化工原理课程设计Word文档格式.doc
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参考文献 29
主要符号说明30
32
摘要
在此筛板精馏塔分离苯-甲苯的设计中,给定的条件为:
进料量为
塔顶组成为:
进料馏出液组成为:
塔釜组成:
加料热状态:
q=1
塔顶操作压强:
(表压)
首先根据精馏塔的物料衡算,求得D和W,通过图解法确定最小回流比;
再根据操作线方程,运用图解法求得精馏塔理论板数,确定温度奥康奈尔公式求的板效率,继而求得实际板数,确定加料位置。
然后进行精馏段和提馏段的设计工艺计算,求得各工艺尺寸,确定精馏塔设备结构。
继而对筛板的流体力学进行验算,检验是否符合精馏塔设备的要求,作出塔板负荷性能图,对精馏塔的工艺条件进行适当的调整,使其处于最佳的工作状态。
第二步进行塔顶换热器的设计计算。
先选定换热器的类型,确定物性数据,计算传热系数和传热面积。
然后对进料泵进行设计,确定类型。
关键词:
苯-甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构塔附属设备
下图为连续精馏过程简图:
出料
回流
苯蒸汽
塔底
绪论
在本设计中我们使用筛板塔,筛板塔的突出优点是结构简单,造价低。
合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性,而且效率高。
采用筛板可解决堵塞问题,适当控制漏液。
筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管,而直接在板上开很多小直径的孔——筛孔。
操作时气体以高速通过小孔上升,液体则通过降液管流到下一层板。
分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。
相同条件下,筛板塔生产能力比泡罩塔高10%—15%,板效率亦约高10%—15%,而每板压力降则低30%左右,适用于真空蒸馏;
塔板效率较高,但稍低于浮阀塔。
具有较高的操作弹性,但稍低于泡罩塔。
其缺点是小孔径筛板易堵塞,不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。
第一章流程及流程说明
本设计任务为分离苯——甲苯混合物。
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,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
任务书上规定的生产任务长期固定,适宜采用连续精流流程。
贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔;
塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液;
精馏塔塔顶设有全凝器,冷凝液部分利用重力泡点回流;
部分连续采出到产品罐。
简易流程如下,具体流程见附图。
出料
苯——甲苯混合液 回流
塔底出料
图1
第二章精馏塔工艺的设计
2.1产品浓度的计算
2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量=78.11kg/mol甲苯的摩尔质量=92.13kg/mol
产品中苯的质量分数==0.984
进料中苯的质量分数==0.54
残液中苯的质量分数=0.035
2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
苯——甲苯属于理想物系,可采用图解法求理论板数。
2.2最小回流比的确定
1.查手册绘制苯——甲苯气液平衡线x-y图。
2求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图上对角线上,自点e(0.54,0.54)作垂线ef即为进料线,该线与平衡线的交点坐标为
最小回流比
2倍最小回流比
2.3物料衡算
F=85kmol/h
总物料衡算
苯物料衡算
联立得D=45.23Kmol/hW=39.77Kmol/h
2.4精馏段和提馏段操作线方程
2.4.1求精馏塔的气液相负荷
L=RD=105.4Kmol/h
V=(R+1)D=150.6Kmol/h
=L+qF=190.4Kmol/h
=V=150.6Kmol/h
2.4.2求操作线方程
精馏段
提馏段
2.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置
由图解法的总板数NT=13进料板NF=6精馏段5块提馏段7块
2.6实际板数的计算
(1)板效率
精馏段平均温度为86.08℃由安托尼方程的精馏段相对挥发度又有
求得精馏段板效率为52.3%
提馏段平均温度100.63℃由安托尼方程的精馏段相对挥发度
求得提镏馏段板效率为52.4%
(2)
精馏段实际板数
NT=5/0.523=9.62≈10
提馏段实际板数
NT=7/0.524=13.4≈14(包括塔釜)
实际总半数为10+14=24块板
总板效率ET=13/2=54.2%
2.7实际塔板数及实际加料位置
实际加料板位置
=12块
精馏段实际板层数=10
提馏段实际板层数=14
第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算
3.1物性数据计算
3.1.1操作压力计算
(1)塔顶操作压力=101.3+4=105.3Kpa
(2)每层塔板压降=0.7Kpa
(3)进料板压力
(4)精馏段平均压力
(5)塔底操作压力=+=105.3+0.7×
24=122.1Kpa
(6)提馏段平均压力Kpa
3.1.2操作温度计算
用比例内插法求得操作温度
=90.76℃
=81.4℃
=110.5℃
精馏段平均温度℃
提馏段平均温度℃
3.1.3平均摩尔质量计算
(1)塔顶平均摩尔质量计算
==0.984,=0.9599
=+(1-)=0.984×
78.11+(1-0.984)×
92.13=78.33kg/Kmol
=+(1-)=0.9599×
78.11+(1-0.9599)×
92.13=78.67kg/Kmol
(2)进料板平均摩尔质量计算
=0.763,=0.562
=+(1-)=0.763×
78.11+(1-0.748)×
92.13=83.82kg/Kmol
=+(1-)=0.562×
78.11+(1-0.562)×
92.13=84.25kg/Kmol
(3)精馏段平均摩尔质量计算
=(+)/2=(78.33+83.82)/2=80.805kg/Kmol
=(+)/2=(78.67+84.25)/2=81.46kg/Kmol
(4)塔底平均摩尔质量计算
=0.035,=0..91
=+(1-)=0.035×
78.11+(1-0.035)×
92.13=90.85kg/Kmol
=+(1-)=0.091×
78.11+(1-0.091)×
92.13=91.64kg/Kmol
(5)提馏段平均摩尔质量计算
=(+)/2=(83.82+90.85)/2=81.065kg/Kmol
=(+)/2=(84.25+91.64)/2=87.945kg/Kmol
3.1.4平均密度计算
(1)气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算
===3
===2.98
(2)液相平均密度计算
①塔顶液相平均密度计算
由=81.4℃查得
=812.5,=807.5
===812.4
②进料板液相平均密度计算
由=90.76℃查得
=805.5,=801.5
进料板质量分率==0.521
==803.6
③精馏段液相平均密度计算
=(+)/2=(812.4+803.6)/2=808
④塔底液相平均密度计算
由=110.5℃查得
=772.5,=765.5塔底质量分率=0.03
⑤提馏段液相平均密度计算
3.1.5液体平均表面张力计算
依式计算
(1)塔顶液相平均表面张力计算
由=81.4℃查得
=19.2mN/m,=20.5mN/m
=+(1-)=0.98×
19.2+(1-0.984)×
20.5=19.221mN/m
(2)进料板液相平均表面张力计算
由=90.76℃查得
=17.2mN/m,=20.2mN/m
=+(1-)=0.54×
17.2+(1-0.54)×
20.2=18.514mN/m
(3)精馏段液相平均表面张力计算
=(+)/2=(19.221+18.514)/2=18.87mN/m
(4)塔底液相平均表面张力计算
由=110.5℃查得
=14.9mN/m,=17.8mN/m
14.9+(1-0.035)×
17.8=17.69mN/m
(5)提馏段液相平均表面张力计算
=(+)/2=(17.69+18.514)/2=18.102mN/m
3.1.6液体平均黏度计算
依式㏒计算
(1)塔顶液相平均黏度计算
=0.31mPas,=0.33mPas
㏒=㏒+(1-)㏒=0.984㏒(0.31)+(1-0.984)㏒(0.33)
得=0.310mPas
(2)进料板液相平均黏度计算
=0.29mPas,=0.31mPas
㏒=㏒+(1-)㏒=0.54㏒(0.29)+(1-0.54)㏒(0.31)
得=0.299mPas
(3)精馏段液相平均黏度计算
=(+)/2=(0.310+0.299)/2=0.3045mPas
(4)塔底液相平均黏度计算
=0.24mPas,=0.28mPas
㏒=㏒+(1-)=0.035㏒(0.24)+(1-0.035)㏒(0.28)
=0.278mPas
(5)提馏段液相平均黏度计算
=(+)/2=(0.299+0.278)/2=0.2885mPas
3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算
3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(1)塔径的计算
①精馏段塔径的计算
气、液相体积流率
===0.123
===0.0042
由,式中C=,由史密斯关联图查取,图的横坐标为
=0.056
取板间距=0.4m,板上液层高度=0.05m,则-=0.4-0.05=0.35m,由史密斯关联图查得
=0.07,则C==0.07×
=0.0692
==1.13m/s
取安全系数为0.7,则空塔气速为u=0.7=0.7×
1.13=0.79m/s
D==1.37m
按表准塔径圆整后为D=1.4m
塔截面积=1.54
实际空塔气速为0.799m/s
②提馏段塔径的计算
==0.119
==0.0041
0.0694
-=0.36-0.06=0.3m,由史密斯关联图查得=0.0712
C==0.059×
=0.0701
=1.05m/s
1.05=0.735m/s
D==1.33m
塔截面积=1.52
实际空塔气速为0.778m/s
(2)精馏塔有效高度的计算
①精馏段有效高度=(-1)=(10-1)×
0.4=4m
②提馏段有效高度=(-1)=(14-1)×
0.4=5.2m
③在精馏塔上开1个人孔,高度为0.8m,
精馏塔的效高度为Z=++0.8=10m
3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算
(1)溢流装置计算
塔径D=1.4m,选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘
①堰长
取=0.66D=0.63×
1.4=0.924m
②堰高
选用平直堰,堰上液层高度计算如下
=取,则=
精馏段==0.0183m板上液层高度=0.065m
=-=0.065-0.0183=0.047m
提馏段=0.0181m
=-=0.065-0.0181=0.049m
③弓形降液管宽度和截面积
精馏段
由=0.66,查弓形降液管参数图得=0.0722,=0.124
则=0.0722=0.111,=0.124D=0.1736m
验算液体在降液管中停留时间
==11.73s﹥3~5s
故降液管设计合理
由=0.66,查弓形降液管参数图得=0.066,=0.124
则=0.066=0.105,=0.124D=0.1721m
验算液体在降液管中停留时间==10.95s﹥3~5s
④降液管底隙高度
=,取=0.15m/s
精馏段==0.03m/s
-=0.017m﹥0.013m
提馏段=0.029m
-=0.0172m﹥0.013m
(2)塔板布置
①塔板的分块
塔径D>
0.8m,故塔板采用分块式
②边缘区宽度WC=0.075m,安定区宽度WS=0.075m
③孔区面积计算
其中:
x=D/2–(Wd+WS)=1.4/2-(1.736+0.075)=0.4514m
R=D/2–WC=1.4/2-0.04=0.665m
④孔设计及其排列
本设计处理的物系无腐蚀性,可选用δ=3mm碳钢板,取筛孔直径do=5mm。
筛孔按正三角形排列,去孔中心距t为:
t=3do=3×
5=15mm
筛孔数目n为:
塔板开孔区的开孔率为
开孔率在5~15%范围内,符合要求。
气体通过筛孔的气速为
精馏段:
提馏段:
3.3筛板流体力学验算
3.3.1塔板压降
(1)干板阻力hc
由do/δ=5/3=1.67查图干筛孔的流量系数图得C0=0.772
由得
(2)气流通过液层的阻力计算
由
气相动能因数Fo
查充气系数关联图得=0.58
查充气系数关联图得=0.56
=hL=0.038m液柱
=hL=0.0372m液柱
(3)液体表面张力的阻力的计算
气体通过每层塔板的液柱
0.0879m液柱
0.0865m液柱
气体通过每层塔板的压降
符合设计要求。
3.3.2液面落差
对于筛板塔,液面落差很小,且本设计的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响。
3.3.3液沫夹带
液沫夹带量
根据设计经验,一般取=2.5×
0.065=0.16m
故本设计中液沫夹带量ev在允许的范围内。
3.3.4漏液
对筛板塔,漏液点气速
实际孔速=12.4m/s﹥,稳定系数1.95﹥1.5
实际孔速=11.8m/s﹥,稳定系数=1.890﹥1.5
故本设计中无明显的漏夜。
3.3.5液泛验算
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高应满足
苯—甲苯物系属一般物系,取=0.5,板上不设进口堰,
=0.0034m液柱
=0.5×
(0.4+0.047)=0.224m
0.0879+0.05+0.0034=0.1413m液柱﹤
(0.4+0.0468)=0.235m
0.137m﹤
故在本设计中不会发生液泛现象
3.4塔板负荷性能图
3.4.1漏液线
由
得
整理后
,在操作范围内取几个值,计算结果如下
表2精馏段漏液线数据
LS(m3/s)
0.0006
0.0010
0.0015
0.0020
VS(m3/s)
0.147
0.149
0.152
0.154
表3提馏段漏液线数据
0.132
0.135
0.137
0.139
3.4.2液沫夹带线
取液沫夹带极限值eV=0.1kg液/kg气
式中
LW=0.441m,HT=0.36m,近似取E=1
整理得
在操作范围内取几个LSj,计算相应VSj列于下表,据此做提馏段液沫夹带线。
表4精馏段液沫夹带线数据
0.439
0.420
0.400
0.381
整理得
在操作范围内取几个LSt值,计算相应VSt值列于下表,据此做提馏段液沫夹带线。
表5精馏段液沫夹带线数据
0.458
0.418
3.4.3液相负荷下限线
对于平直堰,取堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限线的条件。
取E=1.0
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
3.4.4液相负荷上限线
取液体在降液管中的停留时间θ=4s为限
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线
3.4.5液泛线
令
忽略,将how与Ls;
与Ls;
hc与Vs的关系式代入上式,并整理得:
在操作范围内取几个LSj,依上式计算相应VSj列于下表,据此做精馏段液泛线。
表6精馏段液泛线数据
0.376
0.359
0.338
0.303
在操作范围内取几个LSt依上式计
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