化工课程设计模板

1课程设计筛板式精馏塔及辅助设备设计班级：姓名：学号：指导老师：刘诗丽设计日期：成绩：2目录任务书……………………………………………………………3精馏概述………………………………………………………5精馏塔工艺设计………………………………………………7再沸器的设计…………………………………………………21辅助设备的设计………………………………………………29管路设计………………………………………………………36控制方案………………………………………………………37附件一C程序1………………………………………………………38附件二matlab程序2…………………………………………………44附录一主要符号说明…………………………………………………44附录二参考文献………………………………………………………473任务书工艺条件：处理能力及产品质量处理量：进料：塔顶产品：塔底产品:操作条件：精馏概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。再沸器4作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点：▲循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。▲结构紧凑、占地面积小、传热系数高。▲壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。▲塔釜提供气液分离空间和缓冲区。冷凝器（设计从略）用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分5作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。工艺流程物料的储存和运输精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。必要的检测手段为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。3）调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。设备选用精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。6第三章精馏塔工艺设计物料衡算及热量衡算一物料衡算1．换算将摩尔百分数换算成质量百分数：将摩尔流量换算成质量流量：进料状态混合物平均摩尔质量：（MA为丙稀摩尔质量MB为丙烷摩尔质量）进料状态下的质量流量：???2．求质量流量qmDs+qmws=qmfsqmDs·wD+qmws·wW=qmfs·wf解得：qmDs=0.463kg/s;qmws=0.254kg/s塔内气、液相流量：1）精馏段：L=R·D;V=(R+1)·D;2）提馏段：L’=L+q·F;V’=V-(1-q)·F;L’=V’+W;二热量衡算1）再沸器热流量：QR=V’·r’再沸器加热蒸气的质量流量：GR=QR/rR7冷凝器热流量：QC=V·r冷凝器冷却剂的质量流量：GC=QC/(cl·(t2-t1))第三节塔板数的计算进料板Nf=[i/0.6]+1=51,实际板数Np=(Nt-1)/0.6=115则塔底压力Pb=Pt+0.98×0.47×Np=1772.9KPa塔内气、液相流量：气相流量：qmVs=5.3kg/sqVVs=qmVs/ρv=0.189m3/s液相流量：qmLs=4.838kg/sqVLs=qmLs/ρL=0.01m3/s精馏塔工艺设计物性数据常压43℃下，丙稀的物性数据：气相密度：ρV=28kg/m3液相密度：ρL=470kg/m3液相表面张力：σ=4.5mN/m2.初估塔径塔高的估算溢流装置的设计溢流装置的设计采用弓型降液管D=1.5mTA=1.68m2；DTAA=0.1DA=0.168m28查得WLD=0.732，WL=0.732D=1.098m即为堰长堰宽Db=0.15D=0.225m，降液管面积dA=0.1682m溢流堰液流强度hWLL=32.79100所以液流强度合格2.5hWLL=28.5，查p211图5-12，得E=1.06；堰高取Wh=50mm堰上液头高OWh=3232.8410()hWLEl=0.03m=30㎜6mm取底隙bh=40mm=0.04m，则液体流经底隙的流速bu=hWbLLh=0.220.5,故合格塔板布置和其余结构尺寸的选取塔板布置及其他结构尺寸的选取※由于D(0.8～0.9m),采用分块式塔板；取塔板厚度t=4mm;※整个塔板面积:受液区和降液区面积2Ad=0.414/0.32㎡入口安定区和出口安定区bs=60mm=0.06m※边缘区bc=60mm=0.06m※选择塔板为单流型，有效传质面积Aa=22212[sin()]xxrxrrdb=0.225m()2sdDxbb0.465m,r=0.69m求得Aa=1.1782m※筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列（坐标纸画图）取筛孔直径：do=7mm,选择开孔率：===0.05aoAA20907.0td9筛孔面积：=0.0589m2筛孔气速：=3.2m/s筛孔个数：=1531塔板流动性能校核1）.液沫夹带量的校核由LVF=0.223和实际泛点率0.7，查得=0.006，则Ve=***1vLsLvvsvqq=0.0054kg液体/kg气体10%,故不会产生过量的液沫夹带。2）.塔板阻力fh计算※干板阻力0h=2001**()2VLugC,据d0/δ=6/4=1.5,查图C0=0.79故0h=2131.023.212**()2*9.81474.50.79=0.0498m液柱※塔板清液层阻力()lwowhhh，由2vvsdTdquAA=0.189/(1.68-2*0.168)=0.14m/s气体动能因子Fa=0.5*dvu=0.74查图，得=0.72，故hL=0.72*(0.05+0.03)=0.0576m液柱※表面张力阻力hh=30410Ldg=0.000682m液柱所以fh=0h+lh+h=0.1074m液柱3）.降液管液泛校核aOAAoVVsoAqu2004dAn10由Hd=WOWfdhhhh,取=0；其中dh=821.1810()hWbLlh=0.0088m液柱，于是dH=WOWfdhhhh=0.1962m液柱取降液管中泡沫层密度=0.6，则dH’=dH/0.6=0.327m液柱,而TH+Wh=0.45+0.04=0.49'dH,故不会发生降液管液泛4）.液体在降液管内停留时间应保证液体在降液管内的停留时间大于3～5s，才能保证液体所夹带气体的释出/dTSAHL=8.15，故所夹带气体可以释放。5）.严重漏液校核'0h=0.0056+0.13（WOWhh）-h==0.0056+0.13*0.08-0.00068=0.01532m液柱,稳定系数K=0u/'0u='oohh=1.81.5～2.0,故不会发生严重漏液。满足稳定性要求＝1.1257m/s负荷性能图过量液沫夹带线规定：ev=0.1（kg液体/kg气体）为限制条件得：=6926-143qVLh2/3由上述关系可作得线①0.2~5.12046.2'hohokkuuoo'3232.313)(101.75.21081.8WVLhWTVVhlqhHAq11液相下限线由上述关系可作得线②严重漏液线将下式分别代入近似取Co为前面计算的值得：qVVh=a(b+cqVLh2/3)1/2其中：a==3000b=0.0056+0.13hw-hσ=0.0114c=0.00035得：qVVh=3000(0.0114+0.00035qVLh2/3)1/2由上述关系可作得线③液相上限线令=5s得：=54.432由上述关系可作得线④降液管液泛线令006.01084.23/23WVLhowlqEhOVVhVLAqhgCu3600/2000hhhhOWW13.00056.003/231084.2WVLhowlqEhVLAoCo410594.13/2411069.3WlVLsTdqHAdTVLhAHq720dH12将Δ=0以及how与qVLh,hd与qVLh，hf与qVVh,qVLh的关系全部代入前式整理得：式中：a’==108×10－9b’==-0.061c’==635×10－8d’==0.00465得：？？？？上述关系可作得降液管液泛线⑤上五条线联合构成负荷性能图作点为：qVLh=49.23m3/hqVVh=895.36m3/h负荷性能图：（坐标纸或电脑绘图）（讨论）第四章再沸器的设计一设计任务与设计条件1．选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：1.7213MPa压力降：Np×hf=115×0.1074×0.47×9.8×10－3=0.0569MPadfOWWdhhhhH3/222''''VLhVLhVVhqdqcbqa29)/(10934.3AoCoLVhhwHT)1(28)/(1018.1hblw)/()1(1084.23/23lw3/22829003724.0105.267177.0106.42VLhVLhVVhqqq13塔底压力=1.7213+0.0604=1.7781MPa2．再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（℃）10052．5压力（MPa绝压）0.10131.7781蒸发量：Db=q,mVs=5.26kg/s物性数据壳程凝液在温度（100℃）下的物性数据：潜热：rc=2257kj/kg热导率：λc=0.683w/(m*K)粘度：μc=0.283mPa*s密度：ρc=958.4kg/m3管程流体在（52.5℃1.7817MPa）下的物性数据：潜热：rb=278.182kj/kg液相热导率：λb=81.54mw/(m*K)液相粘度：μb=0.071mPa*s液相密度：ρb=441.3kg/m3液相定比压热容：Cpb=3.090kj/(kg*k)表面张力：σb＝0.00377N/m气相粘度：μv=0.071mPa*s气相密度：ρv=35.6kg/m3蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP）=0.0000266m2K/kg14二估算设备尺寸热流量：=1462000w传热温差：=100-52.5=47.5K假设传热系数：K=850W/(m2K)估算传热面积Ap=36.2m2拟用传热管规格为：Ф38×2.5mm,管长L=3000mm则传热管数：=101若将传热管按正三角形排列，按式NT=3a(a