【導(dǎo)讀】化工過程與設(shè)備課程設(shè)計。課，其課程設(shè)計涉及多學(xué)科知識，包括化工，制圖，控制，機械。等各種學(xué)科，是一項綜合性很強的工作；是鍛煉工程觀念和培養(yǎng)。教學(xué)的關(guān)鍵環(huán)節(jié)，也是鞏固和深化理論知識的重要環(huán)節(jié)。本設(shè)計說明書包括概述、方案流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計和控制方案共七章。說明中對精餾塔的設(shè)計計算做了較為詳細(xì)的闡述，對于再沸。在設(shè)計過程中，得到了老師的指導(dǎo)及同學(xué)們的幫助，同學(xué)們。鑒于學(xué)生的經(jīng)驗和知識水平有限，設(shè)計中難免存在錯誤和不。再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果表-----------------35. 精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位。然而經(jīng)長期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)。要求，目前應(yīng)用較為廣泛。本設(shè)計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱。位時，再沸器進(jìn)行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。塔頂，由塔頂冷凝器將其進(jìn)行全部或部分冷凝。

　　

【正文】 0－ 2MPa 丙稀 ρV= 4 HIC01 釜液面控制 0－ 3m 丙烷 ρL=460 5 HIC02 回流罐液面控制 0－ 1m 丙稀 ρL=470 6 TIC01 釜溫控制 40－ 60℃ 丙烷 ρV=28 設(shè)計心得及總結(jié) 課程設(shè)計的兩周是充實，充滿困難，辛苦和收獲。在這兩周中，我?guī)缀鯇ⅰ痘返暮Y板塔設(shè)計和《課程設(shè)計》的第三，五章翻爛了。 尤其是在設(shè)計再沸器的時候，我還編了個 excel 表格，用于假設(shè)氣化率和幾何尺寸，并觀察裕度和阻力的變化，快速的找到最佳的參數(shù)，減少了計算的的 時間，提高了效率。 在本次課程設(shè)計過程中，感覺最累的就是輸公式，每次都要調(diào)公 43 式 ，輸完后還得排版，萬一發(fā)現(xiàn)數(shù)算錯了還得返工。很是費力。不過當(dāng)看著近 50 頁自己的成果，還是很有成就感的。 對于計算理論板數(shù)的編程，由于有之前綜合分析的編程基礎(chǔ)，我只不過將之前的程序稍加修改，輔以 excel 計算。采用先假設(shè)，用 excel計算精餾線，提餾線參數(shù)，再輸入進(jìn)程序的方法，用兩次迭代計算出了實際塔板數(shù)，很有效率。 我覺得，在設(shè)計中，找資料的能力也得到了提高，從物性參數(shù)到標(biāo)準(zhǔn)件尺寸和各種圖表，都需要找 資料，查圖表，算參數(shù)等等。這都鍛煉了我這方面的能力，所謂設(shè)計就是查資料的能力，現(xiàn)階段的設(shè)計都需要標(biāo)準(zhǔn)。而且由于化工過程參數(shù)多，所以查圖表也變得尤為重要。這次課程設(shè)計給了我很多這方面的經(jīng)驗教訓(xùn)?？梢钥偨Y(jié)為先看例子，利用其數(shù)據(jù)練習(xí)查圖表，并與結(jié)果相比較，熟練后在用自己的數(shù)據(jù)查。 至于 CAD 作圖，由于我的基礎(chǔ)較好，并不是很困難。但是我在作圖中也是做到了精益求精，每一個尺寸和角度，我都很認(rèn)真的進(jìn)行繪制，并盡量按照書上的例子，力求細(xì)致無誤。流程圖由于是第一次做，也是借鑒了大家的經(jīng)驗，對自己的設(shè)計進(jìn)行了修改。在物 流股方面，做到了細(xì)致認(rèn)真的分劃總結(jié)，得到了 12 個流股，并對其物性進(jìn)行了詳細(xì)的總結(jié)。對于各個單元的分布和管線的布置，在和大家商量后，得到了比較適宜，一致的方案。 課程設(shè)計使我收獲頗多。不僅鍛煉了找資料，消化知識并進(jìn)行再設(shè)計的能力，還鍛煉了我的 word 和 excel 能力，練習(xí)了 C 語言編程和 CAD 作圖。并從和同學(xué)們的交流中，找到自己工作中的錯誤，汲 44 取他人優(yōu)秀的設(shè)計思想和方法，使自己的設(shè)計盡量達(dá)到優(yōu)秀。并且在交流中也增進(jìn)了友誼和合作能力。 本次設(shè)計，實際上說，由于時間緊，經(jīng)驗少，工作量大，還是有很多不 盡如人意的地方，比如有的公式，由于十分復(fù)雜，為了節(jié)省時間，缺少代數(shù)計算過程，直接采用 excel 進(jìn)行計算。再如之后的管路，泵的設(shè)計，由于時間太緊，很多都是參考了別人的別人的設(shè)計。 總的來說，這的確是段難忘的經(jīng)歷。 附錄一 主要符號說明 符號 意義與單位 符號 意義與單位 A 塔板上方氣體通道截面積 m2 E 液流收縮系數(shù) Aa 塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積 m2 ev 單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量 Ad 降液管截面積 m2 F0 氣體的動能因子 kg1/2/(s*m1/2) F1 實際泛點率 Ao 板孔總截面積 m2 Nt 理論塔板數(shù) AT 塔截面積 m2 Np 實際塔板數(shù) b 液體橫過塔板流動時的平均寬度 m Z 塔高 m bc 塔板上邊緣寬度 m p 系統(tǒng)總壓力 kPa 組分分壓 kPa 45 bd 降液管寬度 m Δpf 塔板阻力降 N/ m2 bs 塔板上入口安定區(qū)寬度 m Φ 熱負(fù)荷 w(kw) b’s 塔板上出口安定區(qū)寬度 m qnD 餾出液摩爾流量 kmol/h C 計算液泛速度的負(fù)荷因子 qnF 進(jìn)料摩爾流量 kmol/h C20 液體表面張力 20mN/m 時的負(fù)荷因子 qm 質(zhì)量流量 kmol/h Co 孔流系數(shù) qnL 液相摩爾流量 kmol/h D 塔徑 m qnv 氣相摩爾流量 kmol/h do 篩孔直徑 m qnW 釜液摩爾流量 kmol/h ET 塔板效率 qn Lh 液相體積流量 m3 /h qnLs 液相體積流量 m3 /s hσ 克服液體表面張力的阻力 m qnVh 氣相體積流量 m3 /h how 堰上方液頭高度 m qnVs 氣相體積流量 m3 /s hw 堰高 m R 回流比 K 相平衡常數(shù) r 摩爾汽化潛熱 kJ/kmol k 塔板的穩(wěn)定性系數(shù) T 熱力學(xué)溫度 K lw 堰長 m t 攝氏溫度 ℃ M 摩爾質(zhì)量 kg/kmol FLV 兩相流動參數(shù) ρ 密度 kg/m3 f 汽化分?jǐn)?shù) σ 液體表面張力 mN/m Hd 氣相摩爾焓 kJ/kmol τ 時間 s H’d 降液管內(nèi)清液層高度 m Φ 降液管中泡沫層的相對密度 Hf 降液管內(nèi)泡沫層高度 m ? 篩板的開孔率 hb 降液管底隙 m u 設(shè)計或操作氣速 m/s hd 液體流過降液管底隙的阻力 m ua 通過有效傳質(zhì)區(qū)的氣速 m/s hf 塔板阻力（以清液層高度表示 m） uf 液泛氣速 m/s ht 塔板上的液層阻力（以清液層高度表示 ） m uo 篩孔氣速 m/s ho 干板阻力 （以清液層高度表示） m zf 進(jìn)料的摩爾分?jǐn)?shù) h’o 嚴(yán)重漏液時的干板阻力 m α 相對揮發(fā)度 u’o 嚴(yán)重漏液時相應(yīng)的閥孔氣速 m/s β 塔板上液層的充氣系數(shù) x 液相摩爾分?jǐn)?shù) y 氣相摩爾分?jǐn)?shù) HT 塔板間距 m 下標(biāo) A.B 組分名稱 min 最小 c 冷卻水 max 最大 D 餾出液 n 塔 板序號 e 平衡 opt 適宜 46 F 進(jìn)料 q 精。提餾段交點 h 小時 R 再沸器 i 組分名稱 s 秒 j 組分名稱 V 氣相 l 液相 w 釜液 ’ 提餾段 176。 飽和 附錄二 參考文獻(xiàn)： 1.《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》，匡國柱、史啟才主編，化學(xué)工業(yè)出版社， 2020 年。 2.《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊》劉光啟，劉杰主編，化學(xué)化工出版社，2020 年。 3.《化工物性算圖手冊》，劉光啟、馬連緗、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社， 2020 年。 4.《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》，（續(xù)篇），馬沛生，化學(xué)工業(yè)出 版社，1982 年。 5.《化工原理》（下冊） 平衡關(guān)系： x=y/(α(α1)y). 4 估算塔底的壓力： 已知塔頂?shù)膲毫?（表），即 （絕） 工程經(jīng)驗每塊塔板壓降 100mm 液柱，丙烷 丙烯：密度 。 則塔底壓力可以通過公式： P=N**460*。 其中 N 是假設(shè)實際塔板數(shù)， P 單位為 Mpa 5 給出假設(shè)，進(jìn)行迭代： 具體為： 47 假設(shè)實際板數(shù) ——確定塔頂塔底壓力 ——根據(jù)壓力和組成算出相對揮發(fā)度 ——平均相對揮發(fā)度 ——理論板數(shù) —— 實際板數(shù) ——與 假設(shè)比較 其中：eeeD xy yXR ???m in RR? q 線方程 ey = 平衡關(guān)系 eee yyx )1( ??? ?? 精餾線方程 11 ???? RxRRy D 提餾線 流程圖： 計算程序： include WnWnFnL nWnnWnFnL nFnLn xqqqq qxqqqq qqqy ????? ??? 1 48 main(){ float x,y,a,d1,d2,w1,w2。 int n=1。 scanf（ “%f%f%f%f%f\n”,amp。a,amp。d1,amp。d2,amp。w1,amp。w2） 。 y=。 x=y/(a(a1)*y)。 n++。 for(。n++) { y=d1*x+d2。 x=y/(a(a1)*y)。 if(xamp。amp。()) break。 else continue。} printf(in=%d\n,n)。 n=n+1。 for(。n++) { y=w1*x+w2。 x=y/(a(a1)*y)。 if(xamp。amp。()) break。 else continue。} printf(total=%d\n,n)。 } 其中 a,d1,d2,w1,w2 分別為 49 相對揮發(fā)度，精餾線斜率，精餾線截距，提餾線斜率，提餾線截距。 迭代結(jié)果： 第一次： 首先假設(shè) 100 塊實際板。 利用 excel 計算出塔底壓力 ，插值出 α= 計算出 d1=， d2=。 再通過精餾線與 q 線的交點。 計 算出 w1=， w2=。 帶入程序，得理論進(jìn)料為 51 塊板，理論總板數(shù)為 108 塊（包括釜） 則實際板數(shù)為（ 1081） /= 塊。 第二次： 實際板為 塊。 利用 excel 計算出塔底壓力 ， α= 計算出 d1= ， d2= 。 再通過精餾線與 q 線的交點。 計算出 w1 ， w2= 。 帶入程序，得理論進(jìn)料為 51 塊板，理論總板數(shù) 為 109 塊（包括釜） 則實際板數(shù)為（ 1091） /=180 塊。 第二次迭代得到的結(jié)果與假設(shè)接近，可認(rèn)為收斂。 結(jié)論：理論進(jìn)料為 51 塊板，理論總板數(shù)為 109 塊（包括釜） 實際進(jìn)料第 85 塊板，實際總塔板數(shù)為 180 塊。 50 回流比 R= 塔底壓力 P=+ N**460*（絕） 塔底溫度：已知在 P= t= ℃ ； P= t= ℃ ； 插值得： t=℃ 流量：精餾段： qmLs=R?qmDs=(R+1)?qmDs= 提餾段： q’mLs=qmLs+qmFs=’mVs= qmVs =4．計算結(jié)果 名 稱 數(shù) 值 理論塔板數(shù) NT 109 進(jìn)料板位置 NF 51 回流比 R 相對揮發(fā) 度 α 塔頂產(chǎn)品量 qnd , mol/h 塔底產(chǎn)品量 qnw ,mol/h 精餾段氣相流量 qnv kg/s 精餾段液相流量 qnl , kg/s 提餾段氣相流量 qnv39。 kg/s 提餾段液相流量 qnl39。 kg/s 塔頂溫度 tbd ℃ 塔底溫度 tbw ℃ 塔頂壓力 Pd MPa （絕） 51 塔底壓力 Pw MPa （絕） 精餾塔工藝設(shè)計 1 物性數(shù)據(jù) ， ℃ 下，丙烷的物性數(shù)據(jù)（以塔底為標(biāo)準(zhǔn)）：查得 氣相密度： ρV =28kg/ m3 液相密度： ρL =460kg/ m3 液相表面張力： ζ= 氣相流量： qmVs’=’=qmVs’/ρv=液相流量： qmLs’=’=qmLs’/ρL=兩相流動參數(shù)： ???????? LVVqm LqmVLVqv LqvF ???? 設(shè)間距： TH = 查費克關(guān)聯(lián)圖得 20C = 氣體負(fù)荷因子 C： 20 20CC ???? ???? )(? = 液泛氣速 fu ： LVf VuC ?????=28 ?= 泛點率取fuu =， 操作氣速 u= 52 所需氣體流道截面積 A： sVA u? =選取單流型，弓形降液管板，取 DTAA =，則TAA =1 DTAA = 故塔板截面積 AT =A/=， 塔徑 D： = m ， 圓整：取 則實際塔板截面面積 TA = m2， 降液管截面積 DA = m2 氣體流道截面積 A= ，實際操作氣速 u=qV’/A= m2 實際泛點率fuu =，在 ～ 之內(nèi) 且選 TH =， D= 符合經(jīng)驗關(guān)系 實際板數(shù) 180 塊， 初選塔板間距 ，則塔高 Z=180*=81m。 進(jìn)料處兩板間距增大為 設(shè)置 20 個人孔，人孔所在處兩板間距增大為 裙座取 5m,塔頂空間高度 ,釜液上方氣液分離高度取 4m. 設(shè)釜液停留時間為 30min 釜液高度：22 **4 6 0 3 2 1 *4*1 8 0 04*60*30 ???DqH l vw ?? = 所以，總塔高 h=81+()+5++4++20*()≈100m 溢流裝置的設(shè)計 1. 降液管 （弓形） 由上述計算可得：降液管截面積： Ad=AT= 68 ??? ?ATD 53 由 Ad/AT=,查《化工原理》（下冊） P113 的圖 可得： lw/D=， Bd/D= 所以， 堰長 lw==，堰寬 Bd==，降液管面積 = m2 2．溢流堰 溢流強度 qvlh’/lw=*3600/=(10