《2022年化工原理课程设计方案苯甲苯的分离.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《2022年化工原理课程设计方案苯甲苯的分离.docx（36页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。
1、精品学习资源化工原理课程设计板式精馏塔的设计姓名单素民班级1114071学号111407102指导老师刘丽华河南城建学院欢迎下载精品学习资源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）所学学问，完成一个单元设备设计为主的一次 性实践教案，是理论联系实际的桥梁，在整个教案中起着培育同学才能的重 要作用；通过课程设计，要求更加熟识工程设计的基本内容，把握化工单元 操作设计的主要程序及方法，锤炼和提高同学综合运用理论学问和技能的能 力，问题分析才能，摸索问题才能，运算才能等；精馏是分别液体混合物 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
2、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别，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别；依据生产上的不同要求，精馏 操作可以是连续的或间歇的，有些特别的物系仍可采纳衡沸精馏或萃取精馏 等特别方法进行分别；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别易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采纳连续操作方式，需设计一板式塔将其分别；欢迎下载精品学习资源目录一、化工原理课程设计任书3二、设计运算 31. 设计方案的确定 32. 精馏塔的物料衡算 33. 塔
3、板数的确定 44. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的运算85. 精馏塔的塔体工艺尺寸运算 106. 塔板主要工艺尺寸的运算 117. 筛板的流体力学验算 138. 塔板负荷性能图 159. 接管尺寸确定 30二、个人总结 32欢迎下载精品学习资源三、 参考书目 33一）化工原理课程设计任务书板式精馏塔设计任务书一、设计题目：设计分别苯甲苯连续精馏筛板塔二、设计任务及操作条件1、 设计任务：物料处理量：7万吨年进料组成 ：37 苯，苯- 甲苯常温混合溶液质量分率，下同）分别要求：塔顶产品组成苯 95 塔底产品组成苯 6%2、 操作条件平均操作压力 ： 101.3 kPa平均操作温度： 94 回流
4、比：自选 单板压降：=0.9 kPa工时：年开工时数 7200 小时化工原理课程设计三、设计方法和步骤：1、设计方案简介依据设计任务书所供应的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定相宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程；对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述；2、主要设备工艺尺寸设计运算1 ）收集基础数据2 ）工艺流程的挑选3 ）做全塔的物料衡算4 ）确定操作条件5 ）确定回流比欢迎下载精品学习资源6 ）理论板数与实际板数7 ）确定冷凝器与再沸器的热负荷8 ）初估冷凝器与再沸器的传热面积9 ）塔径运算及板间距确定10 ）堰及降液管的设计11 ）塔板布置及筛板塔的主要结构参数12
5、 ）塔的水力学运算13 ）塔板的负荷性能图14）塔盘结构15）塔高16）精馏塔接管尺寸运算3、典型帮助设备选型与运算 略）包括典型帮助设备 换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸运算和设备型号规格的选定；4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图6、设计评述四、参考资料化工原理课程设计天津高校化工原理教研室，柴诚敬刘国维 李阿娜 编；化工原理 结构比浮阀塔更简洁，易于加工，造价约为泡罩塔的 60，为浮阀塔的80左右； 处理才能大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015； 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右； 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右；筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否就气
6、液接触不匀； 操作弹性较小 约 23； 小孔筛板简洁堵塞；下图是板式塔的简略图欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源苯 AC6H678.1180.1t C）288.5PCkPa）6833.4甲苯 BC6H5 CH392.13110.6318.574107.7表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2， kPa40.046.054.063.374.386.0表 3常温下苯甲苯气液平稳数据0.4560.2620温度8090100110120苯， mN/m21.22018.817.516.2表 1苯和
7、甲苯的物理性质工程分子式分子量 M沸点 温度 8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809表6801液体粘度791 8090100110120苯mP .s ）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯 原 料 液 及 塔 顶 、 塔 底 产 品 的 摩 尔 分 率苯的摩尔质量欢迎下载精品学习资源甲苯的摩尔质量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121.54=DW苯物料 衡算121.54 0.409 0.957D 0.070W联立解得D42.99kmolh W=69.55
8、kmolh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 用 图 解 法 求 理 论 板 层 数 ；由手册查得苯一甲苯物系的气液平稳数据，绘出x y 图，见下图欢迎下载精品学习资源 求 最 小 回 流 比 及 操 作 回 流 比 ；采纳作图法求最小回流比；在上图中对角线上，自点 e ， 该 线 与 平 衡 线 的 交 点 坐 标 为0.567,0.346故最小回流比为取操作回流比为求精馏塔的气、液相负荷泡点进料： q=1求操作线方程精馏段操作线方程为欢迎下载精品学习资源提馏段操作线方程为2）逐板法求理论板又
9、依据可解得=2.475相平稳方程= 0.957=0.9010.696由于精馏段理论板 n=5欢迎下载精品学习资源所以提留段理论板n=4全塔效率的运算 查表得各组分黏度=0.269，=0.277）捷算法求理论板数由公式代入 Y=0.488由欢迎下载精品学习资源精馏段实际板层数5/0.52=9.610,提馏段实际板层数4/0.52=7.69 8 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运算1）操作压力运算塔顶操作压力 93.2 kPa塔底操作压力=109.4kPa每层塔板压降P0.9 kPa进料板压力 93.2 0.9 10 102.2kPa精馏段平均压力 P m 93.2 10
10、2.2 ） 297.7 kPa提馏段平均压力 P m =109.4+102.2 ）/2 =105.8 kPa2）操作温度运算依据操作压力，由泡点方程通过试差法运算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程运算，运算过程略；运算结果如下： 塔顶温度82.7 进料板温度94.2 塔底温度=105.1 精馏段平均温度= 82.7 94.2 ）/2 = 88.5提馏段平均温度=94.2+105.1） /2 =99.73）平均摩尔质量运算塔顶平均摩尔质量运算欢迎下载精品学习资源由 xD=y1=0.957, 代入相平稳方程得x1=0.901进料板平均摩尔质量运算由上面理论板的算法，得 0.622 ，
11、0.399塔底平均摩尔质量运算由 xw=0.070, 由相平稳方程，得 yw=0.157精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量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tD82.7，查手册得A=20.94mN/mB=21.39mN/m LDm=0.95720.94+1-0.95721.39=20.98mN/m进料板液相平均表面张力的计算由t F94.2，查手册得A=19.36mN/mB=20.21mN/m LFm=0.409 19.36+0.591 20.21=19.86 mN/m塔底液相平均表面张力的计算由tD105.1，查手册得A=19.10mN/mB=1
12、9.48mN/m Lwm=0.0719.10+1-0.0719.48=19.45mN/m均表面张力为均表面张力为）/2=19.85mN/m精馏段液相平 Lm=20.98+19.86） /2=20.42 mN/m提馏段液相平Lm=液体平均液lg相平 均粘Lm=度依 下塔由顶液相平均粘tD82.7，A=0.300mPaslg解LDm=0.957出lg0.300+LDm=0.300进料板液相平均由tF94.2，粘 度 计 算式 计 算 ， 即xi lg i度 的 计 算查 手 册 得B=0.304 mPa s 1-0.95 lg0.304mPa s粘度的计算查手册得欢迎下载精品学习资源A=0.269
13、mPasB=0.277mPaslgLFm=0.409lg0.269+1-0.409lg0.277解出LFm=0.274 mPas塔底液相平均粘度的计算由tw105.1，查手册得A=0.244mPasB=0.213mPaslgLwm=0.07lg0.244+1-0.07lg0.213解出Lwm=0.215 mPas精馏段液相平均粘度为 Lm=0.300+0.27/2=0.287 mPa s提馏段液相平均粘度为Lm=0.300+0.215/2=0.258 mPa s 塔径的运算塔板间距 HT 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分别效率、塔的操作弹性， 以及塔的安装、检修等都有关；可参照下表所
14、示体会关系选取；表 7板间距与塔径关系塔径 DT， m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0欢迎下载精品学习资源板间距 HT，mm对精馏段：200 300250 350300 450350 600400600欢迎下载精品学习资源初选板间距，取板上液层高度，故；查教材 P131 图得 C20=0.071 ；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8 ，就 安全系数 0.6 0.8 ），故按标准 , 塔径圆整为 1.6m, 就空塔气速 0.820m/s ；对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查2 ：图 38 得 C20=0.106 ；依式校正物系表面张力为时
15、可取安全系数为0.8 ，就 溢流装置计算因塔径 D1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采纳平行受液盘；对精馏段各项计算如下：a溢流堰长：单溢流去 l W=出口堰高：由，查2 ：图 3 11，知 E=1.042, 依式可得故c降液管的宽度与降液管的面积：由查运算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速：符合受液盘欢迎下载精品学习资源采纳平行形受液盘，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 l W=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 ：由查运算液体在降液管中停留时间以检验
16、降液管面积，即降液管底隙高度 ：取液体通过降液管底隙的流速：符合 塔板布置精 馏 段 塔 板 的 分 块因 D800mm，故塔板采纳分块式；查表 3-7 得，塔极分为 4 块；对精馏段：a 取边缘区宽度Wc =0.05m30 50mm,安定区宽度， 依 2 ： 式 3 18：运算开空区面积，欢迎下载精品学习资源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，故孔中心距筛孔数个，就 取边缘区宽度Wc =0.05m30 50mm,安定区宽度， 依 2：式 3 18：运算开空区面积，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，故孔中心距筛孔数个，就 气体通
17、过筛板压强相当的液柱高度运算精馏段：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，故就单板压强：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，故可忽视液面落差的影响；3 雾沫夹带欢迎下载精品学习资源故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带；4 漏液由式筛板的稳固性系数，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+0.00
18、1=0.11m取，就故在设计负荷下不会发生液泛；依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 ，依式欢迎下载精品学习资源c克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式，故就单板压强：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，故可忽视液面落差的影响；3 液沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带；4 漏液由式筛板的稳固性系数，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
19、使降液管中清液层高度依式， 而H =0.098m取，就故在设计负荷下不会发生液泛；依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；8 塔板负荷性能图欢迎下载精品学习资源精馏段：1 漏液线由，得在操作范畴内，任取几个Ls 值，依上式运算出 Vs值，运算结果列于表 3-19 ；表 3-193s /m/s0.0010.0020.030.004Vs /m 3/s0.690.720.740.76L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，整理得在操作范畴内，任取几个 Ls 值，依上式运算出 Vs 值，
20、运算结果列于表 3-20 ；表 3-20欢迎下载精品学习资源3s /m/s0.0010.0020.0030.004Vs /m 3/s13.1111.849.458.88L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hOW0.006m 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视 h，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
21、代入整理，得在操作范畴内，任取几个 Ls 值，依上式运算出 Vs 值，运算结果列于表 3-22 ；表 3-22Ls /m 3/s0.0010.0020.030.004欢迎下载精品学习资源Vs /m 3/s3.263.183.113.04由上表数据即可作出液泛线 5；依据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下列图；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掌握，下限为漏液掌握；由上图查得Vs,max=1.064 m 3/sVs,min=0.324 m 3/s故操作弹性为Vs,max /Vs,min=3.381
22、所设计筛板的主要结果汇总于表3-23 ；提馏段1 漏液线由，得在操作范畴内，任取几个Ls 值，依上式运算出Vs 值，运算结果列于表 3-19 ；表 3-193s /m/s0.0010.0020.0030.004Vs /m 3/s0.360.380.390.40L欢迎下载精品学习资源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：由在操作范畴内，任取几个 Ls 值，依上式运算出 Vs 值，运算结果列于表 3-20 ；表 3-203s /m/s0.0010.0020.0030.004Vs /m 3/s1.771 661.571.49L由上表
23、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hOW0.006m 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视 h，将 hOW与 Ls， hd 与 Ls， hc 与 Vs 的关系式代人上式，并整理得欢迎下载精品学习资源将有关的数据代入整理，得在操作范畴内，任取几个 Ls 值，依上式运算出 Vs 值，运算结果列于表 3-22 ；表 3-22Ls /m 3/s0.0010.0020.0030.
24、0043Vs /m/s5.935.675.435.13由上表数据即可作出液泛线 5；依据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下列图；所设计筛板的主要结果汇总于表；设计结果一览表欢迎下载精品学习资源工程符号单位运算数据精馏段提留段欢迎下载精品学习资源各段平均压强PmkPa97.7109.4各段平均温度t m88.599.73气相VSm/s1.6061.37欢迎下载精品学习资源3平均流量液相LSm/s0.00370.0075欢迎下载精品学习资源实际塔板数N块108板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.03.2塔径Dm1.61.6空塔气速um/s0.8200.651塔板液流形式单流型
25、单流型溢流管型式弓形弓形堰长l wm1.0561.056堰高hwm0.0430.034溢流堰宽度Wdm0.1240.243管底与受业盘距离hom0.03550.0292欢迎下载精品学习资源板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.015.0孔数n个75515729开孔面积2m1.4671.113筛孔气速uom/s10.8512.19塔板压降hPkPa0.5930.421液体在降液管中停留时间s10.4514.94降液管内清液层高度Hdm0.2460.124雾沫夹带eVkg 液/kg气0.00057480.0074欢迎下载精品学习资源负荷上限雾沫夹带掌握雾沫夹带掌握欢迎下载精品学习资源负荷下限漏液掌握漏液掌握3气相最大负荷VS maxm/s3气相最小负荷VS minm/s操作弹性9. 各接管尺寸的确定1 进料管进料体积流量取相宜的输送速度，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：欢迎下载精品学习资源取相宜的输送速度，就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