苯甲苯二元系物精馏设计化工原理课程设计-学位论文.doc
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1、吉林化工学院化工原理课程设计吉林化工学院化 工 原 理 课 程 设 计题目 苯-甲苯二元物系筛板精馏塔设计目 录课程设计任务计划书-(3)摘要-(4)第一章 绪论-(5)第二章 流程的设计及说明-(6)第三章 精馏塔的设计计算-(7)3.1 精馏塔物料衡算-(7)3.1.1 原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量-(7)3.1.2 温度计算-(8)3.1.3 相对挥发度的求取-(8)3.1.4 黏度的求取-(9)3.2 塔板数的确定-(9)3.2.1 理论塔层数NT的求取-(9)3.2.2 实际塔层数的求取-(11)第四章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算-(12)4.1 操作压强P的计算-(1
2、2)4.2 操作温度-(12)4.3 物性数据计算-(12)4.3.1 平均摩尔质量计算-(12)4.3.2 平均密度的计算-(13)4.3.3 液体平均表面张力计算-(14)4.4 精馏塔体工艺尺寸的计算-(14)4.4.1 塔径的计算-(14)4.5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算-(16)4.5.1 精馏段有效高度的计算-(16)4.5.2 溢流装置计算-(16)4.5.3 塔板布置-(17)4.6 筛板的流体力学验算-(18)4.6.1 塔板的压降-(18)4.6.2 泡沫夹带量计算-(18)4.6.3 漏液计算-(19)4.6.4 液泛计算-(19)4.7 塔板负荷性能图-(19)4
3、.7.1 漏液线-(19)4.7.2 液沫夹带线-(20)4.7.3 液相负荷下限线-(21)4.7.4 液相负荷上限线-(21)4.7.5 液泛线-(21)4.8 板式塔的结构-(22)4.8.1 塔体的结构-(23)4.8.2 塔板结构-(23)第五章 热量衡算-(24)5.1 热量衡算-(24)5.1.1 塔顶热量-(24)5.1.2 塔底热量-(24)第六章 附属设备设计-(26)6.1 接管尺寸与结构-(26)6.1.1 进料管-(26)6.1.2 塔釜出料管-(26)6.1.3 进气管-(27)6.2 再沸器-(27)6.3 冷凝器-(28)计算结果总汇-(29)致 谢-(30)参
4、考文献-(31)主要符号说明-(32)主要符号说明-(33)附录-(35) 课程设计任务书设计题目:苯-甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计设计条件:常压 (绝压) 处理量:185kmol/h 进料组成0.45 馏出液组成0.98 釜液组成0.03 (以上均为摩尔分率) 加料热状况 q=0.96 塔顶全凝器 泡点回流 回流比 单板压降 0.7kPa设计任务:1 精馏塔的工艺设计,包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的 设计计算。2 绘制带控制点的工艺流程图、精馏塔设备条件图,撰写精 馏塔的设计说明书。摘 要根据化工原理课程设计任务书的要求对苯-甲苯二元精馏塔的主要工艺流程进行设计,并画出了精馏塔的工艺流程
5、图和设备条件图,此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等,是较完整的精馏设计过程。本设计首先确定设计方案, 再进行主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算,辅助设备的选型,工艺流程图,主要设备的工艺条件图等内容,然后通过筛板的流体力学验算检验本设计的合理性。本次设计选取回流比R为2Rmin, Drickamer 和bradford的精馏塔全塔效率关联图得到全塔效率ET为53.8%,设定每块板压降P为0.7KPa,板间距HT=0.4m, 确定了塔的主要工艺尺寸。通过本次设计使自己掌握化工设计的基本程序和方法,并且知道化工设
6、计的格式,在设计过程中掌握了图表表达设计,论文排版,电脑制图等能力。 关键词:苯甲苯、筛板精馏、物料衡算、热量衡算、流体力学验算,实际板数,塔高。第一章 绪论精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作,在化工,炼油,石油化工等工业得到广泛应用。它通过气,液两相多次直接接触和分离,利用各组分挥发度的不同,使挥发组分由液相向气相传递,难挥发组分由气相向液相传递,是汽液相之间的传质传热的过程。根据生产上的不同要求,精馏操作可以是连续或间歇的;有些特殊的物系,还可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。精馏过程其核心为精馏塔,板式塔类型:气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式
7、塔,也可采用填料塔,板式塔为逐级接触型气液传质设备,其种类繁多,根据塔板上气液接触元件的不同,可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年),其后,特别是在本世纪五十年代以后,随着石油、化学工业生产的迅速发展,相继出现了大批新型塔板,如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看,主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔,而前两者使用尤为广泛。精馏操作既可采用板式塔,也可采用填料塔,板式塔为逐级接触型气液传质设备,其种类繁多,根
8、据塔板上气液接触元件的不同,可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。目前从国内外实际使用情况看,主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。本设计采用筛板精馏塔,进行苯-甲苯二元物系的分离,精馏塔,原料预热器,蒸馏釜,再沸器及泵等附属设备。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备,它的主要优点有: 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。 处理能力大,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,否则气液接触不匀。 操作弹性较小(约23)。 小孔筛板容易
9、堵塞。第二章 流程的设计及说明一 加料方式 加料分两种方式,泵的加料和高位槽加料。高位槽加料时通过控制液位高度,可以得到稳定流量,但要求搭建塔台,增加基础建设费用;泵加料属于强制进料方式,泵加料易受温度影响,流量不稳定。本实验加料用泵加料,泵和自动调节装置配合控制进料。 二 进料状态 进料方式一般有冷液进料、泡点进料、气液混合进料、露点进料、加热蒸汽进料等。由于泡点进料时塔的制造比较方便,而其他进料方式对设备的要求高,设计起来难度相对大,所以采用泡点进料。三 冷凝方式 选全凝器,塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高,无需再次冷凝,且本次分离苯和甲苯,制造设备较为简单,为节省资金,
10、选全凝器。四 回流方式 本设计采用泵泡点回流 。五 加热方式 采用间接加热,因为对同一种进料组成,热状况及回流比得到相同的镏出液组成及回收率时,间接加热所需理论板数比直接加热要少一些,本次分离苯和甲苯混合液,所以采用间接加热。六 加热器 选用管壳式换热器。只用在工艺物料的特性或工艺条件特殊时才考虑其他型式。第三章 精馏塔的设计计算本设计任务为分离苯甲苯二元物系。对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。设计中采用过泡点进料,将原料通过预热器加热至泡点温度后送入精馏塔内。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,其余部分经铲平冷却后送至储罐。该物系属易分离物系,最小回流比较小,
11、故操作回流比取最小回流比的2倍。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算,热量衡算,工艺计算,结构设计和校核。l 3.1 精馏塔物料衡算 有设计要求数据:加料量苯的摩尔质量=78.11 Kg/Kmol甲苯的摩尔质量=92.14 Kg/Kmol进料组成摩尔分数:=0.45馏出液组成摩尔分数:=0.98釜液组成摩尔分数:=0.03l 3.1.1 原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量进料组成摩尔分数: 馏出液组成摩尔分数:釜液组成摩尔分数:平均摩尔质量:原料的处理量:总物料衡算: 即 易挥发组分的物料衡算: 即 由上述二式解得: l 3.1.2 温度计算1温度的计算 由苯甲苯的气液
12、平衡关系表可知:(101.3Kpa)温度t/苯的摩尔分数温度t/苯的摩尔分数液相x/气相y/液相x/气相y/110.6 0.0 0.0 89.4 59.2 78.9 106.1 8.8 21.2 86.8 70.0 85.3 102.2 20.0 37.0 84.4 80.3 91.4 98.6 30.0 50.0 82.3 90.3 95.7 95.2 39.7 61.8 81.2 95.0 97.9 92.1 48.9 71.0 80.2 100.0 100.0 利用表中数据用插值法可求的tF,tD,tW。: 得: 得: 得精馏段平均温度:提溜段平均温度:l 3.1.3 相对挥发度的求取由
13、=0.45 =0.6711 0.98 y D=0.9886 0.03 yW=0.0377 精馏段相对挥发度:提馏段相对挥发度:l 3.1.4 黏度的求取由时查书“液体黏度共线图”可得 当时, 当=99.20时 , 当时, 根据液相平均黏度公式塔顶液相平均黏度计算当时 进料板液相平均黏度的计算当=99.20时塔底液相平均黏度的计算当时则液相平均黏度为l 3.2 塔板数的确定l 3.2.1 理论塔层数NT的求取(1)相对挥发度的计算根据化学工程手册109页Antoine方程常数(有机物值)得化合物ABC温度范围苯6.079541344.8219.4826137甲苯6.030551211.03322
14、0.790-16104由表可知t的共用区间为6t104又因为甲苯的正常沸点为110.6,苯的沸点为80.1所以80.1t104.0。 因此取10个温度点:81、82、85、87、89、90、92、93、95、100由于纯组分的饱和蒸气压与温度的关系通常可表示成如下的经验式当t=81时,将A、B、C分别代得:苯甲苯:则=104.1598 =40.1850=107.3915 =41.5824 =117.5466 =46.0108 =124.7240 =49.1700 =132.2361 =52.4965 =136.1225 =54.2251 =144.1584 =57.8256 =148.3 =5
15、9.6953 =156.8989 =63.5770 =180.0495 =74.1720因为苯-甲苯属于理想物系所以乌拉尔定律代入=/ 则 =104.1598/46.0108=2.0625同理 2=2.5826 3=2.5548 4=2.5366 5=2.5190 6=2.5103 7=2.4930 8=2.4845 9=2.4679 10=2.4275则 本设计为泡点进料 q=0.96 所以,本设计回流比选取:=2.82精馏段操作线方程: 提馏段操作线方程: 相平衡方程:xn=由逐板法可以求:由 第一块塔板上升气相组成为 从第一块塔板下降的液体组成 =/2.51-1.51=0.98/2.51
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