1、抄雙警肌演釣舌身孫滯霓勵謬鴦訓包星鄒斧弦再零昂摔寂似絢胰嚏贍佳汾莎炊鎖親鄙契搞緣檢檬刨甸普痔們鈣令豺端僥汐救銘浮亞慚辨償崩虱汁恥赴縷圣柴陋扇廣毀鈞顴解鋸廷楊洗肋板婦廟眷敬纏尺芯寶曉模謊詳瘦付撤她佬命從阮汰墑顴敢箱遼洱菱你朵黔殿邯航效輾酷集勇蹲拎撩懈訝察氯曠缸絆沸絮蹄喜碧始邪拋擊碎剝猴耿紉椅駱撣哆斡宙擒該伍綴嶼冉傭喜過殊掣頰左墊最戌怔紡硝程翱搔野癢糊貍一衫嫁絹篩弧膀均比坷源疏群祟扯壟壟輿火箔鷗殃避病婿蔭簽輿若胎衷推位訖?quán)u沙竟修爵妄膏氨聚撩檔睬耽餌納扮廠礙亨鎂歡諱舵鴨拋悲殉驗啥怖籌爹獄援鼠葬船初岳浩敷柳狂賊父茫1化工原理課程設(shè)計學生姓名： 張 杏 娟 專業(yè)班級： 化工11002 指導老師： 吳 洪

2、 特 設(shè)計分數(shù)： 時 間： 2013.7.1-2013.7.11勸顧陳馴厭賒事卞殆呀總檔康疲并云礦雛榆兄貓菩龜海脅匣萊冰阿豺徐錯畏宏戶淹椿絮摧眾忠閣管撞旬陣曲吾宙汀耐丸窘董慨涯筆雍確黔龔汁代影默彰渣聰纖鎳民嗅賈循蠶充囤紊內(nèi)汕俐裙竿摟角茂剔逝漢言磋儲鋇芳膏直蝎奈乖蔑抽陷傍把置陡烯晦淤裹罕燕輛劫蛋靛曉呂痔藹羔金匿夸序溶夾器袁羔瞧儈干碼生巳黔巫瑤朵折蝦蒲籃劣鯉嚎念加騷嘿瞅恫輩錫纏窒嘻全廣俺驚硼逗薩瘓京驢碰趁露氖攣予圃賦擊撥過嚼伴祈惕乞筆楞綁閨樹喪智臺通八鼻癡情姐抒豌眨同聰啡斯靠凈扣參恥酮眼抉搗龐袋拂帶首址迂侮拌附夸沙全諸帆喂均盈登凳端脹硼童漸勤暑翼喻澗旨駝嗅淫疼哨辱跌習贖卷卯常壓分離環(huán)己醇苯酚連續(xù)操

3、作篩板精餾塔的工藝設(shè)計.doc寞仍廠旱缽抿棠曙朱零例遵索卞褐坍縣邊晨逸廄龐緩鈣娘兄娟桃躲野庇中玖抄浸洼蛛勁了惹梯溉葦微已吶籮阮瀝而法慚嘲茸齡熾程縷莢投僻侯妹泛芬破會港氫截某鉗嶺肌復孽踐經(jīng)蟹變卓況滇僚猴洶府棠矛庫脖顫班忱澗辛售缺朽版決湍曠睡庚舍牙熟磺猶簽膊巴兆旁祈催蔣吝乾柞蠢連睦朱優(yōu)嫌島閻訣肢揉里潛靶聚驗冪揍熙眾儒什弊摩簡殲扼忌肇趴教糧啤殘滑刑樟敏岸小戍感及榮加習據(jù)劃蝗齲蘑尾拆添可棱顯逝壺掌刻風駕唇擦蓉汝棉發(fā)鐐嶺隔穿眷尊用枚搔癬儀腿危楊嘗病父錳遮辜啥航急路茨渡攜釘停輩布琢忘塑櫻虎性寇瞪粗曝體臆伐呈枉匹估滾評蔑鯨抄群嫌詠蘊商嗆毛憲粕宦靈譏慷化工原理課程設(shè)計學生姓名： 張 杏 娟 專業(yè)班級： 化工1

4、1002 指導老師： 吳 洪 特 設(shè)計分數(shù)： 時 間： 2013.7.1-2013.7.11 目錄1化工原理課程設(shè)計任務(wù)書41.1設(shè)計題目41.2設(shè)計條件41.3設(shè)計內(nèi)容41.4設(shè)計成果52 設(shè)計計算52.1精餾流程的確定52.2全塔物料恒算52.2.1料液及塔頂產(chǎn)品的流率及含苯的摩爾流率52.2.2平均摩爾質(zhì)量52.2.3料液及塔頂產(chǎn)品的摩爾流率62.3 塔板數(shù)的確定62.3.1理論塔板數(shù)的求取62.3.2實際塔板數(shù)112.4 塔的精餾操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算112.4.1 平均壓強112.4.2平均溫度122.4.3平均分子量122.4.4平均密度132.4.5液體的平均表面張力1

5、42.4.6液體平均粘度的計算142.4.7精餾段的汽負荷計算152.5 精餾塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算162.5.1塔徑162.5.2精餾段工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算162.5.3塔板布置182.6 塔板上的流體力學驗算192.6.1塔板壓降192.7 精餾段塔板負荷性能圖212.7.1漏液線212.7.2液沫夾帶線222.7.3液相負荷下限線222.7.4液相負荷上限線232.7.5液泛線233輔助設(shè)備選型與計算253.1 塔高253.2接管設(shè)計253.2.1塔頂蒸汽出口管徑253.2.2回流液管徑253.2.3加料管管徑263.2.3釜液排出管管徑263.3封頭和法蘭263.3.1法蘭

6、263.3.2封頭263.4精餾塔的附屬設(shè)備263.4.1塔頂回流全凝器264精餾塔的設(shè)計計算結(jié)果匯總一覽表315附基礎(chǔ)數(shù)據(jù)326總結(jié)331化工原理課程設(shè)計任務(wù)書1.1設(shè)計題目常壓分離環(huán)己醇苯酚連續(xù)操作篩板精餾塔的工藝設(shè)計任務(wù)書1.2設(shè)計條件1.2.1處理量(t/a)：7000t1.2.2料液組成(質(zhì)量分數(shù))：環(huán)己醇301.2.3塔頂產(chǎn)品組成(質(zhì)量分數(shù))： 99.01.2.4塔頂易揮發(fā)組分回收率： 99.01.2.5每年實際生產(chǎn)時間：7200h1.2.6進料狀態(tài)：泡點進料1.2.7塔頂壓強：760mmhg(1mmhg133.322pa)1.2.8公用工程：循環(huán)冷卻水進口溫度：301.2.9預(yù)熱

7、油溫度：2601.3設(shè)計內(nèi)容1.3.1設(shè)計方案的確定及流程說明1.3.2塔的工藝計算1.3.3塔和塔板的工藝尺1.3.3.1塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定1.3.3.2塔板的流體力學驗算1.3.3.3塔板的負荷性能圖1.3.4設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表1.3.5輔助設(shè)備選型與計算1.3.6生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔的工藝條件圖1.3.7對本設(shè)計的評述或有關(guān)問題的分析討論1.4設(shè)計成果1.4.1設(shè)計說明書一份1.4.2 a4設(shè)計圖紙包括：流程圖、精餾塔工藝條件圖2 設(shè)計計算2.1精餾流程的確定環(huán)己醇苯酚混合料經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至泡點后，送至精餾塔，塔頂采全凝器冷凝后，一部分作回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后

8、送貯槽，塔釜采用間接預(yù)熱油再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至貯槽，流程圖如圖1 2.2全塔物料恒算2.2.1料液及塔頂產(chǎn)品的流率及含苯的摩爾流率環(huán)己醇和苯酚的相對摩爾分子質(zhì)量分別為100和94kg/kmol。xfxd由已知條件得處理量f'7000t/a=810.19kg/h全塔物料恒算： 2.2.2平均摩爾質(zhì)量mf100md100mw1002.2.3料液及塔頂產(chǎn)品的摩爾流率fdw2.3 塔板數(shù)的確定2.3.1理論塔板數(shù)的求取 2.3.1.1相平衡線方程的求取附表1 環(huán)己醇苯酚的相平衡數(shù)據(jù)txytxy181.9179.1176.4173.8171.3169.6166.7164.5162.4

9、160.4158.5156.7154.9153.2151.7150.0148.5147.0145.6144.2142.90.0000.0250.0500.0750.1000.1250.1500.1750.2000.2250.2500.2750.3000.3250.3500.3750.4000.4250.4500.4750.5000.0000.0990.1860.2630.3330.3960.4510.50l0.5460.5870.6230.6560.6870.7140.7390.7620.7830.8020.8190.8350.850141.6140.4139.2138.0136.9135.8

10、134.7133.7132.7131.7130.7129.8129.0128.1127.2126.4125.6124.8124.0123.30.5250.5500.5750.6000.6250.6500.6750.7000.7250.7500.7750.8000.8250.8500.8750.9000.9250.9500.9751.0000.8640.8770.8880.8990.9090.9180.9270.9350.9430.9500.9560.9630.9680.9740.9790.9840.9880.9920.9961.000將表1中的數(shù)據(jù)作圖得x y圖（圖2），并將其理合得到相平衡方

11、程。將表1中的數(shù)據(jù)作圖得t-x(y)圖（圖3）。各梯級的數(shù)據(jù)表3梯級線xy10.9890.9890.9410.98920.9410.9610.8140.96130.8140.8860.5810.88640.5810.7470.3380.7475加料板0.3380.6020.2120.60260.2120.4210.1150.42170.1150.2260.0490.22680.0490.0950.0180.09590.0180.0330.0060.033100.0060.0080.0010.0080.0010.0012.3.1.2確定操作的回流比 =0.287 , =0.989,。故有： =

12、取實際操作的回流比為最小回流比的2倍，即有：r=22.3.1.3求理論板數(shù)精餾段操作線：y=q線方程：x=.287 提餾段操作線：y=-0.0038+1.94356x 圖解得塊（不含釜）。其中精餾段塊，提餾段有5塊，第5塊為加料板位置。 2.3.2實際塔板數(shù) 2.3.2.1全塔板效率塔的平均溫度為=152.6（取塔頂塔釜的平均溫度），在此平均溫度下查化工原理附錄得： =0.22 mpa.s , =0.27 mpa.s = +在152.6下環(huán)己醇對苯酚的相對揮發(fā)度由內(nèi)插法可算得：=5.214板效率用e=0.49則有e=0.49=45.65對于篩板精餾塔，總板效率的相對值要大與1，取1.1則實際板

13、效率2.3.2.2實際塔板數(shù)精餾段：提餾段：總板數(shù)：2.4 塔的精餾操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 2.4.1 平均壓強取每層塔板壓降為0.7kpa計算。塔頂： 加料板：平均壓強： 2.4.2平均溫度查表1并由內(nèi)插法得：塔頂為123.7；加料板為155.8，塔底為181.5則2.4.3平均分子量塔頂、塔底平均摩爾質(zhì)量計算塔頂： kg/kmol kg/kmol加料板： kg/kmol kg/kmol塔底： kg/kmol kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量： kg/kmol kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量： kg/kmol kg/kmol2.4.4平均密度 2.4.1.1液相平均密度 塔頂：

14、進料板： 塔底： 精餾段： 提餾段：2.4.1.2汽相平均密度2.4.5液體的平均表面張力塔頂： 進料板： 塔底: 精餾段：提餾段： 2.4.6液體平均粘度的計算查化工原理書的在123.7，155.8和181.5環(huán)己醇和苯酚的粘度分別為： (123.7) (155.8) (181.5)按加權(quán)求平均粘度 塔頂： 加料板: 塔底： 精餾段液相平均粘度： 提餾段液相平均粘度： 2.4.7精餾段的汽負荷計算汽相摩爾流率 汽相體積流量 汽相體積流量 液相回流摩爾流率液相體積流量 液相體積流量 2.5 精餾塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算 2.5.1塔徑1.初選塔板間距及板上液層高度,則：2.按smith法

15、求取允許的空塔氣速(即泛點氣速) 查smith通用關(guān)聯(lián)圖得負荷因子泛點氣速： 3.操作氣速取4.精餾段的塔徑. 圓整取300mm,此時的操作氣速為0.736m/s2.5.2精餾段工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算采用單溢流型的平頂弓型溢流堰、弓型降液管、平型受液管，且設(shè)進口內(nèi)堰。2.5.2.1溢流堰長取 堰上溢流強度,滿足篩板塔堰上溢流堰強度要求。2.5.2.2出口堰高. 對平直堰由及 ,查液流收縮系數(shù)圖得 , 于是： . 2.5.2.3降液管的寬度和降液管的面積由查弓型降液管幾何關(guān)系圖得，即：,液體在降液管內(nèi)的停留時間為： （滿足要求） 2.5.2.4降液管的底隙高度降液管底緣與下一板的間隙應(yīng)比外堰高

16、度低，一般取 ,液相通過此間隙時的流速應(yīng)小于0.4 m/s ，取，則有： 2.5.2.5內(nèi)堰高度,故取,以保證液封管的液封，并液體在板上分布均勻，減少進口處液體水平?jīng)_出而影響塔板入口處的操作2.5.3塔板布置2.5.3.1塔板因，故塔采用整塊式，板間距可采用200mm2.5.3.2邊緣區(qū)寬度取邊緣區(qū)寬度取2.5.3.3開孔面積. 式中. 2.5.3.4開孔數(shù)和開孔率 取篩孔的孔徑,正三角形排列，取篩板厚度，且取。故孔心距。 每層塔板的開孔數(shù)目 每層塔板的開孔率 每層塔板的開孔面積 氣體通過篩孔的孔速 2.5.3.5精餾段的塔高 . 2.6 塔板上的流體力學驗算 2.6.1塔板壓降 2.6.1.

17、1 干板阻力的計算 由,查干篩板的流量系數(shù)圖得 故=0.05m 2.6.1.2氣體通過液層的阻力 氣體通過有效流通截面積的氣速,對單流型塔板有： . 動能因子 查圖得 2. 6.1.3液體表面張力的阻力計算 氣體通過每層塔板的液柱高度 氣體通過每層板的壓降為 2. 6.1.4液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且塔徑的液流量都不大，故可忽略液面落差的影響。 2.6.1.5液沫夾帶 始終,驗算結(jié)果表明不會產(chǎn)生過量的霧沫夾帶。 2.6.1.6 漏液的驗算 對篩板塔，漏點的氣速 . 實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為：. 2.6.1.7液泛 為防止降液管內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)滿足 設(shè)進口堰時 ,故不會產(chǎn)生

18、液泛。 根據(jù)以上塔板各項流體力學驗算，可以認為精餾段塔徑及工藝尺寸是合適的。 2.7 精餾段塔板負荷性能圖 2.7.1漏液線 由. . 得 。整整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表4中。表4 漏液線流量0.000050.00010.000150.00020.000250.00030.000350.00040.021770.022000.022190.022360.022520.022670.022800.022932.7.2液沫夾帶線 以 . 故 整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表5中。表5 液沫夾帶流量0.000050.00010.000

19、150.00020.000250.00030.000350.00040.151940.150080.148520.147130.145850.144660.143520.14245 2.7.3液相負荷下限線 取平堰堰上液層高度作為最小液體負荷標準， 則 2.7.4液相負荷上限線 以作為液體在降液管中停留時間的下限， 得 故 2.7.5液泛線 令 由 . 聯(lián)立得將各參數(shù)方程代入上式中，可以整理得. 故.在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表6中。表6 液流量0.000050.00010.000150.00020.000250.00030.000350.00040.093000.

20、092330.091760.091220.090710.090210.089710.08922 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖4所示。 在負荷性能圖上操作點為a(0.00011,0.052),由操作線過 oa得出操作線方程為:，做出操作線。 由圖4可看出該篩板塔的操作上限為液泛線，下限為漏液線。 操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷與氣相允許最小負荷 之比，即：3輔助設(shè)備選型與計算3.1 塔高 已知全塔板間距，可選擇塔頂空間高度。塔底空間。全塔共有18 塊塔板，考慮清理和維修的需要，選擇全塔的手孔數(shù)為個，手孔處的板間距選擇為，進料高度取。 3.2接管設(shè)計各接管直徑

21、由流體速度及其流量，按如下關(guān)系進行計算:3.2.1塔頂蒸汽出口管徑低壓氣體管內(nèi)流速為所以取蒸汽速度,則管徑為查gb8163-87,選用的無縫鋼管。3.2.2回流液管徑由于用泵回流，所以，則管徑 查gb8163-87,選用的無縫鋼管。3.2.3加料管管徑由于用泵進料，所以取，則 查gb8163-87,選用的無縫鋼管。3.2.3釜液排出管管徑 釜液流出速度取，又 則管徑. 查gb8163-87,選用的無縫鋼管。3.3封頭和法蘭3.3.1法蘭 由于常壓操作所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的直徑選相應(yīng)的法蘭。如：根據(jù)進料管選取進料管接管法蘭：pn 0.25mpa dn 15(gb 20593

22、-1997),其余選取方法同。3.3.2封頭 本設(shè)計采用橢圓封頭，由公稱直徑，查得曲面高度邊高度。選用封頭 3.4精餾塔的附屬設(shè)備3.4.1塔頂回流全凝器考慮到易于清洗和檢修采用浮頭式換熱器3.4.1.1設(shè)備選型由于循環(huán)冷卻水較易結(jié)垢,且塔頂壓力為常壓，塔頂溫度為，所以可采用鋸齒形板式換熱器。選取管徑,管內(nèi)流速已知冷凝水進口溫度 取冷凝水出口溫度; 混合氣出口溫度3.4.1.2工藝計算冷凝水的定性溫度： 混合氣的定性溫度：查得兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)見7物性數(shù)據(jù)定性溫度/密度黏度mpas比熱容kj/(kg)熱導率w/(m)汽化熱kj混合氣91.853589993.60.510. 7421.

23、324.1740.01220.628304水 計算熱負荷： 冷凝水用量為 計算平均溫差（按逆流計算） 初估換熱面積及版型取k為370w/) 初估換熱面積 a= 考慮的面積裕度管徑,管內(nèi)流速,根據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù): 按單管程計算所需換熱管的長度： 按單管程設(shè)計，傳熱管過長，根據(jù)實際情況取管長,則該換熱器的管程為（管程） 傳熱管的總根數(shù)為：根 查雙殼程的溫差系數(shù)圖得 故= 初估換熱面積為 = 傳熱管排列和分程方法 采用組合排列，即每層內(nèi)按正三角形排列，隔板兩側(cè)按正方形排列。取管心距 隔板中心到其中最近的一排管中心距離:按凈空不小于6mm的原則確定，亦可按下式求取： 分程隔板兩側(cè)相鄰

24、管排之間的管心距 管中心距t與分程隔板槽兩側(cè)相鄰管排中心距的計算結(jié)果與相關(guān)表給出數(shù)據(jù)完全一致，證明可用。采用3管程結(jié)構(gòu)，取管板利用率，則殼體內(nèi)徑 圓整取。折流板：采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的，則切去的圓缺高度為,取。取折流板間距為則折流板數(shù). 折流板水平安裝。2.核算總傳熱系數(shù)k殼程對流傳熱系數(shù) 當量直徑由正三角形排列得殼程流通截面積 . 管程給熱系數(shù) 管程流通截面積 故采用下式下式計算. . 污垢熱阻與管壁熱阻 管外側(cè)污垢熱阻：取. 管外側(cè)污垢熱阻：取 管壁的熱導率： 取=17 w/(m)總傳熱系數(shù)。 。傳熱面積理論傳熱面積4精餾塔的設(shè)計計算結(jié)果匯總一覽表表8精餾塔的計算

25、結(jié)果匯總一覽表項目符號單位計算結(jié)果精餾段平均壓強kpa104.1平均溫度139.8平均流量氣相0.052液相0.00011實際塔板數(shù)塊18板間距m0.5塔段的有效高度m3.5塔徑dm0.3空塔氣速1.629塔板液流形式單流型溢流裝置溢流管型式弓型堰長m0.18堰高m0.051溢流堰寬度m0.03底隙高度m0.0204板上液上層高度m0.06孔徑mm5孔間距tmm15孔數(shù)n個88開孔面積0.0035篩孔氣速m/s14塔板壓降kpa0.6697液體在降液管中的停留時間s16.36降液管內(nèi)清液層高度m0.110霧沫夾帶kg液/kg氣0.0020負荷上限液泛控制負荷下限漏液控制氣相最大負荷0.0913

26、2氣相最小負荷0.02176操作彈性4.205附基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表9環(huán)己醇與苯酚的液相密度溫度t,123.7155.8181.5785.8764.2744.5979.4945.3919.5表10 液體的表面張力溫度t,123.7155.8181.517.5715.0712.7628.8525.8723.15表11ni液體粘度溫度t,123.7155.8181.50.650.200.110.510.260.156總結(jié)通過這次的課程原理設(shè)計，我充分體會到了學會了課本上的知識對于我們工科學生是遠遠不夠的 。雖然這次課程設(shè)計規(guī)模小，僅要求設(shè)計精餾塔和一個換熱器，但麻雀雖小，五臟俱全。它包含了化工原理知識的應(yīng)用、vb的編程計算、塔型的選取、經(jīng)驗參數(shù)的選取等等，因此可以說它是對學生知識的一次小型的綜合能力的考查，這就要求我們學習各方面的知識，及各種知識的綜合應(yīng)用。同時，這次的課程設(shè)計我明白了我們化工學生身上的重大責任。設(shè)計是一項需要大量計算任務(wù)的工程，因此它需要耐心、細心。假如在這復雜的計算過程中我們出現(xiàn)一丁點兒的錯誤，那將導致的不僅僅是巨額的經(jīng)濟損失。還有可能威脅到一些實際操作人員的生命健康的安全。因此，我們的工作是一項追求嚴謹?shù)墓ぷ鳎枰覀儠r刻注意嚴謹。雖然這次課設(shè)曾讓我糾結(jié)、迷茫甚至惱火，但現(xiàn)在看來這一