化工課程設(shè)計(jì)精華版

1、 鹽 城 師 范 學(xué) 院化工原理課程設(shè)計(jì)2010 2011 學(xué)年度 化學(xué)化工學(xué)院應(yīng)用化學(xué)專業(yè)班級(jí) 08（2） 學(xué)號(hào) 題目名稱 苯-甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 指導(dǎo)教師 設(shè)計(jì)時(shí)間：2010年12月6日2010年12月19日化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書化學(xué)化工學(xué)院 應(yīng)用化學(xué)專業(yè)班級(jí)姓名學(xué)號(hào) 設(shè)計(jì)題目：年處理35000t苯甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)的目的與意義：化工原理課程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)學(xué)生綜合運(yùn)用化工原理及先修課程的基本知識(shí)進(jìn)行化工工藝設(shè)計(jì)的能力，使學(xué)生掌握化工設(shè)計(jì)的基本程序和方法，得到一次化工設(shè)計(jì)的基本訓(xùn)練，并應(yīng)著重培養(yǎng)學(xué)生以下幾方面的能力。1. 查閱技術(shù)資料，選用公式和搜集數(shù)據(jù)的能力。2.

2、 樹立既考慮技術(shù)上的先進(jìn)性與可靠性，又考慮經(jīng)濟(jì)上的合理性，并注意到操作時(shí)的勞動(dòng)條件和環(huán)境保護(hù)的正確設(shè)計(jì)思路，在這種設(shè)計(jì)思想的指導(dǎo)下去分析和解決工程實(shí)際問題的能力。3. 迅速準(zhǔn)確地進(jìn)行工程計(jì)算（包括電算）的能力。4. 用簡(jiǎn)潔的文字、清晰的圖表示表達(dá)自己設(shè)計(jì)結(jié)果的能力。工藝操作條件：年處理量：35000噸， 料液初溫：35料液濃度：55%（苯質(zhì)量分率）塔頂產(chǎn)品濃度：98%（苯質(zhì)量分率）塔底釜液濃度：2%(以質(zhì)量計(jì))每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)：330天 （一年中有一個(gè)月檢修）精餾塔塔頂壓強(qiáng)：4Kpa （表壓）冷卻水進(jìn)口溫度：30飽和水蒸氣壓力：0.1Mpa（表壓）設(shè)備型式：篩板塔廠址：江蘇鹽城課題設(shè)計(jì)任務(wù)：（

3、1） 完成主題設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)與計(jì)算；（2） 有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選型；（3） 繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程簡(jiǎn)圖和主體設(shè)備的工藝條件圖；（4）編寫設(shè)計(jì)說明書。 指導(dǎo)教師 2010 年 12 月 6 日一 設(shè)計(jì)任務(wù)和條件（1） 年處理含苯55%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的苯-甲苯混合液35000噸。（2） 產(chǎn)品苯含量98%。（3） 殘液中苯含量不高于2%。（4） 操作條件：精餾塔的塔頂壓力 4kpa（表壓）進(jìn)料狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料 料液初溫 35 冷卻水溫度 30 加熱蒸汽壓力 0.1Mpa（5）設(shè)備型式 篩板塔（6）廠址 江蘇鹽城 二設(shè)計(jì)計(jì)算（一）設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯和甲苯混合物。應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。

4、本設(shè)計(jì)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)品冷卻器冷卻后進(jìn)入儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。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）精餾塔的物料衡算1.原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)苯的摩爾質(zhì)量 MA=78kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92kg/kmol xF= =0.59 xD=0.983 xW=0.0242.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF=0.59×78+0.41×92=83.74 MD=0.983&

5、#215;78+0.017×92=78.24MW=0.024×78+0.976×92=91.663.物料衡算原料液處理量 qn，F(xiàn)=52.77kmol/h總物料衡算 52.77=qn，D+qn，W苯物料衡算 52.77×0.59=0.983×qn,D+0.024×qn,W聯(lián)立解得 qn，D=31.14 kmol/h qn，W=21.63 kmol/h(三)塔板數(shù)的確定1.理論板層數(shù)NT的確定苯-甲苯屬理想體系x-y圖(2)求最小回流比及操作回流比。 采用作圖法求最小回流比。在圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)e（0.59，0.59）作垂線ef即為q線

6、，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq=0.775,xq=0.590。 故最小回流比為 Rmin=1.12取操作回流比為 R=1.5Rmin=1.5×1.12=1.68（3）求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 qn,L=Rqn,D=1.68×31.14=52.32kmol/h qn,v=(R+1)qn,D=(1.68+1)×31.14=83.46kmol/h qn,L=qn,L+qn,F=105.09kmol/h qn,v=qn,v=83.46kmol/h(4)操作線方程精餾段操作線方程為 y=x+xD=0.627x+0.367提餾段操作線方程為 y=x-xW=1.259x-0.00

7、62（5） 圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖所示。求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)NT=16，其中NT，精=7，NT，提=8（不包括再沸器），進(jìn)料板位置NF=8。2.實(shí)際板層數(shù)的求取=0.53精餾段實(shí)際板層數(shù) Np，精=7/0.53=13提餾段實(shí)際板層數(shù) Np，提=8/0.53=15總實(shí)際板層數(shù) Np=Np，精+Np，提=28（四）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1.操作壓力塔頂操作壓力 pD=p當(dāng)?shù)?p表=98+4=102kpa每層塔板壓降 p=0.7kpa進(jìn)料板壓力 pF=102+0.7×13=111.1kpa塔底壓力 pW=111.1+0.7×15=121

8、.6kpa精餾段平均壓降 pm=（102+111.1）/2=106.55kpa提餾段平均壓降 pn=（111.1+121.6）/2=116.35kpa2操作溫度 t-x-y圖由圖解理論板，見x-y圖，得x1=0.957，x8=0.556，x16=0.0164代入方程y=1.289x2-42.444x+110.41得 塔頂溫度 tD=81.4 進(jìn)料板溫度 tF=90.6 塔底溫度 tW=109.7 精餾段平均溫度 tm=（81.4+90.6）/2=86 提餾段平均溫度 tn=（90.6+109.7）/2=100.153.平均摩爾質(zhì)量塔頂氣、液混合液平均摩爾質(zhì)量：由xD=y1=0.983，查平衡曲

9、線得x1=0.957 MVDm=0.983×78+0.017×92=78.24 kg/kmol MLDm=0.957×78+0.043×92=78.60 kg/kmol進(jìn)料板氣、液混合液平均摩爾質(zhì)量：由圖解理論板，得yF=0.759,xF=0.556。 MVFm=0.759×78+0.241×92=81.37 kg/kmol MLFm=0.556×78+0.444×92=84.22 kg/kmol精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量： MVm=（78.24+81.37）/2=79.81 kg/kmol MLm=（78.6

10、0+84.22）/2=81.41 kg/kmol塔底氣、液混合液平均摩爾質(zhì)量：x16=0.0164,y16=0.0382 MVDn=0.0382×78+0.9618×92=91.465 kg/kmol MLDn=0.0164×78+0.9836×92=91.77 kg/kmol提餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量： MVn=（81.37+91.465）/2=86.42 kg/kmol MLn=（84.22+91.77）/2=88 kg/kmol4.平均密度（1）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 精餾段Vm=2.92kg/m3 提餾段（2）液相平均密度

11、液相平均密度計(jì)算公式： = 塔頂液相平均密度：由tD=81.4，A=812kg/m3，B=807 kg/m3。 LDm=811.90kg/m3進(jìn)料板液相平均密度：由tF=90.6，A=792kg/m3，B=790 kg/m3。 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 精餾段液相平均密度為 塔底液相平均密度：由tW=109.7，A=755 kg/m3 B=765 kg/m3 LWm= =764.80kg/m3提餾段液相平均密度為 5液相平均表面張力液相平均表面張力計(jì)算公式： 塔頂液相平均表面張力：由tD=81.4，。 (×10-3N/m)進(jìn)料板液相表平均面張力：由tF=90.6，。 塔底液相平均表面張

12、力:由tW=109.7，。 精餾段液相平均表面張力：提餾段液相平均表面張力：6.液相平均粘度液相平均粘度計(jì)算公式： 塔頂液相平均粘度：由tD=81.4，得，計(jì)算得進(jìn)料板液相平均溫度：由tF=90.6，得，計(jì)算得塔底液相平均粘度：由tW=109.7，得，計(jì)算得精餾段液相平均粘度為 提餾段液相平均粘度為 （五）精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1.塔徑的計(jì)算（1）最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速計(jì)算公式： 精餾段的氣液相體積流率為 取板間距HT=0.45m，板上液層高度hL=0.04m，則 HT-hL=0.41m查圖得C20=0.085 取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為 （2）塔徑 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為

13、D=1.2m塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 2.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=（13-1）×0.45=5.4m提餾段有效高度為 Z提=（N提-1）HT=（15-3）×0.45=5.4m在進(jìn)料板處及提餾段各開一個(gè)人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為 Z=（Z精+Z提）+0.8×2=12.4m（六）塔板主要工藝尺寸計(jì)算1.溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.2m，可用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。（1） 堰長(zhǎng)lw 取lw=0.66D=0.792m（2） 溢流堰高度 選用平直堰，堰上液層高度近似取E=1，則m取板上液層高度hL=0.05m，

14、故 (3) 弓形降液管寬度Wd及截面積Af 由查圖得：故 液體在降液管中停留時(shí)間故降液管設(shè)計(jì)合理(4)降液管底隙高度h0 取 故降液管液隙高度設(shè)計(jì)合理2.塔板布置（1）取邊緣層寬度Wc=0.04m，安定區(qū)寬度Ws=0.07m（2）依下式計(jì)算開孔區(qū)面積其中： （3）篩孔數(shù)n和開孔率 取篩孔孔徑d0為5mm，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為3mm，取t/d0=3.0，故孔中心距t=3.0×5.0=15.0mm依下式計(jì)算塔板上的篩孔數(shù)n，即 孔依下式計(jì)算塔板上開孔區(qū)的開孔率，即 每層塔板上的開孔面積A0為 m單板壓降霧沫夾帶量 =0.016kg液/kg氣<0.1 kg液/kg氣 =6.12m/sHd=0.0534+0.05+0.00098=0.104m（八）塔板負(fù)荷性能圖=0.0965+1.95Ls2/3 =0.043Vs2，整理得： 作圖： 附錄1.精餾工藝流程圖 1 苯-甲苯連續(xù)精餾過程板式精餾塔示意圖2苯-甲苯連續(xù)精餾過程板式精餾塔操作物料流程示意圖2. 參考文獻(xiàn)1夏清，陳常貴主編.化工原理(上、下冊(cè)).天津大學(xué)出版社,2005.2申迎華，郝曉剛主編.化工原理課程設(shè)計(jì).化學(xué)工業(yè)出版社，2009.3盧煥章主編.石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè).化學(xué)工業(yè)出版社，2