化工原理课程设计苯甲苯的分离经典版.docx
- 文档编号:3788013
- 上传时间:2022-11-25
- 格式:DOCX
- 页数:16
- 大小:20.82KB
化工原理课程设计苯甲苯的分离经典版.docx
《化工原理课程设计苯甲苯的分离经典版.docx》由会员分享,可在线阅读,更多相关《化工原理课程设计苯甲苯的分离经典版.docx(16页珍藏版)》请在冰豆网上搜索。
化工原理课程设计苯甲苯的分离经典版
资料范本
本资料为word版本,可以直接编辑和打印,感谢您的下载
化工原理课程设计苯甲苯的分离经典版
地点:
__________________
时间:
__________________
说明:
本资料适用于约定双方经过谈判,协商而共同承认,共同遵守的责任与义务,仅供参考,文档可直接下载或修改,不需要的部分可直接删除,使用时请详细阅读内容
化工原理课程设计
------------苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计
专业年级:
化学工程与工艺
姓名:
2011年7月
序言
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。
板式精馏塔设计任务书五
一、设计题目
苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。
二、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)残液中苯含量不得高于8.5%(质量)。
(4)生产能力:
90000t/y苯产品,年开工310天。
三、操作条件
(1)精馏塔顶压强:
4.0kPa(表压)
(2)进料热状态:
自选
(3)回流比:
自选。
(4)单板压降压:
≯0.7kPa
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
塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定;塔板的流体力学验算;塔板的负荷性能图。
(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
七、时间及地点安排
(1)时间:
2011.6.20~2011.7.3(第18周~第19周)
(2)地点:
明德楼A318
(1)教室
八、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,1998
[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
二、设计计算
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1.8倍。
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
表2苯和甲苯的饱和蒸汽压
表3常温下苯—甲苯气液平衡数据([2]:
例1—1附表2)
表4纯组分的表面张力([1]:
附录图7)
表5组分的液相密度([1]:
附录图8)
表6液体粘度µ([1]:
)
表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据
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
甲苯的摩尔质量
(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
(3)物料衡算
原料处理量
总物料衡算
苯物料衡算
联立解得
式中F------原料液流量
D------塔顶产品量
W------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。
解得,最小回流比
取操作回流比为
②求精馏塔的气、液相负荷
(泡点进料:
q=1)
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
(2)逐板法求理论板
又根据可解得=2.47
相平衡方程解得
变形得
用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算
=0.983,=0.959
,
,
,
,
,
因为,
故精馏段理论板n=5,用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算
,
,
,
,
,
因为,
所以提留段理论板n=5(不包括塔釜)
全塔效率的计算
查温度组成图得到,塔顶温度TD=80.94℃,塔釜温度TW=105℃,全塔平均温度Tm=92.97℃。
分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度
,
平均粘度由公式,得
全塔效率ET
求实际板数
精馏段实际板层数
提馏段实际板层数
进料板在第11块板
4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=105.3+0.7×10=112.2kPa
塔底操作压力=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℃
进料板温度=85.53℃
塔底温度=105.0℃
精馏段平均温度=(80.9.+85.53)/2=83.24℃
提馏段平均温度=(85.53+105.0)/2=95.27℃
(3)平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.959
进料板平均摩尔质量计算
由上面理论板的算法,得=0.877,=0.742
塔底平均摩尔质量计算
由xw=0.077,由相平衡方程,得yw=0.171
精馏段平均摩尔质量
提馏段平均摩尔质量
平均密度计算
①气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算,精馏段的平均气相密度即
提馏段的平均气相密度
②液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算,即
塔顶液相平均密度的计算
由tD=80.94℃,查手册得
塔顶液相的质量分率
进料板液相平均密度的计算
由tF=85.53℃,查手册得
进料板液相的质量分率
塔底液相平均密度的计算
由tw=105.0℃,查手册得
塔底液相的质量分率
精馏段液相平均密度为
提馏段液相平均密度为
(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
塔顶液相平均表面张力的计算
由tD=80.94℃,查手册得
进料板液相平均表面张力的计算
由tF=85.53℃,查手册得
塔底液相平均表面张力的计算
由tW=105.0℃,查手册得
精馏段液相平均表面张力为
提馏段液相平均表面张力为
(6)液体平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算,即
μLm=Σxiμi
塔顶液相平均粘度的计算
由tD=80.94℃,查手册得
进料板液相平均粘度的计算
由tF=85.53℃,查手册得
塔底液相平均粘度的计算
由tw=105.0℃,查手册得
精馏段液相平均粘度为
提馏段液相平均粘度为
(7)气液负荷计算
精馏段:
提馏段:
5精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(1)塔径的计算
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、塔的操作弹性,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。
表7板间距与塔径关系
对精馏段:
初选板间距,取板上液层高度,
故;
查史密斯关联图得C20=0.070;依式
校正物系表面张力为时0.0707
可取安全系数为0.7,则(安全系数0.6—0.8),
故
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,取板上液层高度,
故;0.0717
查[2]:
图3—8得C20=0.068;依式=0.069
校正物系表面张力为时
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
6塔板主要工艺尺寸的计算
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:
单溢流去lW=(0.6~0.8)D,取堰长为0.60D=0.60×2.0=1.20m
b)出口堰高:
故
c)降液管的宽度与降液管的面积:
由查([2]:
图3—13)得,
故,
利用([2]:
式3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,
即(大于5s,符合要求)
d)降液管底隙高度:
取液体通过降液管底隙的流速(0.07---0.25)
依([2]:
式3—11):
符合()
e)受液盘
采用平行形受液盘,不设进堰口,深度为60mm
同理可以算出提溜段
a)溢流堰长:
单溢流去lW=(0.6~0.8)D,取堰长为0.66D=0.8×1.6=1.056m
b)出口堰高:
由
查[2]:
图3—11,知E=1.02,依式
可得
故
c)降液管的宽度与降液管的面积:
由
查图得,
故
计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,
即15.16(大于5s,符合要求)
d)降液管底隙高度:
取液体通过降液管底隙的流速0.1m/s(0.07---0.25)
0.036(m)符合()
(2)塔板布置
精馏段
①塔板的分块
因D≥800mm,故塔板采用分块式。
查表3-7得,塔极分为4块。
对精馏段:
取边缘区宽度
安定区宽度
b)计算开空区面积
,
解得,
c)筛孔数与开孔率:
取筛空的孔径为,正三角形排列,一般碳的板厚为,取3.5,
故孔中心距5×5=17.5mm
筛孔数
则每层板上的开孔面积为
气体通过筛孔的气速为
7筛板的流体力学验算
塔板的流体力学计算,目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作,以便决定对有关塔板参数进行必要的调整,最后还要作出塔板负荷性能图。
(1)气体通过筛板压强相当的液柱高度计算
精馏段:
a)干板压降相当的液柱高度:
依,查《干筛孔的流量系数》图得,C0=0.78由式
b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度:
,
由与关联图查得板上液层充气系数=0.61,依式
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度:
依式,故
则单板压强:
(2)液面落差
对于筛板塔,液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响。
(3)雾沫夹带
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
(4)漏液
由式
筛板的稳定性系数,故在设计负荷下不会产生过量漏液。
(5)液泛
为防止降液管液泛的发生,应使降液管中清液层高度
依式,而
H=0.073+0.037+0.001=0.11m
取,则
故在设计负荷下不会发生液泛。
根据以上塔板的各项液体力学验算,可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。
提溜段:
a)干板压降相当的液柱高度:
依,查《干筛孔的流量系数》图得,C0=0.78由式
b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度:
,
由与关联图查得板上液层充气系数=0.65,依式
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度:
依式,故
则单板压强:
(2)液面落差
对于筛板塔,液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响。
(3)液沫夹带
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
(4)漏液
由式
筛板的稳定性系数,故在设计负荷下不会产生过量漏液。
(5)液泛
为防止降液管液泛的发生,应使降液管中清液层高度
依式,而
H=0.098m
取,则
故在设计负荷下不会发生液泛。
根据以上塔板的各项液体力学验算,可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。
8塔板负荷性能图
精馏段:
(1)漏液线
由,
得
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表3-19。
表3-19
由上表数据即可作出漏液线。
(2)雾沫夹带线
以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:
由
联立以上几式,整理得
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表3-20。
表3-20
由上表数据即可作出液沫夹带线2。
(3)液相负荷下限线
对于平直堰,取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准。
由式3-21得
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
(4)液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限
据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.0474。
(5)液泛线
令
由
联立得
忽略hσ,将hOW与Ls,hd与Ls,hc与Vs的关系式代人上式,并整理得
式中:
将有关的数据代入整理,得
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表3-22。
表3-22
由上表数据即可作出液泛线5。
根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图,如图所示。
图3-23精馏段筛板负荷性能图
在负荷性能图上,作出操作点P,连接OP,即作出操作线。
由图可看出,该筛板的操作上限为液泛控制,下限为漏液控制。
由上图查得
Vs,max=1.064m3/sVs,min=0.324m3/s
故操作弹性为Vs,max/Vs,min=3.381
所设计筛板的主要结果汇总于表3-23。
提馏段
(1)漏液线
由,
得
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表3-19。
表3-19
由上表数据即可作出漏液线。
(2)液沫夹带线
以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:
由
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表3-20。
表3-20
由上表数据即可作出液沫夹带线2。
(3)液相负荷下限线
对于平直堰,取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准。
由式3-21得
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
(4)液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限
据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.0474。
(5)液泛线
令
由
联立得
忽略hσ,将hOW与Ls,hd与Ls,hc与Vs的关系式代人上式,并整理得
将有关的数据代入整理,得
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表3-22。
表3-22
由上表数据即可作出液泛线5。
根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图,如图所示。
所设计筛板的主要结果汇总于表。
设计结果一览表
9.各接管尺寸的确定
1进料管
进料体积流量
取适宜的输送速度,故
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64),规格:
实际管内流速:
2釜残液出料管
釜残液的体积流量:
取适宜的输送速度,则
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64),规格:
实际管内流速:
3回流液管
回流液体积流量
利用液体的重力进行回流,取适宜的回流速度,那么
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64),规格:
实际管内流速:
4塔顶上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽的体积流量:
取适宜速度,那么
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64),规格:
实际管内流速:
5再沸气产生的蒸汽进口管
通入塔的水蒸气体积流量:
取适宜速度,那么
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64),规格:
实际管内流速:
三、参考书目
[1]陈敏恒等编《化工原理》下册北京化学工业出版社,2006.5
《化工单元过程及设备课程教材》,化学工业出版社,2005.1
⑵天津大学华工学院柴诚敬主编《化工原理》下册,高等教育出版社,2006.1
⑶大连理工大学主编《化工原理》下册,高等教育出版社,2002.12
⑷谭天恩,李伟等编著《过程工程原理》,化学工业出版社,2004.8
⑸大连理工大学化工原理教研室主编《化工原理课程设计》。
⑹汤金石等著《化工原理课程设计》,化学工业出版社,1990.6
⑺《化学工业物性数据手册》,有机卷
- 配套讲稿:
如PPT文件的首页显示word图标,表示该PPT已包含配套word讲稿。双击word图标可打开word文档。
- 特殊限制:
部分文档作品中含有的国旗、国徽等图片,仅作为作品整体效果示例展示,禁止商用。设计者仅对作品中独创性部分享有著作权。
- 关 键 词:
- 化工 原理 课程设计 甲苯 分离 经典