化工原理課程設(shè)計--苯-氯苯分離過程精餾塔的設(shè)計

1、<p><b>　　化工原理課程設(shè)計</b></p><p>　　《處理量為50000T/a的分離苯-氯苯的精餾塔的工藝設(shè)計》</p><p>　　專 業(yè)： </p><p>　　班 級： </p><p&g

2、t;　　姓 名： </p><p>　　指導(dǎo)教師： </p><p>　　201 年 月 日</p><p><b>　　一.設(shè)計題目</b></p><p>　　苯-氯苯分離過程精餾塔的設(shè)計：</p>

3、;<p><b>　　二.操作條件</b></p><p>　　1．處理量：50000噸/年</p><p>　　2. 料液組成（質(zhì)量分率）：含苯25%</p><p>　　3. 塔頂產(chǎn)品組成：>=97%</p><p>　　4. 塔底產(chǎn)品組成：<=1%</p><p>

4、　　5．進(jìn)料熱狀態(tài)： 泡點(diǎn)進(jìn)料</p><p><b>　　6．操作壓力：常壓</b></p><p>　　7. 單板壓降：<=0.7kpa</p><p><b>　　三.操作周期</b></p><p>　　每年7200小時，每天24小時連續(xù)工作</p><p>&

5、lt;b>　　四.設(shè)計內(nèi)容 ：</b></p><p>　　1.設(shè)計方案的確定及流程說明</p><p>　　2. 精餾塔的物料衡算； </p><p>　　3. 塔板數(shù)的確定； </p><p>　　4. 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算； </p><p>　　5. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；

6、 </p><p>　　6. 塔板主要工藝尺寸的計算； </p><p>　　7. 塔板的流體力學(xué)驗算； </p><p>　　8. 塔板負(fù)荷性能圖； </p><p>　　9. 設(shè)計結(jié)果一覽表；</p><p>　　10. 板式塔的結(jié)構(gòu)計算； </p><p>　　11. 對設(shè)計過程的評述和有

7、關(guān)問題的討論。</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　一．設(shè)計方案的確定..................................3</p><p>　　二．物料衡算........................................3</p><p>　　三.塔板數(shù)的確定.

8、....................................4</p><p>　　四.主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計.............................7</p><p>　　五.塔體工藝尺寸計算.................................9</p><p>　　六. 塔板工藝尺寸計算.................

9、...............11</p><p>　　七．篩板流體動力學(xué)驗算..............................13</p><p>　　八.塔板負(fù)荷性能圖...................................15</p><p>　　九.精餾塔工藝尺寸總表...............................19&

10、lt;/p><p>　　十.個人總結(jié)及對本設(shè)計的評述...........................................21</p><p>　　十一.參考文獻(xiàn).........................................................21</p><p>　　十二.附表......................

11、.......................................22</p><p><b>　　一．設(shè)計方案的確定</b></p><p>　　本設(shè)計任務(wù)為分離苯－氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分加回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)

12、產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。</p><p><b>　　二．物料衡算.</b></p><p>　　(1)原料液及塔頂、塔底摩爾分率</p><p>　　苯:MA=78.11kg/kmol 氯苯:MB=112.5 kg/kmol</p><p>　　進(jìn)料液中輕組分

13、質(zhì)量分?jǐn)?shù)為41％的摩爾分率</p><p><b>　　XF= </b></p><p>　　塔頂輕組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)為90％的摩爾分率</p><p><b>　　XD= </b></p><p>　　塔底輕組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)為3％的摩爾分率</p><p><b>　　XW

14、= </b></p><p>　　(2)原料液、塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　原料液:MF=XFMA+(1-XF)MB=0.3244×78.11+(1-0.3244)×112.5=101.34kg/kmol</p><p>　　塔 頂: MD=XDMA+(1-XD)MB=0.9790×78.11+(1-

15、0.9790)×112.5=78.83kg/kmol</p><p>　　塔　底: MW=XWMA+(1-XW)MB=0.0142×78.11+(1-0.0143)×112.5=112.01kg/kmol</p><p><b>　　(3)物料衡算</b></p><p><b>　　原料液處理量F= &

16、lt;/b></p><p>　　總物料衡算 F=D+W </p><p>　　輕組分物料衡算 FXF=DXD+WX</p><p>　　68.53 =D+W </p><p>　　68.53×0.3244=0.9790D+0.0143W</p><p>　　

17、聯(lián)立解方程 D=32.52kmol/h W=46.50kmol/h</p><p><b>　　三.塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　1.理論塔板數(shù)NT的確定</p><p>　?。?）相對揮發(fā)度求取</p><p><b>　　==4.49</b>&l

18、t;/p><p>　?。?）最小回流比及操作回流比</p><p>　　泡點(diǎn)進(jìn)料：xq=xF=0.3244</p><p><b>　　yq==</b></p><p>　　最小回流比: Rmin===0.8249</p><p>　　操作回流比：R=2Rmin=1.65</p><

19、;p>　　(3)精餾塔的氣液相負(fù)荷</p><p>　　L=RD=1.6532.52=53.66kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(1.65+1)32.52=86.18kmol/h</p><p>　　L’=L+F=53.66+68.53=122.19kmol/h</p><p>　　V’=V=86.18kmol/h&

20、lt;/p><p><b>　　(4)操作線方程</b></p><p>　　精餾段操作線方程yn+1=xn+=xn+=0.6226xn+0.3694.......</p><p>　　提餾段操作線方程ym+1=xm-xw=xm-=1.42xm-0.0077......</p><p>　　(3) 逐板法求理論板數(shù)</

21、p><p>　　由氣液平衡方程yq=得x=</p><p>　　將=4.49代入氣液平衡方程</p><p>　　x==..............................</p><p>　　聯(lián)立逐板計算理論板數(shù)</p><p>　　塔頂全凝則y1=xD=0.9790</p><p>　　

22、由式得第一塊板下降液組成</p><p>　　x1==0.9121</p><p>　　由式得第二塊板的上升蒸汽組成</p><p>　　y2=0.6226x1+0.3649=0.9373</p><p>　　交替用直到xnxF,然后交替用直到xnxw</p><p>　　計算結(jié)果見下表

23、 </p><p>　　精餾塔的理論塔板數(shù)NT=8（包括再沸器）</p><p><b>　　進(jìn)料板位置NF=5</b></p><p>　　2.實(shí)際塔板數(shù)NP的確定</p><p>　　查手冊知A=0.241mpa

24、.s B=0.33mpa.s</p><p>　　由L=xAA+xBB得</p><p>　　L=25%0.241+75%0.33=0.3078</p><p>　　由ET=0.17-0.616lgL得</p><p>　　ET==0.17-0.616lg0.3078=0.6817</p><p>　　提餾段實(shí)際塔板

25、數(shù)NP===11.73=12</p><p>　　精餾段實(shí)際塔板數(shù)NP’===7.3=8</p><p>　　四．主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計</p><p><b>　　1.操作壓強(qiáng)的計算</b></p><p>　　塔頂 PD=4+101.3=104.3kPa</p><p>　　單板壓降p=0.7k

26、pa</p><p>　　進(jìn)料板壓強(qiáng)pF=101.3+0.78=106.9kpa</p><p>　　精餾段平均操作壓強(qiáng)pm==104.1 kPa</p><p><b>　　2.操作溫度的計算</b></p><p>　　由安托尼方程 得</p><p>　　tD=81.2℃

27、 tF=101.8℃</p><p>　　精餾段平均溫度tm=℃</p><p>　　3.平均摩爾質(zhì)量的計算</p><p>　　y=xD= 0.9790 x1=0.9121</p><p>　　塔頂平均摩爾分子量 </p><p>　　MVDm=yDMA+(1-yD)MB=0.979078.11+(1-0.

28、9790)112.5=78.83kg/kmol</p><p>　　MLDm=x1MA+(1-x1)MB=0.912178.11+(1-0.9121)112.5=104.1 kg/kmol</p><p>　　進(jìn)料板平均摩爾分子量 </p><p>　　yF=y5=0.5922 xF=x5=0.2444</p><p>　　MVFm=yF

29、MA+(1-yF)MB=0.592278.11+(1-0.5922)122.5=92.13 kg/kmol</p><p>　　MLFm=xFMA+(1-xF)MB=0.244478.11+(1-0.2444)122.5=104.10 kg/kmol</p><p>　　精餾段平均摩爾分子量</p><p>　　MVm===85.48 kg/kmol</p&g

30、t;<p>　　提餾段平均摩爾分子量</p><p>　　MLm===92.62 kg/kmol</p><p><b>　　4.平均密度</b></p><p><b>　　氣相平均密度的計算</b></p><p>　　vm===2.935kg/m3</p><

31、p><b>　　液相平均密度計算 </b></p><p><b>　　由=計算</b></p><p><b>　　塔頂液相平均密度 </b></p><p>　　由tD=81.2℃查手冊知</p><p>　　A=679kg/m3 B=836 kg/m3<

32、;/p><p>　　LDm ==896.63 kg/m3</p><p>　　進(jìn)料板液相平均密度的計算</p><p>　　由tF=101.8℃查手冊知</p><p>　　A=655 kg/m3 B=825 kg/m3</p><p>　　進(jìn)料板質(zhì)量分率aA==0.1833</p><p&

33、gt;　　==787.53 kg/m3</p><p><b>　　精餾段液相平均密度</b></p><p>　　==841.93 kg/m3</p><p><b>　　5.表面張力</b></p><p>　　液相表面張力的計算由下式計算</p><p>　　塔頂液相表

34、面張力的計算</p><p>　　由tD=81.2℃ 查手冊知</p><p>　　A=16.15mN/m B=24.98 mN/m</p><p>　　=0.979016.15+0.021024.98=16.34 mN/m</p><p>　　進(jìn)料板液相表面張力的計算</p><p>　　由tF=101.8℃

35、查手冊知</p><p>　　A=13.5mN/m B=23.1mN/m</p><p>　　=0.244413.5+0.755623.1=20.75 mN/m</p><p>　　精餾段液相平均表面張力</p><p>　　==18.55 mN/m</p><p>　　五.塔體工藝尺寸計算</p>

36、<p><b>　　1.塔徑的計算</b></p><p><b>　　精餾段氣液體積流速</b></p><p>　　Vs===0.6972m3/s</p><p>　　Ls===0.0016 m3/s</p><p>　　取板間距HT=0.4m,取上板液層高度hL=0.06m，則&l

37、t;/p><p>　　根據(jù)以上數(shù)據(jù),由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得</p><p>　　C=0.075()0.2=0.0739</p><p>　　=0.0739=1.2495</p><p>　　取安全系數(shù)為0.6,則空塔氣速為 </p><p>　　u=0.6umax=0.61.2495=0.7497m/s</p>

38、<p>　　塔徑D===1.0884m</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑取整為D=1.1m</p><p>　　塔截面積AT==0.950m2</p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為</b></p><p>　　u==0.7339m/s</p><p>　　2.塔的有效高度計算<

39、/p><p>　　Z精=（N精-1）HT=40.4=1.6m</p><p>　　Z提=（Z提-1）HT=110.4=4.4m</p><p>　　在進(jìn)料板上方開一人孔，高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為</p><p>　　Z=1.6+4.4+0.8=6.8m</p><p>　　六. 塔板工藝尺寸計算</p&g

40、t;<p><b>　　1.溢流裝置計算</b></p><p>　　選用單溢流弓型管降液管，采用凹形受液盤</p><p><b>　?。?）堰長</b></p><p>　　lw=（0.6~0.8）D</p><p>　　取堰長lw=0.6D=0.6×1.1=0.66m&

41、lt;/p><p><b>　　（2）堰高</b></p><p><b>　　hw=hL-how</b></p><p>　　采用平直堰，堰上液層高度高可按弗蘭西斯公式求得（E=1）</p><p>　　how===0.0025m</p><p>　　取板上清液層高度hL=60

42、mm 則</p><p>　　hw=0.06-0.0025=0.0575 m</p><p>　?。?）弓型降液管寬度Wd和面積Af</p><p>　　當(dāng)時，由弓型降液管的寬度與面積圖查得</p><p><b>　　， </b></p><p>　　則Af=0.058AT=0.0551m2

43、 </p><p>　　Wd=0.12D=0.132m</p><p>　　==13.775s>5s </p><p><b>　　故降液管尺寸可用</b></p><p>　　(4)降液管底隙高度h0</p><p><b>　　h0=</b></p>

44、<p>　　取u’0=0.07m/s</p><p>　　則h0==0.0346m</p><p>　　hw- h0=0.0575-0.0346=0.0229m>0.006m</p><p>　　故，降液管底隙高度設(shè)計合理</p><p>　　選用凹形受液盤，深度為50mm</p><p>　　2.

45、塔板布置與浮閥數(shù)目及排列</p><p><b>　?。?）.塔板的分塊</b></p><p>　　因D>=800mm,故塔板采用分塊板，塔板分為3塊</p><p>　?。?）.邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　取Ws=Ws’=0.1m Wc=0.05m</p><p>　　(3)

46、.開孔面積計算</p><p><b>　　由計算</b></p><p>　　X=D/2-(Wd+Ws)=1.1/2-(0.144-0.1)=0.356m</p><p>　　r=D/2-Ws=1.1/2-0.05=0.5m</p><p>　　故 Aa==0.741m2</p><p>　　(

47、4).篩孔計算及排列</p><p>　　選用3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距t</p><p>　　t=3 d0=3×5=15mm</p><p><b>　　篩孔數(shù)目n</b></p><p><b>　　n===38

48、04個</b></p><p><b>　　開孔率為</b></p><p><b>　　==10.1%</b></p><p><b>　　氣體通過篩孔的氣速</b></p><p>　　==9.3157m/s</p><p>　　七．篩板

49、流體動力學(xué)驗算</p><p><b>　　1.塔板的壓強(qiáng)降</b></p><p><b>　?。?）干板阻力hc</b></p><p><b>　　由公式hc=計算</b></p><p>　　hc==0.0259m</p><p>　　(2).

50、液層阻力h1</p><p><b>　　由公式h1=計算</b></p><p>　　==0.7708m/s</p><p><b>　　==1.3205</b></p><p><b>　　查表得</b></p><p>　　=0.63×（

51、0.0575+0.0025）=0.0378m</p><p>　　（3）.液體表面張力的阻力</p><p><b>　　==0.0018m</b></p><p>　　氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐邽?lt;/p><p>　　=0.0259+0.0378+0.0018=0.0655m</p>&l

52、t;p>　　單板壓降==0.5410kpa<0.7kpa</p><p><b>　　故設(shè)計合理</b></p><p><b>　　2.液面落差</b></p><p>　　對于篩板塔，單板壓降很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故忽略液面落差的影響</p><p><b>　

53、　3.霧沫夾帶</b></p><p><b>　　由求取</b></p><p>　　=2.5×0.06=0.15m</p><p>　　故 =0.0113<0.1</p><p>　　故，本設(shè)計霧沫夾帶在允許范圍內(nèi)</p><p><b>　　4.漏液&l

54、t;/b></p><p>　　對篩板塔，漏液點(diǎn)的氣速u0,min可有下式計算</p><p><b>　　=6.20m/s</b></p><p>　　實(shí)際孔速u0=9.3153m/s>u0,min</p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)</b></p><p>

55、　　==1.502>1.5</p><p>　　故在本設(shè)計中無明顯漏液</p><p><b>　　5.液泛</b></p><p>　　為防止降液管發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從以下關(guān)系，即</p><p>　　苯—氯苯體系，取=0.5，則</p><p>　　=0.5×（0

56、.4+0.0575）0.2288m</p><p>　　取u0’=0.07m/s 則</p><p><b>　　，其中</b></p><p>　　Hd=0.655+0.06+0.00075=0.1263m</p><p>　　故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象</p><p><b>　　

57、八.塔板負(fù)荷性能圖</b></p><p><b>　　（1）漏液線</b></p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　得整理得</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，列于下表</p>

58、<p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1</p><p><b>　　2.霧沫夾帶線</b></p><p>　　以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs—Ls關(guān)系如下</p><p><b>　　故</b></p><p><b>　　整理得 </b></p&g

59、t;<p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，列于下表</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線2</p><p><b>　　3.液相負(fù)荷下限線</b></p><p>　　取堰上液層上高度how=0.005m作為液相負(fù)荷下限條件</p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的

60、垂直液相負(fù)荷下限線3</p><p>　　4. 液相負(fù)荷上限線</p><p>　　以作為液體在降液管中停留時間的上限</p><p><b>　　由得</b></p><p>　　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</p><p><b>　　5.液泛線</b>

61、</p><p><b>　　聯(lián)立以上5個式子得</b></p><p><b>　　忽略，整理得</b></p><p><b>　　式中</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，列于下表</p><p>　　由上

62、表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5</p><p>　　根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖所</p><p>　　九.精餾塔工藝尺寸總表</p><p>　　十.個人總結(jié)及對本設(shè)計的評述</p><p>　　經(jīng)過這次的課程設(shè)計，讓我知道了，浮閥塔和篩板塔的各自優(yōu)點(diǎn)，從這次實(shí)驗中，我更深入理解了精餾塔個個階段的不同，理解了精餾段方程，提餾段

63、方程,知道了最小回流比及其優(yōu)化和它們對理論塔板數(shù)的影響。</p><p>　　我們都體會到了牢牢掌握專業(yè)知識的重要性，經(jīng)過大量的閱讀，用了將近1周的時間做這門課程設(shè)計，但是由于知識面較窄，做的還是比較粗糙，考慮的問題可能還不夠全面。最后感謝喬老師的指導(dǎo)！</p><p><b>　　十一.參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　華東理工大學(xué)化工原

64、理教研室編. 化工過程設(shè)備及設(shè)計. 廣州：華南理工大學(xué)出版社. 1996.02</p><p>　　天津大學(xué)化工原理教研組，化工原理課程設(shè)計，天津科學(xué)技術(shù)出版社，1994</p><p>　　《化學(xué)工程手冊》編輯委員會，化學(xué)工程手冊（第13篇）汽液傳質(zhì)設(shè)備. 化學(xué)工業(yè)出版社，1987</p><p>　　賈紹義，柴誠敬.化工原理課程設(shè)計.天津：天津大學(xué)出版社，200

65、2</p><p>　　路秀林，王者相等.塔設(shè)備.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2004</p><p>　　陳敏恒，化工原理上下冊，化學(xué)工業(yè)出版社，1998</p><p>　　成都科技大學(xué)化工原理編寫組，化工原理下冊，成都科技大學(xué)出版社，1991</p><p>　　E.E.路德維希，化工裝著的工藝設(shè)計，化學(xué)工業(yè)出版社，1983</p>