔数十、水力学计算1.塔板阻力2.漏液点3.雾沫夹带4.液泛的校核十一、确定冷凝器和再沸器的热负荷十二、传热面积1.冷凝器2.再沸器3.换热器的核算十三、负荷性能图十四、主要接管尺寸的选取341.进料管2.回流管3.釜口出液管4.塔顶蒸汽管5.加热蒸汽管4一、设计方案与工艺流程图1.设计方案本次课程设计的任务是设计正庚烷-正辛烷分离过程精馏塔，塔型为筛板塔，进料为两组分进料（正庚烷、正辛烷）。因为进料组分为两组分，且组分的沸点，密度，摩尔质量不同，正庚烷可由塔顶蒸出，而最重组分则完全存于塔底产品中。因此，可用一个精馏塔完成分离。2.工艺流程图二、基础数据（1）相对分子质量：A庚烷100.2，B辛烷114.23（2）进料温度：冷进料25℃（3）物料组成：=0.55=0.95=0.05（4）物料流量D=kmol/h=55.4koml/h三、物料衡算图1—1工艺流程5{解得F=77.79kom/hW=44.35kml/h回收率四、确定操作条件（1）确定操作压力pP顶=104.8kpa假设n=20△P降=0.5kpaP釜=104.8+20X0.5=114.8kpaP进=（P顶+P釜）/2=109.8kpa（2）确定操作温度由t-x-y图查得塔顶温度t=101℃t=124℃9510010511011512012513000.10.20.30.40.50.60.70.80.91xy系列34-1t-x-y图6五、确定回流比q=进料温度下露点温度为108℃查泡点温度下=316.73kJ/kg=315.58kJ/kg查得66.5℃下=2.3446kJ/(kg·K）=2.3781kJ/(kg·K)q=+1=1.62由数据表可知：分别在塔顶和塔底温度下α变化范围不大，取可近似值看作理想溶液处理，α塔顶和塔底条件下α的几何平均值α=2.13q线方程y=x-代入q与qF得y=2.608x-0.884气液平衡线方程y=αα联立{αα解得{Rmin===1.0477六、理论板数与实际板数取R=1.2R=1.3RminR=1.4RminR=1.5RminR=1.6RminR=1.7RminR=1.8RminR=1.8Rmin分别作出在此条件下的精馏段，提留段方程，由图0.00.20.40.60.81.00.00.20.40.60.81.0YAxisTitle1.7RminF1F2F3F4F5F6F7图6-11.7倍Rmin时的实际塔板数0.00.20.40.60.81.00.00.20.40.60.81.0YAxisTitle1.8RminF1F2F3F4F5图6-21.8倍Rmin时的实际塔板数8在R=1.7Rmin时N理论板数最小为13-1=12（不包括再沸器）设ET=0.6实=理=20块R取1.718Rmin=1.8七、塔径的计算与板间距的确定在精馏塔设计中，对精馏段和提留段分别进行计算，精馏段根据塔顶第一块板的条件进行设计，提留段根据塔底条件进行设计。1.汽、液相流率①.精馏段V=(R+1)D=(1.8+1)x55.44=155.22koml/hL=RD=1.8x55.44=99.7922koml/h②.提留段=V+(q-1)F=155.232+0.62x99.79=21710koml/h，=+W=217.10+44.35=261.45koml/h2.将以上求得的流率换算成体积流率塔顶=0.95x100.2+0.05x114.23=100.9015kg/kmol=0.900x100.2+0.100x114.23=101.603kg/kmol=顶顶==3.399kg/塔顶液相温度为100℃查此温度下庚烷=0.596g/辛烷=0.631g/=⁄⁄=599.32kg/塔釜：=0.101x100.2+0.899x114.23=112.81kg/kmol9=0.05x100.2+0.95x114.23=113.53kg/koml=釜釜==3.912kg/塔釜温度下液相庚烷=0.584g/辛烷=0.618g/=⁄⁄=616.21kg/塔顶塔底=3.399kg/=3.912kg/=3.912kg/616.21kg/体积流率：(1)精馏段V=155.23x100.9015/3.399=4608.16/hL=99.792x101.603/599.32=16.92/h(2)提留段=217.10x113.53/3.992=6284.38/h，=261.45x112.81/616.21=47.86/h3.塔径的计算用史密斯泛点关联计算塔径(1).精馏段μmax=C√先确定C,假设HT=0.4m,hL=60mm根据（）⁄=0.0487HT-hL=0.34m查得C20=0.083根据塔顶条件下表面张力σ庚烷=4.5dyn/cmσ辛烷=4.8dyn/cm10C=C20(=0.083x（）=0.0617μmax=√=0.0817m/s，=0.7x0.817=0.571m/s，=√=1.69m(2).提留段=6284.38m3/h，=47.86/hHT=0.6m,hL=60mmHT-hL=0.54m根据（）⁄=0.0956查得C20=0.115C=0.115x（）=0.075μmax=0.075x√=0.938m/s，μmax=0.751m/s，=√=1.72m圆整后D=1.8m4.塔截面积AT=D2=2.545m211八、堰及降液管的设计由于塔径D=2m＜2.2m,故采用单溢流1.取堰长弓形lW=0.7D=0.7x1.8=1.26m2.取堰宽及降液管面积弓形=0.7查图得{3.停留时间(1)精馏段弓形及降液管中停留时间τ==⁄=21.87s(2)提留段τ=⁄=11.60s4.堰高(1)精馏段弓形及降液管堰高，取hL=60mmhow=2.84Ex10-3=2.84x1xx10-3=0.0160mhw=60-16=44mm(2)提留段取hL=60mmhow=2.84Ex10-3=2.84x1xx10-3=0.0321mhw=60-32.1=27.9mm125.降液管底端及塔板间的距离hS=(1)精馏段：取液体在降液管的流速为0.12m/shS=⁄=0.0311m=31.1mm(2)提留段：取液体在降液管的流速为0.2m/shS=⁄=0.0528m=52.8mm九、塔板布置及筛板塔的主要结构参数1.筛板布置Wc=0.06mWs=0.09m2.筛孔直径d0，孔中心距t，板厚δd0=5mmt=3.2x5=16mmδ合金)3.开孔率ψ=⁄=0.0886x=（）=0.9-（0.0252+0.09）=0.558mr==0.9-0.06=0.84m（√+）=（√+）=1.725m2A0=1.725x0.0886=0.153m24.孔数13n==x1.725=7803十、水力学计算1.塔板阻力hp=hc+hLhc=0.051(式中hc—干板阻力，m液柱hL—板上清夜层阻力，可根据图查出(1).精馏段hp①hcu0==8.37m/s==2.5查图知，C0=0.85hc=0.051(液柱②√√查得=0.019m(2).提留段①u0===2.5查图知，C0=0.8614hc=0.051(②√√查得=0.019m2.漏液点当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛板漏液，这将严重影响塔板效率。因此漏液点气速为下限气速，筛孔的漏液点气速可按下式计算√其中=(1)精馏段=√√稳定系数＞(2)提留段15=√√稳定系数＞3.雾沫夹带用泛点关联法（Fair法）求√(1)精馏段根据（）⁄（）⁄=0.049查校正，校正，16√操作气速液点泛率查图，，气(2)提留段根据（）⁄（）⁄=0.096查校正，校正，√操作气速17液点泛率查图，，气4.液泛的校核为了避免液泛，降液管高不得超过0.4~0.6倍的（），其中液体在降液管出口阻力（）(1)精馏段（）液柱434m＜0.4=0.1736m(2)提留段（）液柱＜0.418十一、确定冷凝器和再沸器的热负荷，Qc=(R+1)D(H1-hD)≈（R+1）DrmQr=DhD+Whw+Qc-FhF≈，，塔顶塔底项目庚烷辛烷项目庚烷辛烷rcal/mol78007411.24rcal/mol73008178.87kJ/kmol32510.431029.40kJ/kmol30563.6434243.28Kcal/kg778.464.88Kcal/kg72.8571.6rm=32510.4x0.95+0.05x3102.40=32436.35kJ/kmolQC=(1.8+1)x32436.35x55.44=5.04x106kJ/h，30563.64x0.1+34243.28x0.9=33875.316Qr=33875.316x(2.8X55.44+0.62x99.79)=7.35x106kJ/h十二、传热面积1.冷凝器取K=600kcal/(m2·h·℃)，冷却介质水温由25℃上升到35℃，物质被冷却到80℃△tm=A==2.再沸器再沸器是用水蒸气对物质直接加热，利用的水蒸气冷凝时释放的潜热物质由气相变成液相。因为传热过程中高温物质和低温物质均只有相变，多以此传热多为恒温传热。19所以取△tm=T-t=45℃取K=700kcal/(m2·h·℃)，得A===55.82m23.换热器的核算(1)换热器的核算①基础物性数据查取：庚烷定性温度：℃℃查庚烷在定性温度下数据如下：℃⁄⁄℃℃⁄根据设计经验，选择冷却水温上升10℃，则水出口温度℃水的定性温度为℃℃查水在定性温度下的数据如下：℃⁄⁄℃℃⁄②热负荷计算冷却水消耗量⁄⁄③确定流体的流经该设计任务的传热流体为庚烷，冷流体为水，为使庚烷通过壳壁向空气散热，提高冷却效果，令庚烷走壳程，水走管程。④计算平均温差暂按单壳程，单管程考虑，先求逆流时平均温差庚烷20冷却水，℃计算R和P由R.P值，查图得Φ因Φ故用单壳程可行Φ，℃℃⑤选K值，估算传热面积参照附录，取⁄⑥初选换热器型号由于两流体温度℃但单壳程压力不高，可选固定板式换热器。由固定板式换热器的系列标注，初选换热器型号为：，主要参数性能如下：外壳直径219mm公称压力1.6MPa公称面积管子尺寸Φ管子数33管长1500mm中心距25mm管程数1管子排列方式正三角管程流通面积实际换热面积采用此换面积的换热器，要求过程中的总传热系数为：℃⁄21(2).核算压降①管程压降∑管程流速⁄⁄湍流）对于碳钢管，取管壁粗糙度有图中，查得∑②壳程压降∑，，22，，管子为正三角形排列√√取折流挡板间距令壳程面积壳程流速⁄⁄⁄所以，23，∑(3).核算总传热系数①管程对传热系数αα，℃⁄校正系数Φαα，Φ℃⁄℃⁄②壳程对流传热系数α(凯恩法)α，，⁄管子为正三角形排列，则24，（√）⁄（√）⁄()⁄⁄⁄壳程中庚烷被冷却α⁄℃⁄③污垢热阻参考化工原理附录十三，管内，外侧污垢热阻分别为：℃⁄℃⁄④总传热系数管壁热阻可忽略时，总传热系数为αα25℃⁄计选故所选换热器是合适的，安全系数设计结果为：选用固定管板式换热器型号十三、负荷性能图(1)精馏段①漏液线干板压降，⁄⁄⁄，(⁄)⁄又，()故⁄26√⁄取点00.010.020.030.040.050.060.7740.8700.8750.9881.0321.0711.106②液体流量下限：规定时，液体流量达到下限⁄③液体流量上限以液体在降液管内停留的时间为5s规定液体流量上限停留时间④液泛线