化工原理課程設(shè)計-苯-甲苯精餾塔設(shè)計

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內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 I 資料 前 言 化工原理課程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié) 通過課程設(shè)計使我 們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識 設(shè)計原則及方法 學(xué)會各種手冊的使用方法及物理 性質(zhì) 化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧 掌握各種結(jié)果的校核 能畫出工藝流程 塔板結(jié) 構(gòu)等圖形 在設(shè)計過程中不僅要考慮理論上的可行性 還要考慮生產(chǎn)上的安全性 經(jīng) 濟(jì)合理性 化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的 精餾是 利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達(dá)到輕重組 分分離的方法 塔設(shè)備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類 前者的代表是板式 塔 后者的代表則為填料塔 篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點(diǎn) 生產(chǎn)能力大于 10 5 板效率提高產(chǎn)量 15 左右 而壓降可降低 30 左右 另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡單 消耗金屬少 塔板的造價可減少 40 左右 安裝容易 也便于清理檢修 本次課程設(shè)計為年處理含苯質(zhì)量分?jǐn)?shù) 36 的苯 甲苯混合液 4 萬噸的篩板精餾塔設(shè)計 塔設(shè)備是化工 煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一 它可使氣 或汽 液或液液兩相之間進(jìn)行緊密接觸 達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的 在設(shè)計過程中應(yīng)考慮到設(shè)計的精餾塔具有較大的生產(chǎn)能力滿足工藝要求 另外還 要有一定的潛力 節(jié)省能源 綜合利用余熱 經(jīng)濟(jì)合理 冷卻水進(jìn)出口溫度的高低 一方面影響到冷卻水用量 另一方面影響到所需傳熱面積的大小 即對操作費(fèi)用和設(shè) 備費(fèi)用均有影響 因此設(shè)計是否合理的利用熱能 R 等直接關(guān)系到生產(chǎn)過程的經(jīng)濟(jì)問題 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 II 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 I 目錄 第一章 緒論 1 1 1 精餾條件的確定 1 1 1 1 精餾的加熱方式 1 1 1 2 精餾的進(jìn)料狀態(tài) 1 1 1 3 精餾的操作壓力 1 1 2 確定設(shè)計方案 1 1 2 1 工藝和操作的要求 2 1 2 2 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求 2 1 2 3 保證安全生產(chǎn) 2 第二章 設(shè)計計算 3 2 1 設(shè)計方案的確定 3 2 2 精餾塔的物料衡算 3 2 2 1 原料液進(jìn)料量 塔頂 塔底摩爾分率 3 2 2 2 原料液及塔頂 塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 3 2 2 3 物料衡算 3 2 3 塔板計算 4 2 3 1 理論板數(shù) NT 的求取 4 2 3 2 全塔效率的計算 6 2 3 3 求實(shí)際板數(shù) 7 2 3 4 有效塔高的計算 7 2 4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 8 2 4 1 操作壓力的計算 8 2 4 2 操作溫度的計算 8 2 4 3 平均摩爾質(zhì)量的計算 8 2 4 4 平均密度的計算 10 2 4 5 液體平均表面張力的計算 11 2 4 6 液體平均黏度的計算 12 2 4 7 氣液負(fù)荷計算 13 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 II 2 5 塔徑的計算 13 2 6 塔板主要工藝尺寸的計算 15 2 6 1 溢流裝置計算 15 2 6 2 塔板布置 18 2 7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降 19 2 7 1 精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降 19 2 7 2 提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降 21 2 8 塔板負(fù)荷性能圖 23 2 81 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 23 2 82 提餾段塔板負(fù)荷性能圖 26 第三章 設(shè)計結(jié)果一覽表 30 第四章 板式塔結(jié)構(gòu) 31 4 1 塔頂空間 31 4 2 塔底空間 31 4 3 人孔 31 4 4 塔高 31 第五章 致謝 34 參考文獻(xiàn) 35 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 1 第 1 章 緒論 1 1 精餾條件的確定 本精餾方案適用于工業(yè)生產(chǎn)中苯 甲苯溶液二元物系中進(jìn)行苯的提純 精餾塔苯塔 的產(chǎn)品要求純度很高 而且要求塔頂 塔底產(chǎn)品同時合格 普通的精餾溫度控制遠(yuǎn)遠(yuǎn) 達(dá)不到這個要求 故在實(shí)際生產(chǎn)過程控制中只有采用靈敏板控制才能達(dá)到要求 故苯 塔采用溫差控制 1 1 1 精餾的加熱方式 蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱 設(shè)置再沸器 有時也可采用直接蒸汽 加熱 然而 直接蒸汽加熱 由于蒸汽的不斷通入 對塔底溶液起了稀釋作用 在塔 底易揮發(fā)物損失量相同的情況下 塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低 因而塔板數(shù) 稍有增加 采用直接蒸汽加熱時 加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力 以便克服蒸汽 噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力 1 1 2 精餾的進(jìn)料狀態(tài) 進(jìn)料狀態(tài)直接影響到進(jìn)料線 q 線 操作線和平衡關(guān)系的相對位置 對整個塔的 熱量衡算也有很大的影響 和泡點(diǎn)進(jìn)料相比 若采用冷進(jìn)料 在分離要求一定的條件 下所需理論板數(shù)少 不需預(yù)熱器 但塔釜熱負(fù)荷 一般需采用直接蒸汽加熱 從總熱 量看基本平衡 但進(jìn)料溫度波動較大 操作不易控制 若采用露點(diǎn)進(jìn)料 則在分離要 求一定的條件下 所需理論板數(shù)多 進(jìn)料前預(yù)熱器負(fù)荷大 能耗大 同時精餾段與提 餾段上升蒸汽量變化較大 操作不易控制 受外界條件影響大 泡點(diǎn)進(jìn)料介于二者之間 最大的優(yōu)點(diǎn)在于受外界干擾小 塔內(nèi)精餾段 提餾段上 升蒸汽量變化較小 便于設(shè)計 制造和操作控制 故此設(shè)計采用泡點(diǎn)進(jìn)料 1 1 3 精餾的操作壓力 精餾操作在常壓下進(jìn)行 因?yàn)楸椒悬c(diǎn)低 適合于在常壓下操作而不需要進(jìn)行減壓 操作或加壓操作 同時苯物系在高溫下不易發(fā)生分解 聚合等變質(zhì)反應(yīng)且為液體 不 是混合氣體 所以 不必要用加壓或減壓精餾 另一方面 加壓或減壓精餾能量消耗 大 在常壓下能操作的物系一般不用加壓或減壓精餾 1 2 確定設(shè)計方案 確定設(shè)計方案總的原則是在可能的條件下 盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就 使 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 2 生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn) 經(jīng)濟(jì)上最合理的要求 符合優(yōu)質(zhì) 高產(chǎn) 安全 低消耗的原 則 為此 必須具體考慮如下幾點(diǎn) 1 2 1 工藝和操作的要求 所設(shè)計出來的流程和設(shè)備 首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求 而且質(zhì)量要 穩(wěn)定 這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定 入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定 從而需要采取 相應(yīng)的措施 其次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性 各處流量應(yīng)能在一定范圍 內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié) 必要時傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整 因此 在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門 在管路中安裝備用支線 計算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時 也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能 波動 再其次 要考慮必需裝置的儀表 如溫度計 壓強(qiáng)計 流量計等 及其裝置的位 置 以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常 從而幫助找出不正常的原因 以 便采取相應(yīng)措施 1 2 2 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求 要節(jié)省熱能和電能的消耗 減少設(shè)備及基建費(fèi)用 如前所述在蒸餾過程中如能適 當(dāng)?shù)乩盟?塔底的廢熱 就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水 也能減少電能消耗 又 如冷卻水出口溫度的高低 一方面影響到冷卻水用量 另方面也影響到所需傳熱面積 的大小 即對操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響 同樣 回流比的大小對操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有 很大影響 1 2 3 保證安全生產(chǎn) 例如苯屬有毒物料 不能讓其蒸汽彌漫車間 又如 塔是指定在常壓下操作的 塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空 都會使塔受到破壞 因而需要安全裝置 以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的 但在化工原理課程設(shè)計中 對第一個原 則應(yīng)作較多的考慮 對第二個原則只作定性的考慮 而對第三個原則只要求作一般的 考慮 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 3 第二章 設(shè)計計算 2 1 設(shè)計方案的確定 本設(shè)計采用連續(xù)精餾流程 飽和液體進(jìn)料 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)品冷卻器冷卻后送至儲罐 該物系屬于 易分離物系 最小回流比比較小 故操作回流比取最小回流比的 2 倍 塔釜采用飽和 蒸汽間接加熱 塔底產(chǎn)品冷卻后送至儲罐 2 2 精餾塔的物料衡算 2 2 1 原料液進(jìn)料量 塔頂 塔底摩爾分率 生產(chǎn)能力 進(jìn)料量 F 85000t 年 苯的摩爾質(zhì)量 MA 78 11Kg mol 甲苯的摩爾質(zhì)量 MB 92 13Kg mol 4 013 92 6 78 40 FX 89D 0 2 W 2 2 2 原料液及塔頂 塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 kmolKgMF 5 961283 4 1 784 0 D 7409093 klW 2 2 2 2 3 物料衡算 原料處理量 hmolF 1037 5 961802 總物料衡算 F D W 137kmol h 苯物料衡算 WD4 4 聯(lián)立解得 D 59 43Kmol h W 77 57Kmol h 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 4 2 3 塔板計算 2 3 1 理論板數(shù) NT 的求取 1 相對揮發(fā)度的求取 查 溫度 組成 圖得 td 80 tw 92 6 由表 2 當(dāng)取 td 80 時 kpPA3 10 kpPB40 5 201B 當(dāng)取 td 92 6 時 kpPA4 6 kpPB94 58 8 22 B 5 24 321 2 最小回流比的求取 由于是飽和液體進(jìn)料 有 q 1 q 線為一垂直線 故 根據(jù)相平衡方4 0 FPx 程有 xxyPP5 12 1 最小回流比為 4 1min FDFDXR 對于平衡曲線不正常情況下 取回流比 R 1 1 2 Rmin R 1 5Rmin 2 16 3 精餾塔的氣 液相負(fù)荷 hKmolRDL 37 1284 596 2 lV 0 1 hoqF3765 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 5 hKmolFFqDRV 80 1743 5916 21 4 操作線方程 精餾段操作線方程 31 0684 1 3906 211 xxRxynDnn 提餾段操作線方程 0 4 1 mwmxVWxLy 5 逐板法求理論板數(shù)計算過程如下 相平衡方程 即 xy1 xy5 12 變形得 x5 2 精餾段操作線方程 31 0684 1 xyn 提餾段操作線方程 1 mm 用精餾段操作線和相平衡方程進(jìn)行逐板計算 983 01 Dxy 95 011 yx 67 1 64 2 2 52 94 03 8 023 xy 864 0 133 yx 78 1 64 34 7 5 244 902 8 035 xy 69 0 155 yx 1 64 35 25 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 6 783 01 684 03 xy 591 0 256 yx 5 37 57 64 01 684 03 xy 43 0 1258 yx 8 F 故精餾段理論板數(shù) n 7 用提餾段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計算 60 1 43 89 xy 375 0 15299 yx 52 910 1010 4 01 43 01 xy 2 5 211 yx 5 112 0 1212 09 43 121 xy 9 5 1313 yx 1314 0 21414 06 1415 xy 26 5 115 yx 2 3 1516 0 2161604 0 16 Wxx 故提餾段理論板數(shù) n 8 不包括再沸器 2 3 2 全塔效率的計算 由 td 80 tw 92 6 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 7 計算出 tm 93 5 根據(jù)表 6 分別查得苯 甲苯在平均溫度下的粘度 內(nèi)差法計算出 SmPaA 271 0 SmPaB 278 0 平均粘度由公式 得 SPaL 275 08 560271 40 根據(jù)奧康奈爾 O connell 公式計算全塔效率 TE 537 027 549 049 04 25 LTE 2 3 3 求實(shí)際板數(shù) 精餾段實(shí)際板層數(shù) 塊 精 1357 0 N 提餾段實(shí)際板層數(shù) 塊 提 1537 08 全塔共有塔板 28 塊 進(jìn)料板在第 14 塊板 2 3 4 有效塔高的計算 精餾段有效塔高 mZ8 40131 提餾段有效塔高 6 52 在精餾段和提餾段各設(shè)人孔一個 高度為 600mm 故有效塔高 mZ6 12 08 4 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 8 2 4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 2 4 1 操作壓力的計算 塔頂操作壓力 P 101 3 kPa 每層塔板壓降 P 0 7 kPa 進(jìn)料板壓力 101 3 0 7 13 110 4kPaF 塔底操作壓力 101 3 0 7 15 111 8kPawP 精餾段平均壓力 101 3 110 4 2 105 85 kPa1m 提餾段平均壓力 110 4 111 8 2 111 1kPa2P 2 4 2 操作溫度的計算 80 Dt塔 頂 溫 度 6 92Ft進(jìn) 料 板 溫 度 107 Wt塔 底 溫 度 精餾段平均溫度 80 92 6 2 86 3 1mt 提餾段平均溫度 92 6 107 2 99 8 2t 2 4 3 平均摩爾質(zhì)量的計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由 得 x1 0 959帶 入 相 平 衡 方 程由 983 01 yXD 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 9 kmolgMmDL 69 7813 295 01 7895 0 lmV 5 3 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算 由上面理論板的算法 得 0 654 0 43FyFx kmolgMmFV 96 8213 654 01 78654 0 lmL 0 9 3 塔底平均摩爾質(zhì)量計算 由 0 01 由相平衡方程 得 0 026WxWy 7 913 2 06 1 78026 kmolgMmV lmWl 精餾段平均摩爾質(zhì)量 65 8029 35 78kmolgMmV 4 1 6 lmL 提餾段平均摩爾質(zhì)量 37 82 916 8kmolgMmV 05 0 lmL 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 10 2 4 4 平均密度的計算 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算 精餾段的平均氣相密度即 86 215 73 86314 053mkgRTPMVm 提餾段的平均氣相密度 15 2738 9314 3 kgMVm 液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算 即 LBLALam 1 由 tD 80 查手冊得 3 815kgA 3 810mkgB 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 9 A 得 8102 49 1 mDL 3 814kgmDL 由 tf 92 06 查共線圖得 3 9 kgA 3 6 79kgB 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 39 01 243 01 7843 0 A 得 6 9 1 mFL 3 8mkgmFL 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 11 c 塔底液相平均密度的計算 由 tw 107 3 96 78mkgA 3 78mkgB 塔頂液相的質(zhì)量分率 085 13 920 1 0 A 得 3 785196 01 mWL 3 7mkgmWL 精餾段液相平均密度為 3 45 8072 814kgLm 提餾段液相平均密度為 3 630mLm 2 4 5 液體平均表面張力的計算 由公式 nLmx1 a 塔頂液相平均表面張力的計算 由 tD 80 查手冊 27 mNA 69 21mNB 8 16901 27983 0 mL b 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算 由 tF 92 06 查共線圖得 75 19NA 42 0mNB 1357 430 FmL c 塔底液相平均表面張力的計算 由 tw 107 查共線圖得 02 18NA 87 1mNB 6 9 WmL 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 12 精餾段液相平均表面張力為 21 03 28 1mNLm 提餾段液相平均表面張力為 50 19286 3 0 Lm 2 4 6 液體平均黏度的計算 由公式 及查手冊得 iLmx 塔頂液相平均黏度的計算 由 tD 80 查共線圖得 308 smPaA 31 0smPaB 8 7 9 DL a 進(jìn)料板液相平均黏度的計算 由 tF 92 06 查共線圖得 273 0smPaA 286 0smPaB 57 4 FL b 塔底液相平均黏度的計算 由 tw 107 查共線圖得 257 0smPaA 26 0smPaB 579 41 WL 精餾段液相平均黏度為 2 08 3 0sPaLm 提餾段液相平均黏度為 7 6 2 smL 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 13 2 4 7 氣液負(fù)荷計算 精餾段 hkmolDRV 80 1743 59 16 2 sMsVm 08733 hkolL 1243 596 2 smsLm036 8703 提餾段 hkolFqDRV 8 174 59 1 2 1 smMsVm 6 3 607833 hkolqL 7 2514591 2 ssLm 086 7360 3603 2 5 塔徑的計算 塔板間距 HT 的選定很重要 它與塔高 塔徑 物系性質(zhì) 分離效率 塔的操作彈 性 以及塔的安裝 檢修等都有關(guān) 可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取 表 2 1 板間距與塔徑關(guān)系 塔徑 DT m 0 3 0 5 0 5 0 8 0 8 1 6 1 6 2 4 2 4 4 0 板間距 HT mm 200 300 250 350 300 450 350 600 400 600 對精餾段 初選板間距 取板上液層高度 T40 mhL06 63TLhm 041 8 2574 1 5 0 VS 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 14 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 C20 0 070 依式2 02 C 校正物系表面張力為 時mN 9 0073 21 074 2 0 CsmuVL 24 186 53 max 可取安全系數(shù)為 0 7 則 安全系數(shù) 0 6 0 8 usD47 185 034 sm 27 0max 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 1 6m 則空塔氣速 0 73m s 對提餾段 初選板間距 取板上液層高度 HT40 mhL06 故 mhL3 092 13 7654 8 5 0 VS 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 C20 0 065 依式2 02 C 校正物系表面張力為 時mN 58 19 06 206 2 0 sCuVL 1 3 75 max 可取安全系數(shù)為 0 7 則 安全系數(shù) 0 6 0 8 故 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 15 smu 70 1 07 max VsD62 43 按標(biāo)準(zhǔn) 塔徑圓整為 2 0m 則空塔氣速 0 46m s 將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致 根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定 對 于相差不大的二塔徑取二者中較大的 因此在設(shè)計塔的時候塔徑取 2m 2 6 塔板主要工藝尺寸的計算 2 6 1 溢流裝置計算 精餾段 因塔徑 D 2m 可選用單溢流弓形降液管 采用平行受液盤 對精餾段各項(xiàng)計算 如下 a 溢流堰長 單溢流區(qū) 0 6 0 8 D 取堰長為 0 60D 0 60 2 0 1 2mwlwl wl b 出口堰高 hOWL 60 Dlw 81 92 136055 2 whl 查液流收縮系數(shù)計算圖可以 圖 2 1 液流收縮系數(shù)計算圖 查得 E 1 04 則 mlLEhwhOW 014 2 13604 10821084 2 3 23 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 16 故 mhOWLw046 1 06 c 降液管的寬度 與降液管的面積 dfA 由 查弓形降液管的寬度與面積圖 Dlw 圖 2 2 弓形降液管的寬度與面積 124 0 DWd 056 TfA m198 222 13 437 47 Af 利用 計算液體在降液管中停留時間以檢驗(yàn)降液管面積 hTfLH360 即 大于 5s 符合要求 ShTf56 12 d 降液管底隙高度 0 取液體通過降液管底隙的流速 0 07 0 25m s smuo 08 依式 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 17 mulLhowho 0375 218 036360 o 6 75 4 滿足條件 故降液管底隙高度設(shè)計合理 e 受液盤 采用平行形受液盤 不設(shè)進(jìn)堰口 深度為 60mm 提餾段 因塔徑 D 2m 可選用單溢流弓形降液管 采用平行受液盤 對精餾段各項(xiàng)計算如 下 a 溢流堰長 單溢流區(qū) lW 0 6 0 8 D 取堰長 為 0 60D 0 60 2 0 1 2mwl wl b 出口堰高 WhOLh 60 Dlw 81 92 136055 2 wl 查液流收縮系數(shù)計算圖可以得到液流收縮系數(shù) E 查得 E 1 04 則 mlLEhwhOW 014 2 13604 10821084 2 3 23 故 mOWLw 6 c 降液管的寬度 與降液管的面積 由dfA 查弓形降液管的寬度與面積圖可得0 Dlw 124d 056 TfA mW198 222 3 434056DAf 利用 計算液體在降液管中停留時間以檢驗(yàn)降液管面積 hTfLH3 s5 26 3086 4 160 符 合 要 求大 于hTf 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 18 d 降液管底隙高度 0h 取液體通過降液管底隙的流速 0 07 0 25m s sm 01 09 360 wsolLh 滿足條件 故降液管底隙高度設(shè)計合理 e 受液盤 采用平行形受液盤 不設(shè)進(jìn)堰口 深度為 60mm 2 6 2 塔板布置 a 塔板的分塊 因 D 1200mm 故塔板采用分塊式 塔極分為 4 塊 對精餾段 取邊緣區(qū)寬度 由于小塔邊緣區(qū)寬度取 30 50mm 所以這里取 mWc0 安定區(qū)寬度 由于 D 1 2m 1 5m 故 所 以 取mWs75 60 s b 開孔區(qū)面積 RxxRAa 122sin80 計算開孔區(qū)面積 mWDc96 4 2 mWDxsd 73 0 198 02 5Aa解 得 篩孔數(shù) 與開孔率 n 本例所處理是物系無腐蝕性 可選用 碳鋼板 取篩板直徑 篩3 d50 孔按正三角形排列取孔中心距 t 為 m2054 個篩 孔 數(shù) 719 11052323 Aatn 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 19 7 5 2097 907 20 dtAao 開 孔 率 則每層板上的開孔面積 為 20 14 5 mAa 氣體通過篩孔的氣速為 sVus 3 0142 70 2 7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降 2 7 1 精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降 1 干板阻力 計算 干板阻力由下式計算 gh 由 查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖67 1350 d 圖 2 3 得 84 0 C 液柱mughLVc 027 84 351 076281 921 20 故 2 氣體通過液層的阻力 計算 lh 氣體通過液層的阻力 由下式計算 即L 1 smAVufTsa 7 014 3056 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 20 305 186 27 021210 mskguFVma 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得 故 液 柱hL36 581 3 液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 由下式計算 即 h液 柱mgdhL 023 5 81945 0723 氣體通過每層塔板的液柱高度 按下式計算 ph液 柱hlcp 06 23 7 2 氣體通過每層塔板的壓降為 KpaPgLp 7 5481 9406 2 液面落差 對于篩板塔 液面落差很小 且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大 故可忽略液面落 差的影響 3 溢流液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛 降液管內(nèi)液層高 應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系 即 dH wTdhH dLp 而 塔板不設(shè)進(jìn)口堰 則 mhlhwsd 01 375 02165 153 0220 H 6 苯 甲苯物系屬一般物系 取 則 dwT Hmh 液 柱20 4 0 5 所以設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 4 霧沫夾帶 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 21 霧沫夾帶按下式計算 氣液 氣液Kg KghHuLTaLV 1 0 014 5 4071 2075 7 5 2 33 33 故液沫夾帶量 在允許的范圍內(nèi) v 5 漏液 對篩板塔 漏液點(diǎn)氣速可由以下公式計算 smhCu VL 02 5 13 056 40in min 031u 穩(wěn)定系數(shù)為 5 178 5 in 0 K 故在本設(shè)計中無明顯漏液 2 7 2 提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降 1 干板阻力計算 干板阻力由下式計算 查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得67 1350 d由 84 0 C故 mugh LVc 031 84 217653 8921210 2 氣體通過液層的阻力計算 Lh 1 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 22 smAVufTsa 48 013 46 5 8 021210 kgFVma 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得 6 故 液 柱hL4 681 3 液體表面張力的阻力 計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 由下式計算 即 h 液 柱mgdhL 014 5 819765430 氣體通過每層塔板的液柱高度 按下式計算 ph液 柱hlcp 072 4 03 氣體通過每層塔板的壓降為 KpaPgLp 8 51 9762 2 液面落差 對于篩板塔 液面落差很小 且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大 故可忽略液面落 差的影響 3 溢流液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛 降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系 即 wTdhH dLp 塔板不設(shè)進(jìn)口堰 則 mhlhwsd 097 6 210853 153 0220 H97 67 苯 甲苯物系屬一般物系 取 則 5 0 dwT Hmh 液 柱23 4 0 5 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 23 所以設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 4 霧沫夾帶 霧沫夾帶按下式計算 氣液 氣液Kg KghHuLTaLV 1 0 024 15 40815 97 27 5 2 332 33 故液沫夾帶量 在允許的范圍內(nèi) v 5 漏液 對篩板塔 漏液點(diǎn)氣速可由以下公式計算 smhCu VL 2 4 13 056 0in0 min 0031u 穩(wěn)定系數(shù)為 5 142 5in 0 K 故在本設(shè)計中無明顯漏液 2 8 塔板負(fù)荷性能圖 2 81 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 1 漏液線 VLowhu 13 056 4C0min 0 ii AVs Lh aA 0 32108 2 whowlEh 得 32323200min 5 7684 86 4510 614 0 6 8 SsVLwhwsLlECAV 整理得 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 24 3 25 7 2684 0ss LV 在操作范圍內(nèi) 任取幾個 值 依上式計算出 值 計算結(jié)果列于下表s SV 表 2 2 漏液線計算結(jié)果 0 003 0 004 0 005 0 006 0 01 3smLs 1 22 1 24 1 254 1 27 1 32Vs 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線 1 2 霧沫夾帶線 為限 氣液以 kg 1 0v 關(guān) 系 如 下求 sLV 3 22 3 3 3 2 232 3696 45 10 5 180 7 4 26 6 4108 0 75ss sv sowLf ssow ssfTsafTaLvVLVhhLAVhHu 在操作范圍內(nèi) 任取幾個 值 依上式計算出 值 計算結(jié)果列于下表s SV 表 2 3 霧沫夾帶線計算結(jié)果 0 003 0 004 0 005 0 006 0 01 3smLs 4 001 3 89 3 79 3 696 3 361Vs 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2 3 液相負(fù)荷下限線 對于平直堰 取堰上液層高度 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn) mhow06 2 136 04 18 23 3 sowLh 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 25 smLs 0317 min 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 3 4 液相負(fù)荷上限線 以 作為液體在降液管中停留時間的下限s4 0 s TLHAsmTfs 13 04 max 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線 4 5 液泛線 由 E 1 04 得 21 wl swswsow LlLlLEh 323232 614 0604 18 60084 2 222017 5 8076 5 5 5s sLVosLVoC VCAu 3 23 21 80 9 614 0 6 ssOWo Lh 液 柱已 算 出 m3 33 221 1 9 07 ssCP LV22 6 750 153 53 0 ssoWsdhlLh mHT4 046 代入 dowpwThh 整理得 23 22590 85 1sss LV 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 26 在操作范圍內(nèi) 任取幾個 Ls 值 依上式計算出 Vs 值 計算結(jié)果列于表 2 4 表 2 4 圖 2 4 精餾段負(fù)荷性能圖 2 82 提餾段塔板負(fù)荷性能圖 1 漏液線 VLowhu 13 056 4C0min 0 由 ii AVs Lh aA 0 32108 2 whowlEh Ls m3 s 0 003 0 004 0 005 0 006 0 01 Vs m3 s 9 74 9 46 9 13 8 81 7 18 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 27 32323200min 51 976 13 1 76504 61 0484 8 SsVLwhwsLlECAV 整理得 3 26 0ssV 在操作范圍內(nèi) 任取幾個 值 依上式計算出 值 計算結(jié)果列于下sl SV 表 2 5 漏液線計算結(jié)果 0 003 0 004 0 005 0 006 0 01 3smLs 0 92 0 92 0 93 0 94 0 80Vs 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線 1 2 霧沫夾帶線 以 求 氣 為 限液以 kg 1 0v 的 關(guān) 系 如 下求 sLV 3 22 3 3 3 2 232 365 09 410 4 1860 17 5 264 418 0 75ss sv sowLf ssow ssfTsafTaLVLVhhLVAhHu 在操作范圍內(nèi) 任取幾個 值 依上式計算出 值 計算結(jié)果列于下表sl SV 表 2 6 液沫夾帶線計算結(jié)果 0 003 0 004 0 005 0 006 0 01 3smLs 3 626 3 527 3 436 3 357 3 04Vs 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 28 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2 3 液相負(fù)荷下限線 對于平直堰 取堰上液層高度 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn) mhow06 2 136 04 18 23 3 sowLhsmLs 7min 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 3 4 液相負(fù)荷上限線 以 作為液體在降液管中停留時間的下限s5 s TLHA smTfs 094 513 0 3max 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線 4 5 液泛線 由 E 1 04 1 2 得 wl swswsow LlLlLEh 323232 614 0604 18 601084 2 2 2220147 75 8 5 5 5s sLVosLVoC VCAu 3 23 21 0 9 614 0 6 ssOWo Lh 液 柱已 算 出 m3 33 221 14 8 9 047 ssCP LV22 0 153 53 0 ssoWsdhlLh mHT4 5 046 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 29 代入 dowpwThhH 整理得 23 22 894 59 1sss LV 在操作范圍內(nèi) 任取幾個 Ls 值 依上式計算出 Vs 值 計算結(jié)果列于表 表 2 7 Ls m s 0 003 0 004 0 005 0 006 0 01 Vs m s 12 4 12 28 12 17 12 06 11 66 第 3 章 設(shè)計結(jié)果一覽表 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 30 計算數(shù)據(jù)項(xiàng)目 符號 單位 精餾段 提留段 各段平均壓強(qiáng) Pm kPa 105 85 111 1 各段平均溫度 tm 86 3 99 8 氣相 VS m3 s 1 47 1 46平均 流量 液相 LS m3 s 0 036 0 086 實(shí)際塔板數(shù) N 塊 7 8 板間距 HT m 0 40 0 40 塔的有效高度 Z m 4 8 5 6 塔徑 D m 2 2 空塔氣速 u m s 0 73 0 46 塔板液流形式 單流型 單流型 溢流管型式 弓形 弓形 堰長 lw m 1 2 1 2 堰高 hw m 0 046 0 04 溢流堰寬度 Wd m 0 198 0 198 管底與受業(yè)盤距 離 ho m 0 0375 0 09 板上清液層高度 hL m 0 06 0 06 孔徑 do mm 5 0 5 0 孔間距 t mm 20 20 孔數(shù) n 個 7219 7219 開孔面積 m2 0 142 0 142 篩孔氣速 uo m s 10 35 10 35 塔板壓降 hP kPa 0 525 0 540 液體在降液管中停留 時間 s 5 26 5 26 降液管內(nèi)清液層高度 Hd m 0 127 0 13 霧沫夾帶 v kg 液 kg 氣 0 00732 0 00657 負(fù)荷上限 霧沫夾帶控 制 霧沫夾帶控 制 負(fù)荷下限 漏液控制 漏液控制 第四章 板式塔結(jié)構(gòu) 板式塔內(nèi)部裝有塔板 降液管 各物流的進(jìn)出口管及人孔 手孔 基座 除沫器 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 31 等附屬裝置 除一般塔板按設(shè)計板間距安裝外 其他處根據(jù)需要決定其間距 4 1 塔頂空間 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距 為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降 此 段遠(yuǎn)高于板間距 甚至高出一倍以上 本塔塔頂空間取 mHD2 1 4 2 塔底空間 塔底空間指塔內(nèi)最下層塔底間距 其值由如下兩個因素決定 塔底駐液空間依 貯存液量停留 3 5min 或更長時間 易結(jié)焦物料可縮短停留時間 而定 塔底液面 至最下層塔板之間要有 1 2m 的間距 大塔可大于此值 本塔取 m 5 1 BH 4 3 人孔 一般每隔 6 8 層塔板設(shè)一人孔 設(shè)人孔處的板間距等于或大于 600mm 人孔直徑 一般為 450 500mm 其伸出塔體得筒體長為 200 250mm 人孔中心距操作平臺約 800 1200mm 本塔設(shè)計每 7 塊板設(shè)一個人孔 共兩個 即 4個 pn 4 4 塔高 BDPFTPF HHnH 1 5 126 08 4 0 28 m5 14 故全塔高為 14 5m 另外由于使用的是虹吸式再沸器 可以在較低位置安置 所以 裙座取了較小的 1 5m 主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 32 表 1 苯和甲苯的物理性質(zhì) 項(xiàng)目 分子式 分子量 M 沸點(diǎn) 臨界溫度 tC 臨界壓強(qiáng)P C kPa 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 苯和甲苯的飽和蒸汽壓 溫度 080 1 85 90 95 100 105 105 kPaAP101 33 116 9 135 5 155 7 179 2 204 2 240 kPaB40 0 46 0 54 0 63 3 74 3 86 0 101 33 表 3 常溫下苯 甲苯氣液平衡數(shù)據(jù) 2 例 1 1 附表 2 8P 溫度 C080 1 85 90 95 100 105 液相中苯的摩爾分率 1 000 0 780 0 581 0 412 0 258 0 130 汽相中苯的摩爾分率 1 000 0 900 0 777 0 630 0 456 0 262 表 4 純組分的表面張力 1 附錄圖 7 378P 溫度 80 90 100 110 120 苯 mN 甲苯 21 27 21 69 20 06 20 59 18 85 19 94 17 66 18 41 16 49 17 31 表 5 組分的液相密度 1 附錄圖 8 382P 溫度 80 90 100 110 120 苯 kg 3815 803 9 792 5 780 3 768 9 甲苯 kg m810 800 2 790 3 780 3 770 表 6 液體粘度 1 L365P 溫度 80 90 100 110 120 苯 mP s a0 308 0 279 0 255 0 233 0 215 甲苯 mP s 0 311 0 286 0 264 0 254 0 228 表 7 常壓下苯 甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度 t 液相中苯的摩爾分率 x 氣相中苯的摩爾分率 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 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 33 102 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 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 34 第五章 致謝 兩個星期的課程設(shè)計終于完了 此次的課程設(shè)計讓我感觸很多 不僅僅是知識上 的學(xué)習(xí)和掌握 同時也讓我明白了很多做人的道理 通過此次課程設(shè)計 使我更加扎 實(shí)的掌握了有關(guān)化工原理方面的知識 在設(shè)計過程中雖然遇到了一些問題 但經(jīng)過一 次又一次的思考 一遍又一遍的檢查終于找出了原因所在 也暴露出了前期我在這方 面的知識欠缺和經(jīng)驗(yàn)不足 實(shí)踐出真知 通過親自動手制作 使我們掌握的知識不再 是紙上談兵 在開始階段 老師讓我們了解一些基本知識 當(dāng)自己照著學(xué)習(xí)指導(dǎo)上的內(nèi)容完成 這次的設(shè)計 在設(shè)計過程中 我認(rèn)真的去學(xué)習(xí)和研究 也自己獨(dú)立的完成一個項(xiàng)目 當(dāng)看到自己做出的成果時心里真的很興奮 此次實(shí)驗(yàn)讓我明白了一個很深刻的道理 團(tuán)隊(duì)精神固然很重要 擔(dān)人往往還是要靠自己的努力 自己親身去經(jīng)歷 這樣自己的 心里才會踏實(shí) 學(xué)到的東西才會更多 通過這次課程設(shè)計我經(jīng)歷并學(xué)到了很多知識 熟悉了大量課程內(nèi)容 懂得了許多 做事方法 可謂是我從中受益匪淺 我想這也許就是這門課程的最初本意 從接到課 題并完成分組的那一刻起我們就立志要盡最大努力把它做全做好 萬事開頭難 我從 最簡單的物料衡算開始 把設(shè)計題目中的操作條件轉(zhuǎn)化為化工原理課程物料衡算相關(guān) 的變量最終把物料衡算正確的計算出來 然后是回流比的確定 我應(yīng)用化工原理中的 計算式出了最小回流比 然后通過分析確定了放大倍數(shù)求出了實(shí)際回流比 同樣理論 塔板數(shù)的計算也是通過復(fù)雜但有序的計算得出 回顧起此課程設(shè)計 至今我仍感慨頗多 從理論到實(shí)踐 在這段日子里 可以說 得是苦多于甜 但是可以學(xué)到很多很多的東西 同時不僅可以鞏固了以前所學(xué)過的知 識 而且學(xué)到了很多在書本上所沒有學(xué)到過的知識 通過這次課程設(shè)計使我懂得了理 論與實(shí)際相結(jié)合是很重要的 只有理論知識是遠(yuǎn)遠(yuǎn)不夠的 只有把所學(xué)的理論知識與 實(shí)踐相結(jié)合起來 從理論中得出結(jié)論 才能真正為社會服務(wù) 從而提高自己的實(shí)際動 手能力和獨(dú)立思考的能力 在設(shè)計的過程中遇到問題 可以說得是困難重重 但可喜 的是最終都得到了解決 最后 我還要感謝赫老師對我們的教導(dǎo)與幫助 感謝同學(xué)們的相互支持 與他們 一起對一些問題的探討和交流讓我開拓了思路 也讓我在課程設(shè)計時多了些輕松 愉 快 內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計說明書 35 參考文獻(xiàn) 1 夏清 陳常貴 化工原理下冊 天津 天津大學(xué)出版社 2005 2 柴誠敬 劉國維等 化工原理課程設(shè)計 M 天津 天津科學(xué)技術(shù)出版社 1995 3 陳均志 李雷 化工原理實(shí)驗(yàn)及課程設(shè)計 北京 化學(xué)工業(yè)出版社 2008 4 賈紹義 柴敬誠 化工原理課程設(shè)計 天津 天津大學(xué)出版社 2002