化工原理課程設計苯—甲苯精餾塔的設計畢業(yè)畢業(yè)設計

1、化工原理課程設計題目：苯甲苯精餾塔的設計專業(yè)： ： 指導教師：xxxxx學院xx年xx月目錄 前言-3 任務書-4 一.理論依據-4 二.工藝計算過程 1設計方案的確定-7 2精餾塔的物料衡-7 3.塔板數的確定-8 4. 精餾塔的工藝條件與有關物性數據的計算-8 5.精餾段氣液負荷計算-10 6、塔和塔的主要工藝尺寸計算-11 7.篩板的流體力學驗算-15 8. 塔板負荷性能圖-179. 精餾塔的附屬設備與接管尺寸-21三.參考文獻-21前言化工原理課程設計是高等學校的一門專業(yè)必修課,通過本課程學習,有利于培養(yǎng)學生的獨立工作、獨立思考和運用所學知識解決實際工程技術問題的能力,是提高學生綜合素

2、質,使大學生向工程師轉化的一個重要的教學環(huán)節(jié)。蒸餾單元操作自古以來就在工業(yè)生產中用于分離液體混合物。它是利用液體混合物中各組分的揮發(fā)度不同進行組份分離的，多用于分離各種有機混合液，蒸餾有許多操作方式，按有沒有液體回流，可分為有回流蒸餾與無回流蒸餾，有回流的蒸餾稱為精餾。本次設計的要要設計苯-甲苯精餾塔，用以分離苯-甲苯的混合液。此次設計在盛建國老師的指導下進行，運用學過的基礎知識，鍛煉自己設計生產設備的能力。此次設計加深了我們對精餾操作的認識，鍛煉了我們閱讀化工原理文獻并且搜集資料的能力，同時液培養(yǎng)了我們獨立思考問題、分析問題、解決問題的能力，也培養(yǎng)了我們相互協作的能力，為今后實際工作的應用打

3、好了基礎。由于設計者的水平有限，所設計的方案之中難免有不妥之處，希望老師給予批評指正。任務書在一連續(xù)操作的精餾塔中分離苯-甲苯溶液，混合液中含苯41%，飽和液體進料。已知原料液的處理量為4000kg/h要求：餾出液中苯的組成不低于0.94（摩爾分數），釜液中苯的組成為0.06。單板壓降不大于0.7kpa，操作壓力：4kpa（塔頂常壓），回流比：R=2，進料熱狀態(tài)參數q=1.38.理論依據（1）苯和甲苯的物理性質：項目分子式分子量沸點臨界溫度,臨界壓強,kpa苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5-CH392.13110.6318.574107.7 (2)苯與甲苯的液

4、相密度L：t,8090100110120苯，kg/m3815803.9792.5780.3768.9甲苯，kg/m3810800.2790.3780.3770.0(3)液體表面力：t,8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31 (4)液體粘度µLt,8090100110120苯，mpas0.3080.2790.2550.2330.215甲苯，mpas0.3110.2860.2640.2540.228(5)液體氣化熱t(yī),8090100110120苯，kJ/kg394.1386.

5、9379.3371.5363.2甲苯，kJ/kg379.9373.8367.6361.2354.6(6)飽和蒸汽壓P：苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用方程Antoine求算，P=A，式中：t-物系溫度；P-飽和蒸汽壓A、B、C-Antoine常數，其值見附表：組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58（7）苯甲苯溶液的氣液平衡數據溫度t液相中苯的摩爾分數x氣相中苯的摩爾分數y110.560.000109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.0020.8102.7915.0029.4101.7520.

6、0037.298.8425.0044.297.1330.0050.795.5835.0056.694.0940.0061.992.6945.0066.791.4050.0071.390.1155.0075.588.8060.0079.187.6365.0082.586.5270.0085.785.475.0088.584.4080.0091.283.3385.0093.682.2590.0095.981.1195.0098.080.6697.0098.880.2199.0099.680.01100.00100工藝計算過程一.設計方案的確定 本設計任務為分離苯一甲苯混合物。對于二元混合物的分離，

7、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。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔，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2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。 二.精餾塔的物料衡算(1) 原料液與塔頂、塔底產品的摩爾分率 苯的摩爾質量 甲苯的摩爾質量 =0.94，=0.06（2）原料液與塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 MF=0.44×78.11+(1-0.44)×92.13=85.96kg/kmolMD=0.94×78.11+(1-0

8、.94)×92.13=78.95 kg/kmolMW=0.06×78.11+(1-0.06)×92.13=96.44kg/kmol（3）物料衡算 原料處理量：總物料衡算 DW=46.61苯的物料衡算 46.61×0.44=0.94D0.06W聯立解得 D20.13 kmolhW=26.48kmolh三塔板數的確定 相平衡方程:X=y/a-(a-1)y=y/2.46-1.46y精餾段操作線方程 y=(R/R+1)x+/（R+1）=0.667x+0.3133塔釜汽液回流比R1=2.59提留段操作線方程：y=( R1+1)/ R1×x-XW/ R1=

9、1.38x-0.023理論塔板數計算：先交替使用相平衡方程與精餾段操作線方程計算如下：y=xD=0.94 由相平衡方程 x1=.0862 操作線方程y2=0.888 x2=0.763y3=0.832 x3=0.654y4=0.749 x4=0.548y5=0.679 x5=0.462y6=0.622 x6=0.400<xF所以第六快板為進料板。以下交替用提留段操作線方程與相平衡方程計算如下： x6=0.400y7=0.580 x7=0.360y8=0.462 x8=0.258y9=0.326 x9=0.164y10=0.200 x10=0.082y11=0.103 x11=0.0447&

10、lt;xW所以總理論板數為11，精餾段理論板數為5。四精餾塔的工藝條件與有關物性數據的計算以精餾段為例進行計算。 （1）操作壓力計算 塔頂操作壓力 PD101.34= 105.3 kPa每層塔板壓降 P0.7 kPa進料板壓力 PF 105.30.7×10112.3kPa精餾段平均壓力 P m （105.3112.3）2108.8 kPa（2）操作溫度計算 依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由 安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下： 塔頂溫度 tD82.1 進料板溫度 tF99.5 精餾段平均溫度 tm（82.l99.5）/2 = 90.8

11、（3）平均分子量塔頂=0.94=0.862=0.94×78.11+(1-0.94)×92.13=78.95kg/kmol=0.862×78.11+(1-0.862)×92.13=80.04kg/kmol進料板 =0.639=0.408 （由苯甲苯的平衡曲線查知）=0.639×78.11+(1-0.639)×92.13=83.17kg/kmol=0.408×78.11+(1-0.408)×92.13=86.41kg/kmol則精餾段平均分子量=(78.95+83.17)/2=81.06 kg/kmol=(80.04+

12、86.41)/2=83.26 kg/kmol（4）平均密度1.液相密度依下式： (為質量分數)塔頂=813.01Kg /m3進料板，由加料板液相組成=0.408=791.8Kg/m3故精餾段液相平均密度=(813.01+791.8)=802.4Kg/ m32.氣相密度=2.92 Kg/ m3(5)液體表面力=頂部=0.94×21.24+0.034×21.42=20.67mN/m進料=0.408×18.9+0.639×20=20.49 mN/m則精餾段平均表面力為：= (20.67+20.49)/2=20.58 mN/m（6）液體粘度=頂部=0.94

13、15;0.302+0.06×0.306=0.302mPa·s進料=0.408×0.256+0.639×0.265=0.274 mPa·s則精餾段平均液體粘度µLm=(0.302+0.274)/2=0.288 mPa·s五、精餾段氣液負荷計算V=(R+1)D=(2 +1)×21.43=64.29kmol/h=0.50m3/sL=RD=2×21.13=42.26kmol/hLs=0.0012 m3/s=5.44 m3/h六、塔和塔板主要工藝尺寸計算（一）塔徑D參考下表，初選板間距 =0.40m,取板上液層高度

14、=0.06m,故板間距與塔徑的關系塔徑,m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距,m200-300250-350300-450350-600400-600-=0.40-0.06=0.34m查圖4-5得C20=0.072,依下式校正到物系表面力為20.4N/m時的C,即：C= ()0.2=0.072(20.87/20)0.2=0.0726m/s取安全系數為0.60+0.005n=0.60+0.005×24=0.72，則u=0.72=0.72×1.201=0.865m/s故 D=0.916m按標準，塔徑圓整為1.0m,則空塔氣速為0.73m

15、/s.（二）溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平形受液盤與平形溢流堰，不設進口堰。各項計算如下。1.溢流堰長取堰長=0.66D,即=0.66×1.0=0.66m2.出口堰高=-由/D=0.66/1.0=0.66, 11.25m查圖4-9知E為1.03，依下式：=0.012m故=0.06-0.012=0.048m3.降液管的寬度與面積由/D=0.66查圖4-11，得：/D=0.124, /AT=0.0722故=0.124D=0.124×1.0=0.124m=0.0722×D2=0.0722×0.785×1.02=0.0567m2由下式計算液體在降液

16、管中停留時間以檢驗降液管面積，即=15.12>5s 符合要求4. 降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速為0.08m/s,依式計算降液管底隙高度0.028m（三）塔板布署（1）取邊緣區(qū)寬度Wc=0.035m、安定區(qū)寬度Ws=0.065m(2)依式計算開孔區(qū)面積其中：-(0.124+0.065)=0.311mR= -c=-0.035=0.465m（四）篩孔數n與開孔率取篩孔的孔徑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t=3.0×5.0=15.0mm。依式計算塔板上的篩孔數n，即n=孔依式計算塔板上開孔區(qū)的開孔率,即=10.1% (在5-

17、15%圍)每層塔板上的開孔面積A0為：A0=0.101×0.532=0.0537m2氣體通過篩孔的氣速 u0= m/s(五)塔有效高度（精餾段）Z=(10-1)×0.4=3.6m（六）塔高計算m七、篩板的流體力學驗算（一）氣體通過篩板壓降相當的液柱高度依式=1.干板壓降相當的液柱高度依1.67，查圖4-13，C0=0.84,于是有=0.0512.氣流穿過板上液層壓降相當的液柱高度0.783m/s,F= 由圖4-14查取板上液層充氣系數依式3.克服液體表面力壓降相當的液柱高度依式=m故=0.0296+0.0372+0.00212=0.069m單板壓降：=g=0.069

18、5;802.5×9.81=543.20pa<0.7kpa（設計允許值）（二）霧沫夾帶量ev的驗算依式故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶（三）漏夜的驗算依式篩板的穩(wěn)定性系數：K= (>1.5)故在設計負荷下不會發(fā)生過量漏夜。（四）液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清夜高度。依式計算，即依式計算，即：=0.069+0.06+0.00102=0.130m取0.5，則故在設計中負荷下不會發(fā)生液泛。根據以上塔板的各項流體力學驗算，可認為精餾段塔徑與各工藝尺寸是合適的。八、塔板負荷性能圖（一）霧沫夾帶線（1）依式(h) 式中 (a)近似取1.0, =0.048m, =0.6

19、6m故 (b)取霧沫夾帶極限值為0.1kg液/kg氣,已知=20.41×10-3N/m, =0.4m,并將 (a)、（b）式代入式(h)，得下式：,整理得 。 在操作圍，任取幾個值，依式算出相應的值列于附表1中。附表1，m3/s0.6×10-41.5×10-33.0×10-34.5×10-3，m3/s1.281.161.081.02依表中數據在-圖中霧沫夾帶線（1），如圖3所示。（二）液泛線（2）有(X)近似取=1.0, =0.048m, =0.66m由式 =(c)由式=與式=0.00212m (已算出)，得=0.0912Vs2+0.0288+

20、0.5259+0.00212=0.0309+0.0912Vs2+0.5259(d)又因為 （e） (e)將 HT=0.4m, =0.048m, =0.5與 (c)、(d)、(e) 式代入式(x) 式得：05×(0.4+0.048)=0.3039+0.0912 Vs2+0.5259+0.048+0.8825+448Ls2整理得下式：Vs2=1.6-15.44-4912.3Ls2 (2)在操作圍取若干 Ls值，依（2）式計算Vs值，列于附表2，依表中數據作出泛液線（2），如圖3中線（2）所示。附表2Ls,m3/s0.6×10-41.5×10-33.0×10-34.5×10-3Vs,m3/s1.581.391.241.09（三）液相負荷上限線（3）取液體在降壓管中停留時間為4秒，有下式m3/s (3)液相負荷上限線（3）在 Vs-Ls坐標圖上為與氣體流量無關的垂直線，如圖3線（3）所示。（四）漏夜線（氣相負荷下限線）（4）由=0.048+0.8825,代入漏夜點氣速式：把=0.0537m2代