化工原理课程设计苯甲苯筛板精馏塔分离.docx
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化工原理课程设计苯甲苯筛板精馏塔分离
化工原理课程设计
苯■甲苯连续精馏筛板塔的设计
3.
.5.
板式精馏塔设计任务书五设计计算1.1设计方案的选定及基础数据的搜集1.2精馏塔的物料衡算
1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.5塔板主要工艺尺寸的计算
1.6筛板的流体力学验算
1.7塔板负荷性能图
设计结果一览表
板式塔得结构与附属设备
5.1附件的计算
5.1.1接管
5.1.2冷凝器
5.1.3再沸器
5.2板式塔结构
参考书目
设计心得体会
12
17
18
21
24
30
31
31
31
33
34
34
36
36
38
八附录
化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程(《物理化学》,《化工制图》等)所学知识,完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学,是理论联系实际的桥梁,在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。
通过课程设计,要求更加熟悉工程设计的基本内容,掌握化工单元操作设计的主要程序及
方法,锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力,问题分析能力,思考问题能力,计算能力等。
精馏是分离液体混合物(含可液化的气体混合物)最常用的一种单元操作,在化工,炼油,石油化工等工业中得到广泛应用。
精馏过程在能量剂驱动下(有时加质量剂),使气液两相多次直接接触和分离,利用液相混合物中各组分的挥发度的不同,使易挥发组分由液相向气相转移,难挥发组分由气相向液相转移,实现原料混合液中各组分的分离。
根据生产上的不同要求,精馏操作可以是连续的或间歇的,有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。
本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计,即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯,采用连续操作方式,需设计一板式塔将其分离。
二板式精馏塔设计任务书
、设计题目苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。
、设计任务
(1)原料液中苯含量:
质量分率=75%(质量),其余为甲苯。
(2)塔顶产品中苯含量不得低于98%(质量)。
(3)
310天。
残液中苯含量不得高于8.5%(质量)。
⑷生产能力:
90000t/y苯产品,年开工
三、操作条件
四、设计内容及要求
(1)设计方案的确定及流程说明
(2)塔的工艺计算
(3)
塔和塔板主要工艺尺寸的设计
(4)编制设计结果概要或设计一览表
(5)辅助设备选型与计算
(6)绘制塔设备结构图:
采用绘图纸徒手绘制五、时间及地点安排
(1)时间:
2011.6.20〜2011.7.3(第18周〜第19周)⑵地点:
明德楼A318
(1)教室
1998
六、参考书目[1]谭天恩?
化工原理(第二版)下册?
北京:
化学工业出版社,
[2]何潮洪,冯霄?
化工原理?
北京:
科学出版社,2001
[3]柴诚敬,刘国维?
化工原理课程设计?
天津:
天津科学技术出版社,1994
[4]贾绍义,柴敬诚?
化工原理课程设计?
天津:
天津大学出版社,2002
设计计算
1.1设计方案的选定及基础数据的搜集
本设计任务为分离苯一甲苯混合物。
由于对物料没有特殊的要求,可以在常
压下操作。
对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷
1.8倍。
凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝,热效率比较低,但塔顶冷凝器放出的热量很多,但其能量品位较低,不能直接用于塔釜的热源,在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一,充分利用了能量。
塔板的类型为筛板塔精馏,筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔,孔径一般为
3〜8mm筛孔在塔板上作正三角形排列。
筛板塔也是传质过程常用的塔设备,它的主要优点有:
(1)结构比浮阀塔更简单,易于加工,造价约为泡罩塔的60%,为浮阀塔
的80%左右。
(2)处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加10〜15%。
(3)塔板效率高,比泡罩塔高15%左右。
(4)压降较低,每板压力比泡罩塔约低30%左右。
筛板塔的缺点是:
(1)塔板安装的水平度要求较高,否则气液接触不匀。
(2)操作弹性较小(约2〜3)。
(3)小孔筛板容易堵塞。
下图是板式塔的简略图:
表1苯和甲苯的物理性质
项目
分子式
分子量M
沸点(C)
临界温度tc(C)
临界压强Pc
(kPa)
苯A
C6Ho
78.11
80.1
288.5
6833.4
甲苯B
C6H5—CH
92.13
110.6
318.57
4107.7
表2苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度0c
80.1
85
90
95
100
105
110.6
Pa。
kPa
101.33
116.9
135.5
155.7
179.2
204.2
240.0
Pb0,kPa
40.0
46.0
54.0
63.3
74.3
86.0
表3常温下苯一甲苯气液平衡数据([2]:
P8例1—1附表2)
温度0C
80.1
85
90
95
100
105
液相中苯的摩尔分率
1.000
0.780
0.581
0.412
0.258
0.130
汽相中苯的摩尔分率
1.000
0.900
0.777
0.630
0.456
0.262
表4纯组分的表面张力([1]:
P378附录图7)
温度
80
90
100
110
120
苯,mN/m
21.2
20
18.8
17.5
16.2
甲苯,Mn/m
21.7
20.6
19.5
18.4
17.3
表5组分的液相密度([1]:
F382附录图8)
温度(C)
80
90
100
110
120
苯,kg/m3
814
805
791
778
763
甲苯,kg/m3
809
801
791
780
768
表6液体粘度聽([1]:
F365)
温度(C)
80
90
100
110
120
苯(mPa.s)
0.308
0.279
0.255
0.233
0.215
甲苯(mPa.s)
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据
温度tC
液相中苯的摩尔分率
x
气相中苯的摩尔分率
y
110.56
0.00
0.00
109.91
1.00
2.50
108.79
3.00
7.11
107.61
5.00
11.2
105.05
10.0
20.8
102.79
15.0
29.4
100.75
20.0
37.2
98.84
25.0
44.2
97.13
30.0
50.7
95.58
35.0
56.6
94.09
40.0
61.9
92.69
45.0
66.7
91.40
50.0
71.3
90.11
55.0
75.5
80.80
60.0
79.1
87.63
65.0
82.5
86.52
70.0
85.7
85.44
75.0
88.5
84.40
80.0
91.2
83.33
85.0
93.6
82.25
90.0
95.9
81.11
95.0
98.0
80.66
97.0
98.8
80.21
99.0
99.61
80.01
100.0
100.0
1.2精馏塔的物料衡算
(1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量见(二7&11畑偏刃
甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmo|
0.75/78.11
XF==0.780
0.75/78.11+0.25/92.13
0.98/78.11
XD
==0.983
0.98/78.11+0.02/92.13
0.085/78.11
==0.099
0.085/78.11+0.915/92.13
(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
=0.780x78.11+(1-0.780)x92.13=81.20(kg/kmol)
=0.983x78.11+(1-0.983)x92.13=78.40(kg/kmol)
=0.099X78.11+(1-0.099)X92.13=90.73(kg/kmol)
(3)物料衡算原料处理量
900000002
F==1.49x102(kmol/h)
81.20天310天24
苯物料衡算
0.780F=0.983D+0.099W
联立解得
2
=1.1眇102kmol/h
2
W=0.30咒102kmol/h
式中F
D---
W--
原料液流量塔顶产品量塔底产品量
3塔板数的确定
(1)理论板层数NT的求取
苯一甲苯属理想物系,可采逐板计算求理论板层数。
①求最小回流比及操作回流比。
采用恩特伍德方程求最小回流比。
ai(xD,i)mf丄'
=Rm1ai-O
ai(XF,i),
ai占
解得,最小回流比
Rm=0.73
取操作回流比为
R=1.8Rm=1.31
=(R+1)D=(1.31+1)x119=274.89(kmol/h)
③求操作线方程
精馏段操作线方程为
提馏段操作线方程为
yn+^V^Xn^^V^=1.109x^0.011
(2)逐板法求理论板
用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算
yi
=Xd=0.983
x1==0.959y1
y1+a(1-y1)旳+2.475(1-yj
yi
X2==0.959
2.47-1.47y
y3
=0.567x2+0.426=0.953
y4
=0.567x3+0.426=0.931
¥5
=0.567X4+0.426=0.905
y6
=0.567X5+0.426=0.877
X3==0.891
2.47—1.47y3
X4=2.47-1.47y4=0.845
X5==0.795
2.47-1.47y5
Xe==0.742
2.47-1.47y6
因为,x6=0.742 y7 =0.567x6+0.426=0.811 X7 2.47-1.47y7 =0.635 y8 =0.567X7+0.426=0.693 X8 2.47—1.47y8 =0.478 y9 =0.567x8+0.426=0.519 X9 2.47—1.47y9 =0.304 Xp==0.164 %0=0.567x9+0.426=0.3262.47-1.47血 Xtt==0.077 =0.567%0+0.426=0.1712.47—1.47^4 因为, Xrr=0.077CXw=0.099 所以提留段理论板n=5(不包括塔釜)【提留段的操作线方程错误】 (3)全塔效率的计算查温度组成图得到,塔顶温度TD=80.94C,塔釜温度TW=10^,全塔平均温度 Tm=92.970。 分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度 4a=0.272(mPas),卩b=0.279(mPa5) 平均粘度由公式,得 打=0.780x0.272+0.22x0.279=0.274(mPas) 全塔效率Et Et=0.17-0.616lgAm=0.17-0.616lg0.274=0.516 (4)求实际板数 精馏段实际板层数 5 N精==9.69上10(块) 0.516 提馏段实际板层数 5 N提=芮6=9.69“0(块)进料板在第11块板。 1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (1)操作压力计算 塔顶操作压力P=4+101.3kPa每层塔板压降△P=0.7kPa进料板压力FF=105.3+0.7X10=112.2kPa塔底操作压力PW=119.3kPa精馏段平均压力Pm1=(105.3+112.3)/2=108.8kPa提馏段平均压力Pm2=(112.3+119.3)/2=115.8kPa (2)操作温度计算 依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中苯、甲苯的饱和蒸 气压由 安托尼方程计算,计算过程略。 计算结果如下: 塔顶温度tD=80.90C进料板温度tF=85.53C塔底温度tw=105.0C 精馏段平均温度tm=(80.9.+85.53 )/2=83.24C 提馏段平均温度tm=(85.53+105.0) /2=95.27C (3)平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 x1=0.959 由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得 ML,Dm=0.959咒78.11+(1-0.959)咒92.13=78.69(kg/kmol) MV,Dm=0.983x78.11+(1-0.983)x92.13=78.35(kg/kmol) 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法,得yF=0.877,xF=0.742 Mv,Fm=0.877X78.11+(1-0.877)X92.13=79.83(kg/kmol) ML,Fm=0.742x78.11+(1-0.742)x92.13=81.73(kg/kmol) 塔底平均摩尔质量计算由xw=0.077,由相平衡方程,得yw=0.171 MV,Wm=0.171X78.11+(1—0.171)X92.13=89.74(kg/kmol) ML,Wm=0.077x78.11+(1—0.077)x92.13=91.05(kg/kmol) 精馏段平均摩尔质量 78.35+79.83=79.09(kg/kmol)78.69+81.73=80.21(kg/kmol) 提馏段平均摩尔质量 79.83+89.74 =84.79(kg/kmol) (4)平均密度计算 ①气相平均密度计算 108.8x79.09 由理想气体状态方程计算,精馏段的平均气相密度即 爲=器=8.314;0(: ;.;4: ;;3.15严90(kg/m3) 提馏段的平均气相密度 匕=PV^=115.8"84.79=3.21(kg/m3) RTm8.314x(95027+273.15) ②液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算,即 1/=V宀/ /film/尸3/尸U 塔顶液相平均密度的计算 由tD=80.94C,查手册得 Pa=814.0(kg/m3);Pb=809.1(kg/m3)塔顶液相的质量分率求得aa=0.98 亡=81480+器得卩L,D-813.(kg/m3) 进料板液相平均密度的计算由tF=85.53C,查手册得 33 仕=808.6(kg/m);804.36(kg/m) 0.742X78.11 进料板液相的质量分率 "0.742X78.11+(1-0.742)X92.13"O.71 亡=80878r器;得Pl,f-807.(kg/rn3) 塔底液相平均密度的计算 由tw^105.0C,查手册得 Pa=786.4(kg/m3);P^785.3(kg/m3) 塔底液相的质量分率 0.077x78.11 aA"0.077x78.11+(1-0.077)x92.13"O.066 亡=需+需;得卩L”784.9(kg^ 精馏段液相平均密度为 咕二8^^807^=810.6 2 提馏段液相平均密度为 PL^807.^784.^796.15(kg/m3) 2 (5)液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算,即 >1 塔顶液相平均表面张力的计算由tD=80.94C,查手册得 cTa=21.25(mN/m);crB=21.59(mN/m) bL,Dm=0.983咒21.25+0.017X21.59=21.26(mN/m) 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=85.53C,查手册得 cTa=21.60(mN/m);crB=21.08(mN/m) %丽=0.742X20.60+0.258咒21.08=20.72(mN/m) 塔底液相平均表面张力的计算 由t心105.0C,查手册得 =18.26(mN/m);bB=19.18(mN/m) =0.077咒18.26+0.923X19.18=21.50(mN/m) 精馏段液相平均表面张力为 ^Lm二21.26: 20.72=20.99(mN/m) 2 提馏段液相平均表面张力为 bLm=21.50: 20.72=21.11(mN/m) 2 (6)液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算,即 卩Lm=Sxi卩i 塔顶液相平均粘度的计算 由tD=80.94C,查手册得 4a=0.305(mPa^s)^^0.309(mPas) 4L,Dm=0.983x0.305+0.017x0.309=0.311(mPa$) 进料板液相平均粘度的计算由tF=85.53C,查手册得 啟=0.292(mPa■s)^^0.297(mPa⑶ 叫5=0.742咒0.292+0.258咒0.297=0.294(mPas) 塔底液相平均粘度的计算 由tw=105.0C,查手册得 啟=0.244(mPas);血=0.259(mPa,s) 4L,Dm=0.077x0.244+0.923x0.259=0.258(mPa、s) 精馏段液相平均粘度为 ^L’m-0.311: 。 294=0.303(mPa⑶ 2 提馏段液相平均粘度为 忙m=0.294[0.259=0.276(mPas 2 (7)气液负荷计算精馏段: V=(R+1)D=(1.31+1)X119=274.89(kmol/h) 、,VMVm274.89X79.09ccc,3,、 Vs===2.08(m/s) 3600%3600X2.90 L=RD=1.31X119=155.89(kmol/h) VMLm155.89X80.213,、 Ls===0.0043(m/s) 3600pLm3600X810.6 提馏段: Vs= 3600&mL=R”D+qF,VMLm LS= V=(R+1)D+(q-1)F=(1.31+1)咒119=274.89(kmol/h)型竺9=2.02(m3/s) 3600x3.21 =1.31X119+149=304.89(kmol/h) 304.89x86.39cccc/d3,、 ==0.009(2i/s) 3600pLm3600咒796.15 1.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1)塔径的计算 塔的操 塔板间距ht的选定很重要,它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、作弹性,以及塔的安装、检修等都有关。 可参照下表所示经验关系选取。 塔径DT,m 板间距比 mm 对精馏段: 表7 0.3〜0.5 200〜300 初选板间距Ht=0.40m, 板间距与塔径关系 0.5〜0.81 250〜350 取板上液层高度 0.8〜1.6 1.6〜2.4 2.4〜4.0 300〜450 350〜600 400〜600 故Ht-九=0.40-0.06=0.34m; ZXZ■^.5 (0.0043Y810.65、— =II=0.0346 V2.08八2.9丿 查史密斯关联图得Go=0.070;依式C=C20 =0.0703 校正物系表面张力为20-99(mN/m)时*20任〕“072彳窃 可取安全系数为0.7,则(安全系数0.6—0.8),故 卩=0.7陀ax=0.7X1.180=0.826(m/s) i4咒2.08=J=1.791(m) V3.14X0.826 按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.66m/s。 对提馏段: 初选板间距Ht=0.40m,取板上液层高度h^0.06m, 故Ht—hL=0.40-0.06=0.34m;\鸟]〔僅丫 "人%丿 1 =8..8075』783.4〕2=0.090 1.37V2.90丿 查[2]: P165图3—8得Go=0.068;依式C=C20 0.2 =0.069 校正物系表面张力为19.58mN/m时 4ma“C“.069J796.15—3.2J.08(m/s) VPvV3.21 4=0.7Pmax=0.7天1.08=0.759(m/s) /4咒2.02 D=—^=1.84(m) ¥兀卩V3.14%0.759 按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速1.56m/s。 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致,根据塔径的选择规定,对于相差不大的二塔径取二者中较大的,因此在设计塔的时候塔径取 2.0m。 1.5塔板主要工艺尺寸的计算 (1)溢流装置计算 精馏段 因塔径D-2.0m,可选用单溢流弓形降液管,采用平行受液盘。 对精馏段各项计 算如下: a)溢流堰长iw: 单溢流去lv=(0.6〜0.8)D,取堰长Iw为0.60D=0.60X2.0=1.20m b)出口堰咼hw: hw=hL~how 仆Lh0.004^3600 Iw/D=0.60,严=—12^二9.81 Iw1.2 查图可得,E=1.04,则 卩00您3600「=0.016 how
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