食工原理课程设计讲解.docx
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食工原理课程设计讲解
HEFEIUNIVERSITY食工原理课程设计
系别生物系
专业12级食品2班
姓名朱英呈
学号1202062031
指导老师王杏文
、化工原理课程设计任书
、设计内容:
1、概述
2、设计方案的选择及流程说明
3、塔板数的计算(板式塔)
(1)物料衡算;
(2)平衡数据和物料数据的计算或查阅
(3)回流比的选择;
(4)理论板数和实际板数的计算;
4、主要设备工艺尺寸设计
(1)
塔内气液负荷的计算;
(2
)
塔径的计算;
(3
)
塔板结构图设计和计算;
(4)
流体力学校核;
(5)
塔板负荷性能计算;
(6)
塔接管尺寸计算;
(7)
总塔高、总压降及接管尺寸的确定
5、
辅助设备选型与计算
6、
设计结果汇总
7、
工艺流程图及精馏塔装配图
8、
设计评述
板式精馏塔设计任务书5-3
、设计题目:
苯―甲苯精馏分离板式塔设计
、设计任务及操作条件
1、
概述
2、
设计方案的选择及流程说明
3、
塔板数的计算(板式塔)
(1)
物料衡算;
(2)
平衡数据和物料数据的计算或查阅
(3)
回流比的选择;
(4)
理论板数和实际板数的计算;
4、
主要设备工艺尺寸设计
(1)塔内气液负荷的计算
(2)塔径的计算;
(3)塔板结构图设计和计算;
(4)流体力学校核;
(5)塔板负荷性能计算;
(6)塔接管尺寸计算;
(7)总塔高、总压降及接管尺寸的确定
5、辅助设备选型与计算
6、设计结果汇总
7、工艺流程图及精馏塔装配图
8、设计评述
二
(1)、概述
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)所学知识,完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学,是理论联系实际的桥梁,在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。
通过课程设计,要求更加熟悉工程设计的基本内容,掌握化工单元操作设计的主要程序及方法,锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力,问题分析能力,思考问题能力,计算能力等。
精馏是分离液体混合物(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离,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离。
根据生产上的不同要求,精馏操作可以是连续的或间歇的,有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。
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离易挥发的苯和不易挥发的甲苯,采用连续操作方式,需设计一板式塔将其分离。
二
(2)、设计方案选择及流程说明
本设计任务为分离苯一甲苯混合物。
由于对物料没有特殊的要求,可以在常压下操作。
对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。
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,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝,热效率比较低,但塔顶冷凝器放出的热量很多,但其能量品位较低,不能直接用于塔釜的热源,在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一,充分利用了能量。
塔板的类型为筛板塔精馏,筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔,孔径一般为3~8mm,筛孔在塔板上作正三角形排列。
筛板塔也是传质过程常用的塔设备,它的主要优点有:
(1)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。
(2)处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加10~15%。
(3)塔板效率高,比泡罩塔高15%左右。
(4)压降较低,每板压力比泡罩塔约低30%左右。
筛板塔的缺点是:
(1)塔板安装的水平度要求较高,否则气液接触不匀。
(2)操作弹性较小(约2~3)。
(3)小孔筛板容易堵塞。
面为简略图
二(3)、塔板数计算(板式塔)
1)物料衡算
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量
xF
047/78.11
047/78.11053/92.13
0.511
xD
0.98/78.11
0.98/78.110.02/92.13
0.983
xW
0.025/78.11
0.025/78.110.975/92.13
0.029
原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF0.511*78.11(10.511)*92.1384.97kg/kmol
MD0.983*78.11(10.983)*92.1378.35kg/kmol
MW0.029*78.11(10.029)*92.1391.72kg/kmol
物料衡算
原料处理量
F70000000
84.97*7200
114.42kmol/h
总物料衡算114.42=D+W
苯物料衡算114.42*0.511=0.983D+0.029W
联合计算得D=64.58kmol/hW=49.84kmol/h
式中F原料液流量
D塔顶产品量
W塔底产品量
2)、平衡数据及物料数据计算或查阅
临界压强PC
(kPa)
表1苯和甲苯的物理性质
苯A
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
甲苯B
C6H5—CH3
92.13
110.6
318.57
4107.7
表2
苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度0C
80.1
85
90
95
100
105
110.6
0
PA,kPa
101.33
116.9
135.5
155.7
179.2
204.2
0
240.0
PB,kPa
40.0
46.0
54.0
63.3
74.3
86.0
表3
常温下苯
—甲苯气液平衡数据
温度
0C
80.1
85
90
95
100
105
110.6
液相中苯的摩尔分率
1.000
0.780
0.581
0.412
0.258
0.130
0
汽相中苯的摩尔分率
1.000
0.900
0.777
0.630
0.456
0.262
0
项目分子式
分子量M沸点(℃)
临界温度t(C℃)
表4纯组分的表面张力
温度
80
90
100
110
120
苯,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
组分的液相密度
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯,kg/m3
814
805
791
778
763
甲苯,kg/m3
809
801
791
780
768
表6
液体粘度μL
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯(mPa.s)
0.308
0.279
0.255
0.233
0.215
甲苯(mPa.s)
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据
温度t℃
液相中苯的摩尔分率x
气相中苯的摩尔分率y
110.56
0.00
0.00
109.91
1.00
2.50
108.79
3.00
7.11
107.61
5.00
11.2
105.05
10.0
20.8
102.79
15.0
29.4
100.75
20.0
37.2
98.84
25.0
44.2
97.13
30.0
50.7
95.58
35.0
56.6
94.09
40.0
61.9
92.69
45.0
66.7
91.40
50.0
71.3
90.11
55.0
75.5
80.80
60.0
79.1
87.63
65.0
82.5
86.52
70.0
85.7
85.44
75.0
88.5
84.40
80.0
91.2
83.33
85.0
93.6
82.25
90.0
95.9
81.11
95.0
98.0
80.66
97.0
98.8
80.21
99.0
99.61
80.01
100.0
100.0
(3)回流比选择
理论板层数NT的求取一甲苯属理想物系,可采用图解法求理论板层数
采用作图法求最小回流比。
在上图中对角线上,自点e(0.511,0.511)作垂线
即为进料线(q线),该线与平衡线的交点坐标为xq=0.511yq=0.715
故最小回流比
取操作回流比R=2Rmin=2.62
求精馏塔的气、液相负荷
LR*D2.62*64.58169.20kmol/h
V(R1)*D3.62*64.58233.78kmol/h
VV(1q)FV233.78kmol/h(泡点进料时q=1)
L'RDqFLqF169.20114.42283.62kmol/h
求操作线方程
精馏段操作线方程为:
Rx
yn1RR1xnRxD10.724xn0.272
提馏段操作线方程为:
yLxWxym1V'xmV'xw
逐板法求理论板
Rmin
1[xD(1xd)
1xF
1xf
ax
2.404x
a=2.404
相平衡方程
1(a1)x11.404x
y1xD0.983
x1
y1
y1
y1a(1y1)y12.40(41y1)0.960
Rxd
y2
y2x1
2R11R1
2.62x10.2720.967x2y2.404(1y)
3.621y22.404(1y2)
0.924
同理计算
因为x7xf精馏段理论板n=6
根据提留方程计算得出数据如下表格:
x1x70.484y21.21x310.006180.581
同理:
x20.366y30.438
x30.245y40.291
x40.146y50.171
x50.079y60.090
x60.040
y70.042
x70.018
因为0.018<0.029所以提留理论板n=6
全塔效率的计算
查表得各组分黏度u10.269u20.277
umxFu1(1xF)u20.5110.269(10.511)0.2770.273
ET0.170.616lgum0.170.616lg0.27352%
求实际板数
精馏段实际板数N精612
精0.520
提馏段实际板数N提612
0.52
进料板在第13块。
总共24块。
4、主要设备工艺尺寸设计
操作压力计算
塔顶操作压力PD4100.0104.00kPa(合肥地区压力按
100.00kpa算)
每层塔板压降
p0.70KPa
进料板压力
精馏塔平均压力
PF100.000.712108.4KPa
Pm(104.00108.4)/2106.2KPa
操作温度
查苯-甲苯t-x-y图得
塔顶温度tD=80.1℃
进料温度tF=94℃
精馏段平均温度:
tm(80.194)/287.05℃
平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xDy10.983x10.93
ML.Dm0.93078.11(10.930)92.1379.10kg/kmol
MV.Dm0.98378.11(10.983)92.1378.35kg/kmol进料板平均摩尔质量计算
xF0.511yF0.720
MV.Fm0.72078.11(10.720)92.1382.04kg/kmol
ML.Pm0.51178.11(10.511)92.1384.97kg/kmol
塔底平均摩尔质量计算
xw0.029yw0.067
MV.Wm0.06778.11(10.067)92.1391.20kg/kmol
ML.Wm0.02978.11(10.029)92.1391.72kg/kmol
精馏段平均摩尔质量
78.3582.04
MV.m80.20kg/kmol
2
ML.m
79.1084.97
2
82.04kg/kmol
提馏段平均摩尔质量
91.2082.04
MV.m86.62kg/kmol
2
91.7284.97
ML.m88.35kg/kmol
2
平均密度计算
气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算,精馏段的平均气相密度即
PmMvm
vmmvm3.07kg/m3vmRTm
液相平均密度计算
0.98378.11
塔顶液相平均密度的计算有tD=80.1℃查手册得A814Kg/m3B809Kg/m3
塔顶液相的质量分率aA0.980
A0.98378.1192.130.017
3
LDm
0.988140.02809813.90Kg/m
进料板液相平均密度计算有tF=94℃查手册得
A798.5Kg/m3B809Kg/m3
3
LFm797.84Kg/m3
LFm1798.50.60797.4
Lm(8314.90797.84)/2805.87Kg液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算,即Lmxii
塔顶液相平均表面张力的计算有tD80.10C,查手册[2]得
A21.2mN/m,B21.7mN/m
LDm0.98321.2(10.983)21.721.21mN/m进料板液相平均表面张力的计算有tF940C,查手册[2]得
A18.50mN/mB18.90mN/m3
LFm0.4418.500.5618.9018.72mN/m
精馏段表面张力Lm(21.218.72)/219.97mN/m
液体平均黏度计算
液相平均黏度依下式计算,即:
lgLDm0.983lg0.300.017lg0.33解出得LDm0.30mPas
进料板液相平均黏度的计算由tF940C,查化工原理附录得
A0.25B0.27lgLFm0.44lg0.250.56lg0.27解得LFm0.26mPas
气液负荷计算
精馏段:
V(R1)D64.58(2.621)233.78kmol/h
VMV.m3
VsV.m1.834m3/ss3600V.m
LRD169.20kmol/h
LsLML.m0.0047m3/h
3600L.m
Lh16.92m3/h
提馏段:
V'V(q1)F233.78Kmol/h
L'LqF283.62kmo/hl
L'h0.0089360032.04m3/h
精馏塔的塔体工艺尺寸计算
塔径的计算
塔板间距HT的选定很重要,它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性,以及塔的安装、检修等都有关。
可参照下表所示经验关系选取。
表7板间距与塔径关系
塔径DT,m0.3~0.50.5~0.8
板间距HT,mm200~300250~350
查化工原理课程设计p36史密斯关联图得C200.075依据
21.21
CC20(20)0.075(212.021)0.07954
LV
umaxc
0.07954805.872.841.34
V2.84
可取安全系数为0.8,则(安全系数0.6—0.8),则u0.8umax1.07
按标准,塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.820m/s。
提馏段:
初选板间距HT0.40m取板上液层高度hL0.06m
L1
HThL0.400.060.34m(S)(Lm)20.042VSvm
按标准塔径为1.8m。
根据塔径的选择规定,对于相差不大
1.8m
将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致,
的二塔径取二者中较大的,因此在设计塔的时候塔径取
塔板主要工艺尺寸的计算
溢流装置计算
因塔径D=1.8M,可选用单溢流弓形降液管,采用平行受液盘。
对精馏段各项计算如下:
溢流堰长lw:
单溢流去lW=(0.6~0.8)D,取堰长lw0.6D1.08m
出口堰高hwhlhow由lw/D0.6Lh/lW2.5360002..0504713.959M
1.082.5
故hw0.060.0160.044m
降液管的宽度Wd与降液管的面积Af:
故Wd0.122D0.1221.80.220m
计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积
降液管底隙高度ho:
取液体通过降液管底隙的流速
依据化工原理公式h0Ls0.00470.054m符合(h0hw0.006)
0lwu00.081.080w
受液盘
采用平行形受液盘,不设进堰口,深度为60mm
同理可以算出提溜段溢流堰长lw:
单溢流去lW=(0.6~0.8)D,取堰长lw为0.6*1.8=1.08m
2.536000.0047
出口堰高hWhLhOWLh/lW2.52.513.959M
1.082.5
22
2.84L32.84L3同理E=1.02依式how2.84Eh得how2.84ELh0.016m
ow1000lwow1000lw
计算数据与上面精馏段相同所以数据符合如下:
hw0.060.0260.034mWd0.122D0.1221.80.220m
23.1422
Af0.0720D20.07201.820.183m2
f44
塔板布置
精馏段
塔板的分块
因D≥800mm,故塔板采用分块式。
查表3-7得,塔板分为5块
Ws0.075m
对精馏段:
取边缘区宽度Wc=0.05m(30~50mm),安定区宽度
R2x
依据公式Aa2xR2x2Rsin1x计算开空区面积a180R
RDWc1.80.050.85m
2
2
Dx
2
1.8
WdWs0.1850.0750.64
2
Aa20.640.8520.642
1800.852sin100..86451.632m2
筛孔数n与开孔率:
取筛空的孔径d0为5mm,正三角形排列,一般碳的板厚为3mm,
取t/d03.0故空中心距t3.0515.0mm
则每层板上的开孔面积A0为A0Aa0.10081.6320.165
AAa0%(0t.9d007)2%10.08%
则每层板上的开孔面积A0为A0Aa0.193
气体通过筛孔的气速为u0Vs9.845m/s
A0
筛板的流体力学验算
以便决
塔板的流体力学计算,目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作,定对有关塔板参数进行必要的调整,最后还要作出塔板负荷性能图。
气体通过筛板压强相当的液柱高度计算
精馏段:
C0=0.78
干板压降相当的液柱高度hcd0/5/31.67查《干筛孔的流量系数》图得,
气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl
0.037m
由o与Fa关联图查得板上液层充气系数o=0.61,依式hlohL0.610.06
克服液体表面张力压降相当的液柱高度h
则单板压强:
PPhpLg600.8Pa0.9kPa
液面落差
塔板上鼓泡层高度:
hf2.5hL0.250.060.15
内外堰间距离:
Z1D2Wd1.820.2201.36m
液相流量LLLs0.0047m3/s故
2
0.0069m
0.215(2500.6410000.15)21.0336000.00471.36
(10000.150.64)3805.85
h
0.05
0.1380.5符合要求
雾沫夹带
eV5.710(u)3.2
VLHTHf
hf2.5hL2.50.060.15
0.78
5.71060.78
则eV195..97711003(0.400.780.15)3.20.012液、Kg气<0.1Kg液/Kg气在设计负荷
不会发生过量雾沫夹带
漏液由式ow4.4C00.00560.13hLhL/V=6.023m/s筛板的稳定性系数
0
K1.991.5,故在设计负荷下不会产生过量漏液。
OW
液泛
为防止降液管液泛的发生,应使降液管中清液层高度HdHThw
l2
依式Hdhphlhd,而hd0.153(s)20.00
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