化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计

内蒙古科技大学课程设计说明书 I 资料 前 言 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节 通过课程设计使我 们初步掌握化工设计的基础知识 设计原则及方法 学会各种手册的使用方法及物理 性质 化学性质的查找方法和技巧 掌握各种结果的校核 能画出工艺流程 塔板结 构等图形 在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性 还要考虑生产上的安全性 经 济合理性 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的 精馏是 利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组 分分离的方法 塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类 前者的代表是板式 塔 后者的代表则为填料塔 筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点 生产能力大于 10 5 板效率提高产量 15 左右 而压降可降低 30 左右 另外筛板塔结构简单 消耗金属少 塔板的造价可减少 40 左右 安装容易 也便于清理检修 本次课程设计为年处理含苯质量分数 36 的苯 甲苯混合液 4 万吨的筛板精馏塔设计 塔设备是化工 炼油生产中最重要的设备之一 它可使气 或汽 液或液液两相之间进行紧密接触 达到相际传质及传热的目的 在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求 另外还 要有一定的潜力 节省能源 综合利用余热 经济合理 冷却水进出口温度的高低 一方面影响到冷却水用量 另一方面影响到所需传热面积的大小 即对操作费用和设 备费用均有影响 因此设计是否合理的利用热能 R 等直接关系到生产过程的经济问题 内蒙古科技大学课程设计说明书 II 内蒙古科技大学课程设计说明书 I 目录 第一章 绪论 1 1 1 精馏条件的确定 1 1 1 1 精馏的加热方式 1 1 1 2 精馏的进料状态 1 1 1 3 精馏的操作压力 1 1 2 确定设计方案 1 1 2 1 工艺和操作的要求 2 1 2 2 满足经济上的要求 2 1 2 3 保证安全生产 2 第二章 设计计算 3 2 1 设计方案的确定 3 2 2 精馏塔的物料衡算 3 2 2 1 原料液进料量 塔顶 塔底摩尔分率 3 2 2 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 3 2 2 3 物料衡算 3 2 3 塔板计算 4 2 3 1 理论板数 NT 的求取 4 2 3 2 全塔效率的计算 6 2 3 3 求实际板数 7 2 3 4 有效塔高的计算 7 2 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 8 2 4 1 操作压力的计算 8 2 4 2 操作温度的计算 8 2 4 3 平均摩尔质量的计算 8 2 4 4 平均密度的计算 10 2 4 5 液体平均表面张力的计算 11 2 4 6 液体平均黏度的计算 12 2 4 7 气液负荷计算 13 内蒙古科技大学课程设计说明书 II 2 5 塔径的计算 13 2 6 塔板主要工艺尺寸的计算 15 2 6 1 溢流装置计算 15 2 6 2 塔板布置 18 2 7 筛板的流体力学验算塔板压降 19 2 7 1 精馏段筛板的流体力学验算塔板压降 19 2 7 2 提馏段筛板的流体力学验算塔板压降 21 2 8 塔板负荷性能图 23 2 81 精馏段塔板负荷性能图 23 2 82 提馏段塔板负荷性能图 26 第三章 设计结果一览表 30 第四章 板式塔结构 31 4 1 塔顶空间 31 4 2 塔底空间 31 4 3 人孔 31 4 4 塔高 31 第五章 致谢 34 参考文献 35 内蒙古科技大学课程设计说明书 1 第 1 章 绪论 1 1 精馏条件的确定 本精馏方案适用于工业生产中苯 甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯 精馏塔苯塔 的产品要求纯度很高 而且要求塔顶 塔底产品同时合格 普通的精馏温度控制远远 达不到这个要求 故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求 故苯 塔采用温差控制 1 1 1 精馏的加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热 设置再沸器 有时也可采用直接蒸汽 加热 然而 直接蒸汽加热 由于蒸汽的不断通入 对塔底溶液起了稀释作用 在塔 底易挥发物损失量相同的情况下 塔底残液中易挥发组分的浓度应较低 因而塔板数 稍有增加 采用直接蒸汽加热时 加热蒸汽的压力要高于釜中的压力 以便克服蒸汽 喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力 1 1 2 精馏的进料状态 进料状态直接影响到进料线 q 线 操作线和平衡关系的相对位置 对整个塔的 热量衡算也有很大的影响 和泡点进料相比 若采用冷进料 在分离要求一定的条件 下所需理论板数少 不需预热器 但塔釜热负荷 一般需采用直接蒸汽加热 从总热 量看基本平衡 但进料温度波动较大 操作不易控制 若采用露点进料 则在分离要 求一定的条件下 所需理论板数多 进料前预热器负荷大 能耗大 同时精馏段与提 馏段上升蒸汽量变化较大 操作不易控制 受外界条件影响大 泡点进料介于二者之间 最大的优点在于受外界干扰小 塔内精馏段 提馏段上 升蒸汽量变化较小 便于设计 制造和操作控制 故此设计采用泡点进料 1 1 3 精馏的操作压力 精馏操作在常压下进行 因为苯沸点低 适合于在常压下操作而不需要进行减压 操作或加压操作 同时苯物系在高温下不易发生分解 聚合等变质反应且为液体 不 是混合气体 所以 不必要用加压或减压精馏 另一方面 加压或减压精馏能量消耗 大 在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏 1 2 确定设计方案 确定设计方案总的原则是在可能的条件下 尽量采用科学技术上的最新成就 使 内蒙古科技大学课程设计说明书 2 生产达到技术上最先进 经济上最合理的要求 符合优质 高产 安全 低消耗的原 则 为此 必须具体考虑如下几点 1 2 1 工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备 首先必须保证产品达到任务规定的要求 而且质量要 稳定 这就要求各流体流量和压头稳定 入塔料液的温度和状态稳定 从而需要采取 相应的措施 其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性 各处流量应能在一定范围 内进行调节 必要时传热量也可进行调整 因此 在必要的位置上要装置调节阀门 在管路中安装备用支线 计算传热面积和选取操作指标时 也应考虑到生产上的可能 波动 再其次 要考虑必需装置的仪表 如温度计 压强计 流量计等 及其装置的位 置 以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常 从而帮助找出不正常的原因 以 便采取相应措施 1 2 2 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗 减少设备及基建费用 如前所述在蒸馏过程中如能适 当地利用塔顶 塔底的废热 就能节约很多生蒸汽和冷却水 也能减少电能消耗 又 如冷却水出口温度的高低 一方面影响到冷却水用量 另方面也影响到所需传热面积 的大小 即对操作费和设备费都有影响 同样 回流比的大小对操作费和设备费也有 很大影响 1 2 3 保证安全生产 例如苯属有毒物料 不能让其蒸汽弥漫车间 又如 塔是指定在常压下操作的 塔内压力过大或塔骤冷而产生真空 都会使塔受到破坏 因而需要安全装置 以上三项原则在生产中都是同样重要的 但在化工原理课程设计中 对第一个原 则应作较多的考虑 对第二个原则只作定性的考虑 而对第三个原则只要求作一般的 考虑 内蒙古科技大学课程设计说明书 3 第二章 设计计算 2 1 设计方案的确定 本设计采用连续精馏流程 饱和液体进料 塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝 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 该物系属于 易分离物系 最小回流比比较小 故操作回流比取最小回流比的 2 倍 塔釜采用饱和 蒸汽间接加热 塔底产品冷却后送至储罐 2 2 精馏塔的物料衡算 2 2 1 原料液进料量 塔顶 塔底摩尔分率 生产能力 进料量 F 85000t 年 苯的摩尔质量 MA 78 11Kg mol 甲苯的摩尔质量 MB 92 13Kg mol 4 013 92 6 78 40 FX 89D 0 2 W 2 2 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 kmolKgMF 5 961283 4 1 784 0 D 7409093 klW 2 2 2 2 3 物料衡算 原料处理量 hmolF 1037 5 961802 总物料衡算 F D W 137kmol h 苯物料衡算 WD4 4 联立解得 D 59 43Kmol h W 77 57Kmol h 内蒙古科技大学课程设计说明书 4 2 3 塔板计算 2 3 1 理论板数 NT 的求取 1 相对挥发度的求取 查 温度 组成 图得 td 80 tw 92 6 由表 2 当取 td 80 时 kpPA3 10 kpPB40 5 201B 当取 td 92 6 时 kpPA4 6 kpPB94 58 8 22 B 5 24 321 2 最小回流比的求取 由于是饱和液体进料 有 q 1 q 线为一垂直线 故 根据相平衡方4 0 FPx 程有 xxyPP5 12 1 最小回流比为 4 1min FDFDXR 对于平衡曲线不正常情况下 取回流比 R 1 1 2 Rmin R 1 5Rmin 2 16 3 精馏塔的气 液相负荷 hKmolRDL 37 1284 596 2 lV 0 1 hoqF3765 内蒙古科技大学课程设计说明书 5 hKmolFFqDRV 80 1743 5916 21 4 操作线方程 精馏段操作线方程 31 0684 1 3906 211 xxRxynDnn 提馏段操作线方程 0 4 1 mwmxVWxLy 5 逐板法求理论板数计算过程如下 相平衡方程 即 xy1 xy5 12 变形得 x5 2 精馏段操作线方程 31 0684 1 xyn 提馏段操作线方程 1 mm 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 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 内蒙古科技大学课程设计说明书 6 783 01 684 03 xy 591 0 256 yx 5 37 57 64 01 684 03 xy 43 0 1258 yx 8 F 故精馏段理论板数 n 7 用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算 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 故提馏段理论板数 n 8 不包括再沸器 2 3 2 全塔效率的计算 由 td 80 tw 92 6 内蒙古科技大学课程设计说明书 7 计算出 tm 93 5 根据表 6 分别查得苯 甲苯在平均温度下的粘度 内差法计算出 SmPaA 271 0 SmPaB 278 0 平均粘度由公式 得 SPaL 275 08 560271 40 根据奥康奈尔 O connell 公式计算全塔效率 TE 537 027 549 049 04 25 LTE 2 3 3 求实际板数 精馏段实际板层数 块 精 1357 0 N 提馏段实际板层数 块 提 1537 08 全塔共有塔板 28 块 进料板在第 14 块板 2 3 4 有效塔高的计算 精馏段有效塔高 mZ8 40131 提馏段有效塔高 6 52 在精馏段和提馏段各设人孔一个 高度为 600mm 故有效塔高 mZ6 12 08 4 内蒙古科技大学课程设计说明书 8 2 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2 4 1 操作压力的计算 塔顶操作压力 P 101 3 kPa 每层塔板压降 P 0 7 kPa 进料板压力 101 3 0 7 13 110 4kPaF 塔底操作压力 101 3 0 7 15 111 8kPawP 精馏段平均压力 101 3 110 4 2 105 85 kPa1m 提馏段平均压力 110 4 111 8 2 111 1kPa2P 2 4 2 操作温度的计算 80 Dt塔 顶 温 度 6 92Ft进 料 板 温 度 107 Wt塔 底 温 度 精馏段平均温度 80 92 6 2 86 3 1mt 提馏段平均温度 92 6 107 2 99 8 2t 2 4 3 平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量计算 由 得 x1 0 959带 入 相 平 衡 方 程由 983 01 yXD 内蒙古科技大学课程设计说明书 9 kmolgMmDL 69 7813 295 01 7895 0 lmV 5 3 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法 得 0 654 0 43FyFx kmolgMmFV 96 8213 654 01 78654 0 lmL 0 9 3 塔底平均摩尔质量计算 由 0 01 由相平衡方程 得 0 026WxWy 7 913 2 06 1 78026 kmolgMmV lmWl 精馏段平均摩尔质量 65 8029 35 78kmolgMmV 4 1 6 lmL 提馏段平均摩尔质量 37 82 916 8kmolgMmV 05 0 lmL 内蒙古科技大学课程设计说明书 10 2 4 4 平均密度的计算 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 86 215 73 86314 053mkgRTPMVm 提馏段的平均气相密度 15 2738 9314 3 kgMVm 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算 即 LBLALam 1 由 tD 80 查手册得 3 815kgA 3 810mkgB 塔顶液相的质量分率 求得 9 A 得 8102 49 1 mDL 3 814kgmDL 由 tf 92 06 查共线图得 3 9 kgA 3 6 79kgB 塔顶液相的质量分率 求得 39 01 243 01 7843 0 A 得 6 9 1 mFL 3 8mkgmFL 内蒙古科技大学课程设计说明书 11 c 塔底液相平均密度的计算 由 tw 107 3 96 78mkgA 3 78mkgB 塔顶液相的质量分率 085 13 920 1 0 A 得 3 785196 01 mWL 3 7mkgmWL 精馏段液相平均密度为 3 45 8072 814kgLm 提馏段液相平均密度为 3 630mLm 2 4 5 液体平均表面张力的计算 由公式 nLmx1 a 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD 80 查手册 27 mNA 69 21mNB 8 16901 27983 0 mL b 进料板液相平均表面张力的计算 由 tF 92 06 查共线图得 75 19NA 42 0mNB 1357 430 FmL c 塔底液相平均表面张力的计算 由 tw 107 查共线图得 02 18NA 87 1mNB 6 9 WmL 内蒙古科技大学课程设计说明书 12 精馏段液相平均表面张力为 21 03 28 1mNLm 提馏段液相平均表面张力为 50 19286 3 0 Lm 2 4 6 液体平均黏度的计算 由公式 及查手册得 iLmx 塔顶液相平均黏度的计算 由 tD 80 查共线图得 308 smPaA 31 0smPaB 8 7 9 DL a 进料板液相平均黏度的计算 由 tF 92 06 查共线图得 273 0smPaA 286 0smPaB 57 4 FL b 塔底液相平均黏度的计算 由 tw 107 查共线图得 257 0smPaA 26 0smPaB 579 41 WL 精馏段液相平均黏度为 2 08 3 0sPaLm 提馏段液相平均黏度为 7 6 2 smL 内蒙古科技大学课程设计说明书 13 2 4 7 气液负荷计算 精馏段 hkmolDRV 80 1743 59 16 2 sMsVm 08733 hkolL 1243 596 2 smsLm036 8703 提馏段 hkolFqDRV 8 174 59 1 2 1 smMsVm 6 3 607833 hkolqL 7 2514591 2 ssLm 086 7360 3603 2 5 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 2 1 板间距与塔径关系 塔径 DT m 0 3 0 5 0 5 0 8 0 8 1 6 1 6 2 4 2 4 4 0 板间距 HT mm 200 300 250 350 300 450 350 600 400 600 对精馏段 初选板间距 取板上液层高度 T40 mhL06 63TLhm 041 8 2574 1 5 0 VS 内蒙古科技大学课程设计说明书 14 查史密斯关联图 得 C20 0 070 依式2 02 C 校正物系表面张力为 时mN 9 0073 21 074 2 0 CsmuVL 24 186 53 max 可取安全系数为 0 7 则 安全系数 0 6 0 8 usD47 185 034 sm 27 0max 按标准塔径圆整为 1 6m 则空塔气速 0 73m s 对提馏段 初选板间距 取板上液层高度 HT40 mhL06 故 mhL3 092 13 7654 8 5 0 VS 查史密斯关联图 得 C20 0 065 依式2 02 C 校正物系表面张力为 时mN 58 19 06 206 2 0 sCuVL 1 3 75 max 可取安全系数为 0 7 则 安全系数 0 6 0 8 故 内蒙古科技大学课程设计说明书 15 smu 70 1 07 max VsD62 43 按标准 塔径圆整为 2 0m 则空塔气速 0 46m s 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致 根据塔径的选择规定 对 于相差不大的二塔径取二者中较大的 因此在设计塔的时候塔径取 2m 2 6 塔板主要工艺尺寸的计算 2 6 1 溢流装置计算 精馏段 因塔径 D 2m 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 a 溢流堰长 单溢流区 0 6 0 8 D 取堰长为 0 60D 0 60 2 0 1 2mwlwl wl b 出口堰高 hOWL 60 Dlw 81 92 136055 2 whl 查液流收缩系数计算图可以 图 2 1 液流收缩系数计算图 查得 E 1 04 则 mlLEhwhOW 014 2 13604 10821084 2 3 23 内蒙古科技大学课程设计说明书 16 故 mhOWLw046 1 06 c 降液管的宽度 与降液管的面积 dfA 由 查弓形降液管的宽度与面积图 Dlw 图 2 2 弓形降液管的宽度与面积 124 0 DWd 056 TfA m198 222 13 437 47 Af 利用 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 hTfLH360 即 大于 5s 符合要求 ShTf56 12 d 降液管底隙高度 0 取液体通过降液管底隙的流速 0 07 0 25m s smuo 08 依式 内蒙古科技大学课程设计说明书 17 mulLhowho 0375 218 036360 o 6 75 4 满足条件 故降液管底隙高度设计合理 e 受液盘 采用平行形受液盘 不设进堰口 深度为 60mm 提馏段 因塔径 D 2m 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 a 溢流堰长 单溢流区 lW 0 6 0 8 D 取堰长 为 0 60D 0 60 2 0 1 2mwl wl b 出口堰高 WhOLh 60 Dlw 81 92 136055 2 wl 查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数 E 查得 E 1 04 则 mlLEhwhOW 014 2 13604 10821084 2 3 23 故 mOWLw 6 c 降液管的宽度 与降液管的面积 由dfA 查弓形降液管的宽度与面积图可得0 Dlw 124d 056 TfA mW198 222 3 434056DAf 利用 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 hTfLH3 s5 26 3086 4 160 符 合 要 求大 于hTf 内蒙古科技大学课程设计说明书 18 d 降液管底隙高度 0h 取液体通过降液管底隙的流速 0 07 0 25m s sm 01 09 360 wsolLh 满足条件 故降液管底隙高度设计合理 e 受液盘 采用平行形受液盘 不设进堰口 深度为 60mm 2 6 2 塔板布置 a 塔板的分块 因 D 1200mm 故塔板采用分块式 塔极分为 4 块 对精馏段 取边缘区宽度 由于小塔边缘区宽度取 30 50mm 所以这里取 mWc0 安定区宽度 由于 D 1 2m 1 5m 故 所 以 取mWs75 60 s b 开孔区面积 RxxRAa 122sin80 计算开孔区面积 mWDc96 4 2 mWDxsd 73 0 198 02 5Aa解 得 筛孔数 与开孔率 n 本例所处理是物系无腐蚀性 可选用 碳钢板 取筛板直径 筛3 d50 孔按正三角形排列取孔中心距 t 为 m2054 个筛 孔 数 719 11052323 Aatn 内蒙古科技大学课程设计说明书 19 7 5 2097 907 20 dtAao 开 孔 率 则每层板上的开孔面积 为 20 14 5 mAa 气体通过筛孔的气速为 sVus 3 0142 70 2 7 筛板的流体力学验算塔板压降 2 7 1 精馏段筛板的流体力学验算塔板压降 1 干板阻力 计算 干板阻力由下式计算 gh 由 查筛板塔汽液负荷因子曲线图67 1350 d 图 2 3 得 84 0 C 液柱mughLVc 027 84 351 076281 921 20 故 2 气体通过液层的阻力 计算 lh 气体通过液层的阻力 由下式计算 即L 1 smAVufTsa 7 014 3056 内蒙古科技大学课程设计说明书 20 305 186 27 021210 mskguFVma 查充气系数关联图得 故 液 柱hL36 581 3 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力 由下式计算 即 h液 柱mgdhL 023 5 81945 0723 气体通过每层塔板的液柱高度 按下式计算 ph液 柱hlcp 06 23 7 2 气体通过每层塔板的压降为 KpaPgLp 7 5481 9406 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 溢流液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液层高 应服从下式所表示的关系 即 dH wTdhH dLp 而 塔板不设进口堰 则 mhlhwsd 01 375 02165 153 0220 H 6 苯 甲苯物系属一般物系 取 则 dwT Hmh 液 柱20 4 0 5 所以设计中不会发生液泛现象 4 雾沫夹带 内蒙古科技大学课程设计说明书 21 雾沫夹带按下式计算 气液 气液Kg KghHuLTaLV 1 0 014 5 4071 2075 7 5 2 33 33 故液沫夹带量 在允许的范围内 v 5 漏液 对筛板塔 漏液点气速可由以下公式计算 smhCu VL 02 5 13 056 40in min 031u 稳定系数为 5 178 5 in 0 K 故在本设计中无明显漏液 2 7 2 提馏段筛板的流体力学验算塔板压降 1 干板阻力计算 干板阻力由下式计算 查筛板塔汽液负荷因子曲线图得67 1350 d由 84 0 C故 mugh LVc 031 84 217653 8921210 2 气体通过液层的阻力计算 Lh 1 内蒙古科技大学课程设计说明书 22 smAVufTsa 48 013 46 5 8 021210 kgFVma 查充气系数关联图得 6 故 液 柱hL4 681 3 液体表面张力的阻力 计算 液体表面张力所产生的阻力 由下式计算 即 h 液 柱mgdhL 014 5 819765430 气体通过每层塔板的液柱高度 按下式计算 ph液 柱hlcp 072 4 03 气体通过每层塔板的压降为 KpaPgLp 8 51 9762 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 溢流液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液层高应服从下式所表示的关系 即 wTdhH dLp 塔板不设进口堰 则 mhlhwsd 097 6 210853 153 0220 H97 67 苯 甲苯物系属一般物系 取 则 5 0 dwT Hmh 液 柱23 4 0 5 内蒙古科技大学课程设计说明书 23 所以设计中不会发生液泛现象 4 雾沫夹带 雾沫夹带按下式计算 气液 气液Kg KghHuLTaLV 1 0 024 15 40815 97 27 5 2 332 33 故液沫夹带量 在允许的范围内 v 5 漏液 对筛板塔 漏液点气速可由以下公式计算 smhCu VL 2 4 13 056 0in0 min 0031u 稳定系数为 5 142 5in 0 K 故在本设计中无明显漏液 2 8 塔板负荷性能图 2 81 精馏段塔板负荷性能图 1 漏液线 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 内蒙古科技大学课程设计说明书 24 3 25 7 2684 0ss LV 在操作范围内 任取几个 值 依上式计算出 值 计算结果列于下表s SV 表 2 2 漏液线计算结果 0 003 0 004 0 005 0 006 0 01 3smLs 1 22 1 24 1 254 1 27 1 32Vs 由上表数据即可作出漏液线 1 2 雾沫夹带线 为限 气液以 kg 1 0v 关 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 在操作范围内 任取几个 值 依上式计算出 值 计算结果列于下表s SV 表 2 3 雾沫夹带线计算结果 0 003 0 004 0 005 0 006 0 01 3smLs 4 001 3 89 3 79 3 696 3 361Vs 由上表数据即可作出液沫夹带线 2 3 液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上液层高度 作为最小液体负荷标准 mhow06 2 136 04 18 23 3 sowLh 内蒙古科技大学课程设计说明书 25 smLs 0317 min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3 4 液相负荷上限线 以 作为液体在降液管中停留时间的下限s4 0 s TLHAsmTfs 13 04 max 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4 5 液泛线 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 内蒙古科技大学课程设计说明书 26 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 计算结果列于表 2 4 表 2 4 图 2 4 精馏段负荷性能图 2 82 提馏段塔板负荷性能图 1 漏液线 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 内蒙古科技大学课程设计说明书 27 32323200min 51 976 13 1 76504 61 0484 8 SsVLwhwsLlECAV 整理得 3 26 0ssV 在操作范围内 任取几个 值 依上式计算出 值 计算结果列于下sl SV 表 2 5 漏液线计算结果 0 003 0 004 0 005 0 006 0 01 3smLs 0 92 0 92 0 93 0 94 0 80Vs 由上表数据即可作出漏液线 1 2 雾沫夹带线 以 求 气 为 限液以 kg 1 0v 的 关 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 在操作范围内 任取几个 值 依上式计算出 值 计算结果列于下表sl SV 表 2 6 液沫夹带线计算结果 0 003 0 004 0 005 0 006 0 01 3smLs 3 626 3 527 3 436 3 357 3 04Vs 内蒙古科技大学课程设计说明书 28 由上表数据即可作出液沫夹带线 2 3 液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上液层高度 作为最小液体负荷标准 mhow06 2 136 04 18 23 3 sowLhsmLs 7min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3 4 液相负荷上限线 以 作为液体在降液管中停留时间的下限s5 s TLHA smTfs 094 513 0 3max 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4 5 液泛线 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 内蒙古科技大学课程设计说明书 29 代入 dowpwThhH 整理得 23 22 894 59 1sss LV 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 计算结果列于表 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 设计结果一览表 内蒙古科技大学课程设计说明书 30 计算数据项目 符号 单位 精馏段 提留段 各段平均压强 Pm kPa 105 85 111 1 各段平均温度 tm 86 3 99 8 气相 VS m3 s 1 47 1 46平均 流量 液相 LS m3 s 0 036 0 086 实际塔板数 N 块 7 8 板间距 HT m 0 40 0 40 塔的有效高度 Z m 4 8 5 6 塔径 D m 2 2 空塔气速 u m s 0 73 0 46 塔板液流形式 单流型 单流型 溢流管型式 弓形 弓形 堰长 lw m 1 2 1 2 堰高 hw m 0 046 0 04 溢流堰宽度 Wd m 0 198 0 198 管底与受业盘距 离 ho m 0 0375 0 09 板上清液层高度 hL m 0 06 0 06 孔径 do mm 5 0 5 0 孔间距 t mm 20 20 孔数 n 个 7219 7219 开孔面积 m2 0 142 0 142 筛孔气速 uo m s 10 35 10 35 塔板压降 hP kPa 0 525 0 540 液体在降液管中停留 时间 s 5 26 5 26 降液管内清液层高度 Hd m 0 127 0 13 雾沫夹带 v kg 液 kg 气 0 00732 0 00657 负荷上限 雾沫夹带控 制 雾沫夹带控 制 负荷下限 漏液控制 漏液控制 第四章 板式塔结构 板式塔内部装有塔板 降液管 各物流的进出口管及人孔 手孔 基座 除沫器 内蒙古科技大学课程设计说明书 31 等附属装置 除一般塔板按设计板间距安装外 其他处根据需要决定其间距 4 1 塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距 为利于出塔气体夹带的液滴沉降 此 段远高于板间距 甚至高出一倍以上 本塔塔顶空间取 mHD2 1 4 2 塔底空间 塔底空间指塔内最下层塔底间距 其值由如下两个因素决定 塔底驻液空间依 贮存液量停留 3 5min 或更长时间 易结焦物料可缩短停留时间 而定 塔底液面 至最下层塔板之间要有 1 2m 的间距 大塔可大于此值 本塔取 m 5 1 BH 4 3 人孔 一般每隔 6 8 层塔板设一人孔 设人孔处的板间距等于或大于 600mm 人孔直径 一般为 450 500mm 其伸出塔体得筒体长为 200 250mm 人孔中心距操作平台约 800 1200mm 本塔设计每 7 块板设一个人孔 共两个 即 4个 pn 4 4 塔高 BDPFTPF HHnH 1 5 126 08 4 0 28 m5 14 故全塔高为 14 5m 另外由于使用的是虹吸式再沸器 可以在较低位置安置 所以 裙座取了较小的 1 5m 主要基础数据 内蒙古科技大学课程设计说明书 32 表 1 苯和甲苯的物理性质 项目 分子式 分子量 M 沸点 临界温度 tC 临界压强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 苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度 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 常温下苯 甲苯气液平衡数据 2 例 1 1 附表 2 8P 温度 C080 1 85 90 95 100 105 液相中苯的摩尔分率 1 000 0 780 0 581 0 412 0 258 0 130 汽相中苯的摩尔分率 1 000 0 900 0 777 0 630 0 456 0 262 表 4 纯组分的表面张力 1 附录图 7 378P 温度 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 组分的液相密度 1 附录图 8 382P 温度 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 液体粘度 1 L365P 温度 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 内蒙古科技大学课程设计说明书 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 内蒙古科技大学课程设计说明书 34 第五章 致谢 两个星期的课程设计终于完了 此次的课程设计让我感触很多 不仅仅是知识上 的学习和掌握 同时也让我明白了很多做人的道理 通过此次课程设计 使我更加扎 实的掌握了有关化工原理方面的知识 在设计过程中虽然遇到了一些问题 但经过一 次又一次的思考 一遍又一遍的检查终于找出了原因所在 也暴露出了前期我在这方 面的知识欠缺和经验不足 实践出真知 通过亲自动手制作 使我们掌握的知识不再 是纸上谈兵 在开始阶段 老师让我们了解一些基本知识 当自己照着学习指导上的内容完成 这次的设计 在设计过程中 我认真的去学习和研究 也自己独立的完成一个项目 当看到自己做出的成果时心里真的很兴奋 此次实验让我明白了一个很深刻的道理 团队精神固然很重要 担人往往还是要靠自己的努力 自己亲身去经历 这样自己的 心里才会踏实 学到的东西才会更多 通过这次课程设计我经历并学到了很多知识 熟悉了大量课程内容 懂得了许多 做事方法 可谓是我从中受益匪浅 我想这也许就是这门课程的最初本意 从接到课 题并完成分组的那一刻起我们就立志要尽最大努力把它做全做好 万事开头难 我从 最简单的物料衡算开始 把设计题目中的操作条件转化为化工原理课程物料衡算相关 的变量最终把物料衡算正确的计算出来 然后是回流比的确定 我应用化工原理中的 计算式出了最小回流比 然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比 同样理论 塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算得出 回顾起此课程设计 至今我仍感慨颇多 从理论到实践 在这段日子里 可以说 得是苦多于甜 但是可以学到很多很多的东西 同时不仅可以巩固了以前所学过的知 识 而且学到了很多在书本上所没有学到过的知识 通过这次课程设计使我懂得了理 论与实际相结合是很重要的 只有理论知识是远远不够的 只有把所学的理论知识与 实践相结合起来 从理论中得出结论 才能真正为社会服务 从而提高自己的实际动 手能力和独立思考的能力 在设计的过程中遇到问题 可以说得是困难重重 但可喜 的是最终都得到了解决 最后 我还要感谢赫老师对我们的教导与帮助 感谢同学们的相互支持 与他们 一起对一些问题的探讨和交流让我开拓了思路 也让我在课程设计时多了些轻松 愉 快 内蒙古科技大学课程设计说明书 35 参考文献 1 夏清 陈常贵 化工原理下册 天津 天津大学出版社 2005 2 柴诚敬 刘国维等 化工原理课程设计 M 天津 天津科学技术出版社 1995 3 陈均志 李雷 化工原理实验及课程设计 北京 化学工业出版社 2008 4 贾绍义 柴敬诚 化工原理课程设计 天津 天津大学出版社 2002