化工原理課程設計方案苯甲苯

1、 SOUTHWEST PETROLEUM UNIVERSITY 化工原理課程設計 苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計 專業(yè)年級 ：08級化學工程與工藝 姓 名： 孫 可 進料熱狀態(tài)：自選 (3回流比：自選。 (4 單板壓降壓：0.7kPa 四、設計內容及要求 (1設計方案的確定及流程說明 (2塔的工藝計算 (3塔和塔板主要工藝尺寸的設計 塔高、塔徑以及塔板結構尺寸的確定；塔板的流體力學驗算；塔板的負荷性能 圖。 (4編制設計結果概要或設計一覽表 (5輔助設備選型與計算 (6繪制塔設備結構圖：采用繪圖紙徒手繪制 五、時間及地點安排 (1 時間：2018620 2018.7.3(第 18 周第 19周

2、(2地點：明德樓A3181)教室 六、參考書目 1 譚天恩?化工原理 (第二版下冊?北京：化學工業(yè)出版社， 1998 2 何潮洪, 馮霄?化工原理 ?北京：科學出版社， 2001 3 柴誠敬, 劉國維?化工原理課程設計 ?天津：天津科學技術出版社， 1994 4 賈紹義, 柴敬誠?化工原理課程設計 ?天津：天津大學出版社， 2002 三設計計算 1.1 設計方案的選定及基礎數據的搜集 本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓 下操作。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進 料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝 器冷

3、凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送 至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比 的 1.8 倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。 其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂 冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本 次設計中設計把其熱量作為低溫熱源產生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之 一，充分利用了能量。 塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般 為38mm篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質過程常用的塔設 備，它的主要優(yōu)點有： (

4、1 結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的 80左右。 (2 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 1015%。 (3 塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。 (4 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30%左右。 篩板塔的缺點是： (1 塔板安裝的水平度要求較咼，否則氣液接觸不勻。 (2 操作彈性較小 (約 2 3。 (3 小孔篩板容易堵塞。 下圖是板式塔的簡略圖： 進料 Vn-1 冷凝器 Vn 塔頂產品 (或冷凝為謂出液) 冷凝水 回涼蜒 t FT T3 Elm t ty up Z- t tt- 勺u二盤 去匸竺 加熱水蒸汽 再沸器 a L，m 迥7 t冷凝水 塔底產品 或

5、殘液) 板式精謂塔 表1苯和甲苯的物理性質 工程 分子式 分子量M 沸點c) 臨界溫度 tcC) 臨界壓強 PckPa) 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 苯和甲苯的飽和蒸汽壓 溫度回 80.1 85 90 95 100 105 110.6 3 ,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0 kPa 40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 表3常溫下苯一甲苯氣液平衡數據 溫度 80 90 100 110 120 苯，

6、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組分的液相密度（1 :|二附錄圖8 溫度（C 80 90 100 110 120 苯,kg/兇 814 805 791 778 763 甲苯,kg/到 809 801 791 780 768 表6液體粘度卩 80 90 100 110 120 苯 mP .s ) 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯 原料 苯的 液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 摩 爾質量 = 78JUg/W L J 甲苯的摩爾質量 _-_1 底 產 品 平均摩爾質 3 原料處理

7、量 聯(lián)立解得 式中f原料液流量 D塔頂產品量 W-塔底產品量 NT 3 塔板數的確定 求操作線方程 精餾段操作線方程為 提餾段操作線方程為 2）逐板法求理論板 相平衡方程 可解得 =2.47 變形得 用精餾段操作線和相平衡方程進行逐板計算 =0.983 因為， 故精餾段理論板n=5 ,用提留段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計算 因為, 所以提留段理論板n=5不包括塔釜） (3)全塔效率的計算 查溫度組成圖得到，塔頂溫度 TD=80.94C，塔釜溫度TW=10依式 校正物系表面張力為時 可取安全系數為0.7，則 安全系數0.6 0.8）， 故 按標準,塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速0.66m/s。

8、對提餾段： 初選板間距，取板上液層高度亠I 故I;丨 0.0717 查2:圖 3 8 得 G0=0.068 ;依式 .曲 |=0.069 校正物系表面張力為丄 時 軟45替 按標準,塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速1.56m/s。 將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據塔徑的選擇規(guī) 定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設計塔的時候塔徑取 2.0m。 1.5塔板主要工藝尺寸的計算 第I條溢流裝置計算 精餾段 因塔徑D= 2.0m,可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項 計算如下： a溢流堰長 ：單溢流去Iw=0.60.8 ） D,取堰長 為 0.60D=0.6

9、0 X 2.0=1.20m b出口堰高卜： I 丨 故| c降液管的寬度與降液管的面積F.： 由 一 =1查2 : I 圖 313）得 利用（2:丨式310計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積, 大于5s，符合要求） d降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速I 0.07- 0.25） 依（2: 回式 3 11 :符合 e受液盤 采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為60mm 同理可以算出提溜段相關數據如下： a溢流堰長 ：單 溢流去1用0.60.8 ) D,取堰長 為0.66D=0.8 X 1.6=1.056m b出口堰高： 查知E=1.04,依式 可得 c降液管的寬度與降液管的面積F

10、.： 查圖得, 故 計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積, 即=15.16大于5s，符合要求) d降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速0.1m/s0.07-0.25) 0.036m)符合 (2塔板布置 精 塔 因D 800mm故塔板采用分塊式。塔極分為 4塊。對精餾段: a）取邊緣區(qū)寬度 安定區(qū)寬度 b 計算開空區(qū)面積 解得, c篩孔數 與開孔率：取篩空的孔徑為丄，正三角形排列，一般碳的板 厚為I,取3.5 , 故孔中心距5X 5=17.5mm 篩孔數 則每層板上的開孔面積.為 氣體通過篩孔的氣速為 1.6篩板的流體力學驗算 塔板的流體力學計算，目的在于驗算預選的塔板參數是否能維持

11、塔的正常 操作，以便決定對有關塔板參數進行必要的調整，最后還要作出塔板負荷性能 圖。 (1氣體通過篩板壓強相當的液柱高度計算 精餾段： ，查干篩孔的流量系 (5)干板壓降相當的液柱高度 丄：依 II 數圖得，C0=0.84由式 b氣體穿過板上液層壓降相當的液柱高度lz : 、， =F關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數 =0.66，依式 c克服液體表面張力壓降相當的液柱高度： 依式 故 則單板壓強: (2)液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液 面落差的影響。 (3霧沫夾帶 故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶 (4 漏液 由式 篩板的穩(wěn)定性系數 ，故在設計負荷下不會產

12、生過 量漏液。 5液泛 為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度 依式廠 取，貝U 故1在設計負荷下不會發(fā)生液泛 根據以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是 適合的。 同精餾段公式計算，提溜段各參數計算如下: （1氣體通過篩板壓強相當的液柱高度計算 a）干板壓降相當的液柱高度： b氣體穿過板上液層壓降相當的液柱高度: 由 與 關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數 =0.65，依式 c克服液體表面張力壓降相當的液柱高度: 則單板壓降： 2）液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且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 L 故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧

13、沫夾帶 (4漏液 丨T 查得： ，故在設計負荷下不會產生過 篩板的穩(wěn)定性系數 量漏液。 (5液泛 為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度一亠I 依式， 而 _I 取十，則 故-丨在設計負荷下不會發(fā)生液泛。 根據以上塔板的各項液體力學驗算，可認為提餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合 的。 1.7塔板負荷性能圖 精餾段： (1霧沫夾帶線 霧沫夾帶 ,前面求得 代入 在操作范圍內，任 s /(m 3/s 0.003 0.004 0.005 0.006 Vs /(m 3/s 4.506 4.378 4.261 4.151 ,整理得: 取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-19。表8 由

14、上表數據即可作出霧沫夾帶線 (2液泛線 由 E=1.04,l v=1.2 得： 已算出 代入 ,整理得: 3-20。 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表 表10 Ls /(m 3/s 0.003 0.004 0.005 0.006 3 Vs /(m /s 4.067 3.984 3.902 3.821 由上表數據即可作出液泛線 2。 (3液相負荷上限線 以9 = 4s作為液體在降液管中停留時間的下限, 據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線0.0163m3/s ) (4漏液線 代入 得: 整理得: 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列

15、于表3-21 表11 Ls /(m 3/s 0.003 0.004 0.005 0.006 3 Vs /(m /s 1.192 1.211 1.229 1.245 由上表數據即可作出液泛線 4。 (5液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度 hO辟0.006m作為最小液體負荷標準。E=1.04 據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線5 根據以上各線方程，可作出篩板塔的負 荷性能圖，如圖所示 圖1精餾段篩板負荷性能圖 Ls(ms/s) 在負荷性能圖上，作出操作點P,連接0P即作出操作線。由圖可看出，該篩 板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。 同精餾段，得出提餾段的各曲線為： (1)霧

16、沫夾帶線 整理得： (2) 液泛線 已知E=1.06 lw=1.2，同理精餾段得: 由此可作出精餾段液泛線2。(3漏液線 整理得: 據此可作出漏液線3。 (4液相負荷上限線 以9 = 5s作為液體在降液管中停留時間的下限, 據此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線0.013 (5液相負荷下限線 以how= 5s作為液體在降液管中停留時間的下限， 由此可作出液相負荷下限線 5。 根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。 四設計結果一覽表 工程 符號 單位 計算數據 精餾段 提留段 各段平均壓強 Pm kPa 108.8 115.8 各段平均溫度 tm C 83.24 95.27

17、 平均流量 氣相 VS m/s 2.08 2.02 液相 Ls m/s 0.0043 0.0092 實際塔板數 N 塊 10 10 板間距 HT m 0.40 0.40 塔的有效高度 Z m 3.6 3.6 塔徑 D m 2 2 空塔氣速 u m/s 0.66 0.643 塔板液流形式 單流型 單流型 溢流管型式 弓形 弓形 堰長 l w m 1.2 1.2 堰咼 hw m 0.044 0.044 溢流堰寬度 W m 0.2 0.2 管底與受業(yè)盤 距離 ho m 0.036 0.0767 板上清液層咼度 hL m 0.06 0.06 孔徑 do mm 5.0 5.0 孔間距 t mm 17.5

18、 17.5 孔數 n 個 9660 9660 開孔面積 2 m 0.185 0.185 篩孔氣速 Uo m/s 11.26 10.92 塔板壓降 hp kPa 0.591 0.591 液體在降液管中停留時間 T s 7.09 7.09 降液管內清液層高度 Hd m 0.121 0.121 霧沫夾帶 eV kg液/kg氣 0.00732 0.00657 負荷上限 霧沫夾帶控制 霧沫夾帶控 制 負荷下限 漏液控制 漏液控制 氣相取大負何 Vs max m*/s 3.6 氣相最小負荷 Vs min m*/s 1.2 操作彈性 3.1 五板式塔得結構與附屬設備 5.1附件的計算 5.1.1接管 T形進

19、料管。本設計 (1進料管 進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、 采用直管進料管。F=149Kg/h ,=807.9Kg/ 則體積流量 管內流速 則管徑 取進料管規(guī)格 95X2.5則管內徑d=90mm 進料管實際流速 (2回流管 采用直管回流管，回流管的回流量 塔頂液相平均摩爾質量 ,平均密度 則液體流量 取管內流速 則回流管直徑 可取回流管規(guī)格65X 2.5 則管內直徑d=60mm 回流管內實際流速 (3塔頂蒸汽接管 則整齊體積流量 取管內蒸汽流速 可取回流管規(guī)格430X 12則實際管徑d=416mm 塔頂蒸汽接管實際流速 (4釜液排出管 塔底w=30kmol/h平均密度 平均摩爾

20、質量 體積流量： 取管內流速 則 可取回流管規(guī)格54X 2.5則實際管徑d=49mm 塔頂蒸汽接管實際流速 (5塔頂產品出口管徑 D=119koml/h 相平均摩爾質量 溜出產品密度 則塔頂液體體積流量： 取管內蒸汽流速 則 可取回流管規(guī)格58X 2.5則實際管徑d=53mm 塔頂蒸汽接管實際流速 5.1.2冷凝器 塔頂溫度tD=80.94C 冷凝水ti=20C t2=30C 由tw=105.0C 查液體比汽化熱共線圖得 由tD=80.49C 查液體比汽化熱共線圖得 3 又氣體流量 V=2.134m/s 塔頂被冷凝量 冷凝的熱量一_1 取傳熱系數K=600W/nk， 則傳熱面積 冷凝水流量1

21、5.1.3再沸器 塔底溫度tw=105.0C用to=135C的蒸汽，釜液出口溫度ti=112C 又氣體流量Vh=2.374m3/h密度 取傳熱系數K=600W/nk, 則傳熱面積 加熱蒸汽的質量流量 5.2板式塔結構 板式塔內部裝有塔板、降液管、各物流的進出口管及人孔 手孔）、基座、除 沫器等附屬裝置。除一般塔板按設計板間距安裝外，其他處根據需要決定其間 距。 （1）塔頂空間 塔頂空間指塔內最上層塔板與塔頂的間距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉 降，此段遠高于板間距 甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間取 1 = 1 （2）塔底空間 塔底空間指塔內最下層塔底間距。其值由如下兩個因素決定。 塔底駐液空間

22、依貯存液量停留 35min或更長時間 易結焦物料可縮短停留時 間）而定。塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間距，大塔可大于此 值。本塔取 （3）人孔 一般每隔68層塔板設一人孔。設人孔處的板間距等于或大于600mm，人孔 直徑一般為450500mm,其伸出塔體得筒體長為200250mm,人孔中心距操 作平臺約8001200mm。本塔設計每7塊板設一個人孔，共兩個，即 （4）塔咼 故全塔高為11.3m,另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置, 所 以 裙 板 取 了 較 小 的 1.5m 六參考書目 1 張新戰(zhàn)，化工單元過程及操作 ?北京：化學工業(yè)出版社， 1998 2 何潮洪, 馮

23、霄?化工原理 ?北京：科學出版社， 2001 3 柴誠敬, 劉國維?化工原理課程設計 ?天津：天津科學技術出版社， 1994 4 賈紹義, 柴敬誠?化工原理課程設計 ?天津：天津大學出版社， 2002 5 陳均志，李雷 ?化工原理實驗及課程設計 ?北京：化學工業(yè)出版社， 2008 6 馬江權，冷一欣 ?化工原理課程設計 ?北京：中國石化出版社， 2009 七設計心得體會 本次課程設計通過給定的生產操作工藝條件自行設計一套苯甲苯物系的分離 的塔板式連續(xù)精餾塔設備。通過近兩周的團隊努力，反經過復雜的計算和優(yōu)化， 我們三人組終于設計出一套較為完善的塔板式連續(xù)精餾塔設備。其各項操作性能 指標均能符合工

24、藝生產技術要求，而且操作彈性大，生產能力強，達到了預期的 目的。 通過這次課程設計我經歷并學到了很多知識，熟悉了大量課程內容，懂得了許 多做事方法，可謂是我從中受益匪淺，我想這也許就是這門課程的最初本意。從 接到課題并完成分組的那一刻起我們就立志要盡最大努力把它做全做好。首先， 我們去圖書館借閱了大量有關書籍，并從設計書上了解熟悉了設計的流程和方 法。通過查閱資料我們從對設計一無所知變得初曉門路，而進一步的學習和討論 使我們使我們具備了完成設計的知識和方法，這使我們對設計有了極大的信心， 我們確定了設計方案和具體流程及設計時間表，然后就進入了正是的設計工作當 中。 萬事開頭難，出了最小回流我們從最簡單的物料衡算開始，把設計題目中的操 作條件轉化為化工原理課程物料衡算相關的變量最終把物料衡算正確的計算出 來。然后是回流比的確定，我們應用分離工程中的計算式出了最小回流比，然后 通過分析確定了放大倍數求出了實際回流比。同樣理論塔板數的計算也是通過復 雜但有序的計算得出。 接下來塔的工藝尺寸計算，篩板流體力學驗算，塔板負荷性能圖計算等