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文檔簡介

1、課 程 設(shè) 計(jì) 說 明 書 課程名稱: 化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目: 苯-甲苯分離過程板式精餾塔院 系: 化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院學(xué)生姓名: 學(xué) 號(hào): 專業(yè)班級(jí): 09有機(jī)化工生產(chǎn)技術(shù)(二)班指導(dǎo)教師: 2011年5月8日苯甲苯板式精餾塔摘要:塔設(shè)備是化工煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一,它可使氣液或液液兩相之間進(jìn)行緊密接觸,達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。常見的可在塔設(shè)備中操作的有:精餾、吸收、解析和萃取等,此外,工業(yè)氣體的冷卻與回收,氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕減濕等。在化工或煉油廠中,塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)產(chǎn)業(yè)質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各方面都有重大影響。據(jù)有關(guān)資料

2、報(bào)道塔設(shè)備的資料費(fèi)用占整個(gè)工藝設(shè)備投資費(fèi)用的較大比例。因此,塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究,受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。根據(jù)任務(wù)設(shè)計(jì)書,此設(shè)計(jì)的塔形為篩板塔采用連續(xù)精餾。關(guān)鍵詞: 飽和蒸汽壓、回流比、塔頂、塔釜、進(jìn)料板、泡點(diǎn)進(jìn)料等。板式精餾塔設(shè)計(jì)說明書一 設(shè)計(jì)題目苯甲苯精餾塔的工藝設(shè)計(jì)二 設(shè)計(jì)內(nèi)容1精餾塔的工藝計(jì)算2精餾塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)及流體力學(xué)計(jì)算3繪制精餾塔工藝條件圖三 工藝條件1進(jìn)料量為5500kg/h,泡點(diǎn)進(jìn)料2原料液組成為0.5(笨的質(zhì)量分?jǐn)?shù),下同)3塔頂采用全凝器,部分產(chǎn)品會(huì)留,不分產(chǎn)品冷凝后儲(chǔ)存4塔頂流出液組成為0.96,塔底釜液組成為0.015操作壓力為4kpa(塔頂表壓);6回流比與最小回

3、流比的比值自選;7單板壓降不大于0.7kpa;8全塔效率et=52%;四 設(shè)計(jì)項(xiàng)目1設(shè)計(jì)方案的確定;2精餾塔的物料橫算;3塔板數(shù)的確定;4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算;5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算;6塔板主要工藝尺寸計(jì)算;7篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算;8塔板負(fù)荷性能圖;五 設(shè)計(jì)計(jì)算(一)設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離,應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料,將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝,冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi),其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系,最小回流比較小,故操作回流比取最小回流比的2倍

4、。塔釜采用間接蒸汽加熱,塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。(二)精餾塔的物料橫算1.原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 ma=78.11kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 ma=92.13kg/kmolxf = 0.541xd = 0.966xw = 0.0122.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量mf=0.54178.11(10.541)92.13=84.55/molmd=0.96678.11(10.966)92.13=78.59/molmw=0.01278.11(10.012)92.13=91.96/mol3.物料橫算原料處理量 f=5500/84.55=65.05kmol/h總物料橫算 65

5、.05=dw苯物料橫算 65.050.541=0.966d0.012w 聯(lián)立解得 d= 36.07kmol/h w =28.98kmol/h (三)塔板數(shù)的確定苯甲苯屬理想物系,可采用圖解法求理論板層數(shù)。確定指定壓力下溶液的泡點(diǎn)需用試差法。我們先假設(shè)t為某個(gè)值,用安托尼方程計(jì)算出pa*、pb*,在代人泡點(diǎn)方程算出xa與給定的xa較看是否相等,若計(jì)算值偏小則初設(shè)泡點(diǎn)偏高,再設(shè)泡點(diǎn),直至xa與給定值近似為止,此時(shí)即為泡點(diǎn)溫度,算出pa*、pb*從而求出由氣液平衡方程 可在兩組分溶液的xy圖上畫出氣液平衡線因?yàn)閝=1,根據(jù) 知q線(xf,yf),且垂直于x軸,與對(duì)稱軸 交于e點(diǎn),與平衡線交于g點(diǎn),從

6、圖上可讀出g點(diǎn)對(duì)應(yīng)的x、y值,y=0.75,x=0.541;故最小回流比為 取操作回流比為 r=2rmin=21.033=2.066求精餾塔的氣、液相負(fù)荷l=rd=2.06636.07=74.52kmol/hv=(r1)d=3.06636.07=110.59kmol/hl=lf=74.5265.05=139.57kmol/hv=v=110.59kmol/h求操作線方程 精餾段操作線方程為 =0.674x0.315 l w提餾段操作線方程為 y=x- xw=0.262x0.0034 v v圖解法求理論板層數(shù)(如圖1)總理論板層數(shù) nt=12進(jìn)料板位置 nf=5精餾段實(shí)際板層數(shù) n精=40.528

7、提餾段實(shí)際板層數(shù) n提=80.5216(四)精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算(以精餾段為例計(jì)算)1.操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 pd=101.34=105.3kpa每層塔板壓降 p0.7kpa進(jìn)料板壓力 pf=105.30.78=110.9kpa精餾段平均壓力 pm=(105.3110.9)2=108.1kpa2.操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力,由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度。塔頂溫度 td=82.3進(jìn)料板溫度 tf=92.3精餾段平均溫度 tm=87.33.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xd=y1=0.966,查平衡曲線得 x1=0.92mvdm=0.96678.11(10.966)

8、92.13=78.59kg/kmolmldm=0.9278.11(10.92)92.13=79.23kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板得 yf=0.738查平衡曲線得 xf=0.518mvfm=0.73878.11(10.783)92.13=81.78kg/kmolmlfm=0.51878.11(10.518)92.13=84.87kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量mvm=(78.5981.78)/2=80.185kg/kmolmlm=(79.2384.87)/2=82.05kg/kmol4.平均密度計(jì)算(1)氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算,即=108.180.1858.3

9、14(90.8273.15)=2.865kg/m3(2)液相平均密度計(jì)算 1/lm=i/i塔頂液相平均密度的計(jì)算由td=82.3,查手冊(cè)得 a=812.16/m b=807.7/mldm=1/(0.96/812.160.04/807.7)=812.02/m進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由tf=92.3,查手冊(cè)得 a=802.365/m b=798.42/m進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 aa=0.51878.11(0.51878.110.48292.13)=0.467lfm=1/(0.467/802.3650.542/798.42)=800/m精餾段液相平均密度為 lm=806.01/m5.液體平均表面張力計(jì)

10、算液相平均表面張力計(jì)算 lm=xii塔頂液相平均表面張力計(jì)算由td=82.3,查手冊(cè)得 a=21.234mn/m b=21.397mn/mldm=0.96621.2340.03421.397=21.24mn/m進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算由tf=92.3, 查手冊(cè)得 a=19.786mn/m b=20.108mn/mlfm=0.51819.7860.48220.108=19.94mn/m精餾段液相平均表面張力為 lm=(21.2419.94)/2=20.59mn/m6.液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度計(jì)算 lm=xii塔頂液相平均粘度的計(jì)算由td=82.3,查手冊(cè)得 a=0.302mpas b=0.

11、306 mpasldm=0.966(0.302)0.034(0.306)解出 ldm=0.302 mpas進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由tf=92.3, 查手冊(cè)得 a=0.256mpas b=0.265 mpaslfm=0.388(0.265)0.612(0.265)解出 lfm=0.261 mpas精餾段液相平均粘度為 lm=(0.3020.261)/2=0.282 mpas(五)精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1.塔徑的計(jì)算精餾段的氣液相體積流率為由由圖查取,圖的橫坐標(biāo)為取板間距ht=1.4m,板上液層高度hl=0.06m,則 hthl=0.40.06=0.34m查圖得 c20=0.072 =0.07

12、2(20.41/20)0.2=0.0724取安全系數(shù)為0.75,則空塔氣速為 u=0.75umax=0.751.206=0.905m/s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后 d=1.2m塔截面積 at=d/4=3.141.2/4=1.13實(shí)際空塔氣速 u=0.86/1.13=0.761m/s2.精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為 z精=(n精1)ht=(81)0.4=2.8m提留段有效高度為 z提=(n提1)ht=(161)0.4=6m在進(jìn)料板上方開一人孔,其高度為0.8m故精餾塔的有效高度為 z=2.8+6+0.8=9.6m(六)塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1.溢流裝置計(jì)算因塔徑d=1.2m可選用單溢流弓形降液管,

13、采用凹形受液盤。 堰長 lw=0.7d=0.71.2=8.4m 溢流堰高度 hw=hl-how選用平直堰,堰上液層高度how=2.84e(lh/lw)/1000近似取e=1,則 how=2.841(0.002136000.84)/1000=0.0123m取板上清液層高度 hl=60故 hw=0.060.0123=0.0477m弓形降液管寬度wd和截面積af由lw/d=0.7 查圖得 af/at=0.093 wd/d=0.124故af=0.0931.13=0.105wd=0.1511.2=0.181m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間,即=3600afht/lh=36000.1050.40.002136

14、00=20s5s故降液管設(shè)計(jì)合理降液管底隙高度h。 h。=lh/3600lwu。=0.00210.840.08=0.0312取 u。=8m/s則 h。=0.00210.840.08=0.0312m hwh。=0.0477-0.0312=0.0165m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤,深度hw=50mm。2.塔板布置塔板的分塊因d800mm,故塔板采用分塊式。查表得,塔板分為3塊。邊緣區(qū)寬度確定取 開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積 其中 x=d/2(wdws)=1.2/2(0.1810.07)=0.349m r=d/2wc=1.2/20.04=0.56m故 篩孔計(jì)算及其排列本例處理的

15、物系無腐蝕性,可選用=3碳鋼板,取篩孔直徑d。=5mm。篩孔按正三角形排列,取孔心距 t=3d。=35=15篩孔數(shù)目 n=1.155aa/t=1.1550.727/0.015=3732個(gè)開孔率 =0.907(d。/t)=0.907(0.005/0.015)=10.1氣體通過閥孔的氣速 u。=vs/aa=0.86/(0.1010.727)=11.71m/s(七)篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1.塔板壓降干板阻力hc的計(jì)算由d。/=5/3=1.67,查圖得,c。=0.772故hc=0.051(u。/c。)(v/l)=0.051(11.71/0.772)(2.892/806.01)=0.0421m氣體通過液層的

16、阻力h1的計(jì)算 h1=hlua=vs/(at-af)=0.825/(1.13-0.105)=0.831m/s 查圖得, =0.6故 hl=hl=(hw+how)=0.6(0.0477+0.0123)=0.036m液注液體表面張力的阻力h計(jì)算h=4l/lgd。=420.5910-/(806.019.810.005)=0.00208m氣體通過每層塔板的液注高度hp的計(jì)算hp=hc+hl+h=0.04210.0360.00208=0.0802m液注氣體通過每層塔板的壓降為 pp=hplg=0.08806.019.81=634.13pa0.7kpa(設(shè)計(jì)允許值)2.液面落差對(duì)于篩板塔,液面落差很小,且

17、本例的塔徑和液流量均不大,故可忽略液面落差的影響。3.液沫夾帶 ev=(5.710-6/l)ua/(ht-hf)3.2 hf=2.5hl=2.50.06=0.15ev=(5.710-/20.59) 0.831/(0.40.15)3.2=0.0129kg液/kg氣 u。,min穩(wěn)定系數(shù)為 k=u。/ u。,min=11.71/6.033=1.94(21.941.5)故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。5.液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高h(yuǎn)d應(yīng)服從hd(hthw)苯甲苯物系屬一般物系,取=0.5,則(hthw)=0.5(0.40.0477)=0.2238m而 hd=hp+hl+hd hd=0.153(u

18、。)=0.153(0.08)=0.001液注 hd=0.08020.060.001=0.1502m液注 hd(hthw)故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)液泛現(xiàn)象。(八)塔板負(fù)荷性能圖1.漏液線由 hl=hw+how how=2.84e(lh/lw)/1000得整理得: 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)ls值,依上式計(jì)算出vs值,計(jì)算結(jié)果列于表中l(wèi)s,m/s0.00060.00150.00300.0045vs,m/s0.42380.43590.44920.4622由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1.2.液沫夾帶線以ev=0.1 kg液/kg氣為限,求vsls關(guān)系如下:由 ev=(5.710-6/l)ua/(ht-hf)3.2 u

19、a=vs/(at-af)=vs/(1.13-0.105)=0.9756vs hf=2.5hl=2.5(hw+how) hw=0.0477 how=2.841(3600ls/0.84)1000=0.749ls故 hf=0.12+1.872ls ht-hf=0.28-1.872 ls ev=(5.710-6/20.5910-3)0.9756vs/(0.28 -1.872 ls)3.2=0.1整理得 vs=1.808-12.089 ls在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)ls值,依上式計(jì)算出vs值,計(jì)算結(jié)果列于表中l(wèi)s,m/s0.00060.00150.00300.0045vs,m/s1.7221.651.557

20、1.478由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2.3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰,取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。how=2.84e(3600ls/lw)1000=0,006取e=1,則 ls,min=(0.0061000/2.84)/0.84/3600=0.000716m/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3.4.液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限,=afht/ls=4故 ls,min= afht/4=0.1050.40/4=0.0105m/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4.5.液泛線令 hd=(ht+hw)由 hd=hp+hl+h

21、d;hc+hl+h;hl=hl;hl=hw+how聯(lián)立得 ht+(-1)hw=(+1)how+hc+hd+h整理得avs=bclsdls式中 a=(0.051v/l )/(a。c。)=0.057 b= +(-1)hw=0.1475 c=0.153/(lwh。)=222.8 d=2.8410-e(1+)(3600/lw)=1.2故 vs=2.593908.77 ls21.05 ls在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)ls值,依上式計(jì)算出vs值,計(jì)算結(jié)果列于表中l(wèi)s,m/s0.00060.00150.00300.0045vs,m/s1.5621.5181.4661.392由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5.根據(jù)以上各線方程,可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖,如同(2)所示 在負(fù)荷性能圖上,作出操作點(diǎn)a,連接oa,即做出操作線。由圖可看出,該篩板的操作上限為。液沫夾帶控制,操作下限

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