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长春工业大学化工原理课程设计_苯-甲苯精馏塔设计

长春工业大学化工原理课程设计_苯-甲苯精馏塔设计
长春工业大学化工原理课程设计_苯-甲苯精馏塔设计

化工原理课程设计

题目:苯—甲苯混合液连续精馏筛板塔设计

系部名称化学工程学院

专业班级环境工程090606

学生姓名甘发华

学生学号 20092204

指导教师杜长海

2012年6月24日

课程设计任务书一、课题名称

苯—甲苯分离过程板式精馏塔设计

二、课题条件(原始数据)

设计方案的选定原料:苯、甲苯

年处理量: 5.5万吨/年

原料液组成(苯的质量分数):50%

塔顶产品浓度:苯含量≥96%

塔底釜液含苯含量≤4%(质量分率)

料液初温:自定

操作压力:自定

回流比:自定

错误!未指定书签。单板压降:自选

进料状态:自定

生产时间:自定

冷却水温度:自定

目录

第一章绪论

第二章设计方案的确定

第三章塔体计算

3.1 精馏塔的物料衡算

3.1.1原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率

3.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

3.1.3物料衡算

第四章塔板计算

4.1 塔板数的确定

4.1.1理论板数N t的求取

4.1.2实际板数的求取

4.2 精馏段与提馏段的计算

4.2.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

4.2.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算

4.2.3.塔板主要工艺尺寸的计算

4.2.4.筛板的流体力学验算

4.2.

5.精馏段塔板负荷性能图

第五章精馏塔的附属设备及接管尺寸

5.1塔体结构

5.2配管

5.3辅助设备

5.3.1冷凝器

5.3.2再沸器

5.3.3料液泵

5.3.4除沫器

附录

参考文献

第三章塔体计算

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1.5倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热,塔底产品冷却后送至储罐。

3.1 精馏塔的物料衡算

3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 mol Kg M A /11.78= 甲苯的摩尔质量 mol Kg M B /13.92=

541.013

.92/50.011.78/50.011

.78/50.0=+=

F X

966.013

.92/04.011.78/96.011

.78/96.0=+=

D X 047.013

.92/96.011.78/04.011

.78/04.0=+=

W X 3.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

Kmol Kg M F /00.8513.92)541

.01(11.78541.0=?-+?= Kmol Kg M D /59.7813.92)966.01(11.78966.0=?-+?=

Kmol Kg M W /47.9113.92)047.01(11.78047.0=?-+?=

3.1.3物料衡算 原料处理量 h kmol F /87.7300

.852********

100005.5=????=

总物料衡算 W D +=87.73

苯物料衡算 W D ?+?=?047.0966.087.73541.0 联立解得

h

km ol W h

km ol D /14.34/73.39==

第四章 塔板计算

4.1 塔板数的确定 4.1.1理论板数N t 的求取 (1)相对挥发度的求取

苯的沸点为80.1℃,甲苯的沸点为110.63℃ ①当温度为80.1℃时

006.279.2201.80033

.12110355.6lg =+-

= A P

591.1482

.2191.808

.134407954.6lg =+-

= B P 解得KPa P A 34.101= ,KPa P B 96.38= ②当温度为110.63℃时

376.279

.22063.110033

.12110355.6lg =+-

= A P

006.2482

.21963.1108

.134407954.6lg =+-

= B P 解得KPa P A 95.237= ,KPa P B 34.101=

则有 600

.296.3831.101001===B A

P P α 348

.234.10195.237002==B A

P P α

相对挥发度:47.2348.2600.221=?==ααα

(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541.0==F q x x , 由理论塔板数图可知,y q =0.747 最小回流比为

09.1541

.0744.0744

.0966.0min =--=

--=

q

q q D x y y x R

回流比为最小回流比的1.5倍,即

64.109.15.15.1min =?==R R

(3)精馏塔的气、液相负荷

h Kmol RD L /16.6573.3964.1=?==

h

Kmol D R V /89.10473.39)64.11()1(=?+=+=h Kmol qF L L /03.13987.73116.64'=?+=+=

h Kmol V V /89.104'== (4)操作线方程

精馏段操作线方程 366.062.064

.2966.064.264.1111+=+=+++=+n n D n n x x R x x R R y 提馏段操作线方程 0153.0325.11-=-+--++=

+m w m m x W

qF L Wx x W qF L qF

L y

两操作线交点横坐标为 701.0,541

.0==q q y x 理论板计算过程如下:

采用图解法求理论塔板层数,如图1所示,可知

总理论板层数

N T =12(包括再沸器)

进料板位置 N F =6

塔内理论塔板数为11,精馏段理论板数为5,第6块板为进料板。 4.1.2实际板数的求取 全塔效率的计算: 用内插法求温度 1

.106047

.0088.01.1066.1100088.0--=--w t 得t w =108.19℃

4

.89541

.0592.04.891.92489.0592.0--=--F t 得t F =90.7℃

2

.80966

.012.802.8195.01--=--D t 得t D =80.88℃

平均温度 t=(t D +t w )/2=94.54℃

根据

表1 液体黏度L μ

80

90

100 110 120

度,t,℃

LA μ /mPa 0.308 0.289 0.255 0.233 0.215 LB μ mPa

0.316

0.295

0.264

0.254

0.228

用内插法求黏度

95.5

-1000.255

-90100255.0279.0苯μ=-- 得μ

=0.266MPa ·S

95.5

-1000.264

-90100264.0286.0甲苯μ=-- 得μ

甲苯

=0.274MPa ·S

根据奥康奈尔公式 54.0)270.047.2(49.0)(49.0245.0245.0=??=?=--L

t E αμ 实际塔板数 精馏段 N 精=5/0.54≈10 提馏段 N 提=6/0.54≈12 实际在第11块塔板进料。

4.2 精馏段与提馏段的计算

4.2.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (1)操作压力的计算

塔顶的操作压力 KPa P D 3.101= 取每层塔板的压降 KPa P 7.0=?

进料板压力 KPa P F 109117.03.101=?+= 塔底压力 KPa P P F w 4.107127.0=?+= 精馏段平均压力 KPa P m 15.1052/)1093.101(=+=

提馏段平均压力 KPa P m 2.1082/)1094.117

(=+= (2)操作温度的计算

依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算,即:C

t B

A p ++= log 式中 t---- 物系温度,℃ P * ----饱和蒸汽压,KPa A,B,C----Antoine 常数

其值见表:

表2 苯和甲苯的Antoine 常数

组 分 A B C 苯(以A 表示) 6.023 1206.35 220.24 甲苯(以B 表

示)

6.078

1343.94

219.58

计算结果如下:

塔顶温度 : t D =80.88℃ 进料板温度 t F =90.74℃ 塔板温度 : t w =108.20℃

精馏段平均温度: C t m ?=+=81.852/)74.9088.80( 提馏段平均温度 : C t m ?=+=47.992/)74.9020.108( (3)平均摩尔质量计算 ● 塔顶平均摩尔质量的计算

由966.01==D x y ,代入相平衡方程,解得 92.01=x

Kmol Kg M VD m /59.7813.92)966.01(11.78966.0=?-+?= Kmol Kg M LD m /23.7913.92)920.01(11.78920.0=?-+?=

● 进料板平均摩尔质量的计算

由 541.0=F x ,查相平衡曲线 可知y F =0.744

Kmol Kg M VFm /70.8113.92)744.01(11.78744.0=?-+?= Kmol Kg M LFm /55.8413.92)541.01(11.78541.0=?-+?=

● 塔底平均摩尔质量计算:

047.0=W x , 查相平衡曲线得 109.0=W y

Kmol Kg M VWm /60.9013.92)109.01(11.78109.0=?-+?=

Kmol Kg M LWm /47.9113.92)541.01(11.78541.0=?-+?=

精馏段的平均摩尔质量为

mol Kg M Vm /39.802/)43.8235.78(=+= mol Kg M Lm /60.822/)51.8670.78(=+=

提馏段的平均摩尔质量为

kmol Kg M Vm /15.862/)60.9070.81(=+= Kmol Kg M Lm /01.882/)47.9155.84(=+=

(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式计算,即 精馏段 3/82.2)15.27381.85(314.8145

.8015.105m kg RT M p m Vm m Vm =+??=?=ρ

提馏段 3/16.3)

15.27347.99(314.815

.866.113m kg RT M p m Vm m Vm =+??=?=

ρ

② 液相平均密度计算

液相平均密度计算依下式计算,即:

LB

B

LA

A

Lm

a a ρρρ+

=

1

表3 苯和甲苯的液相密度L ρ

温度

t/℃

80 90 100 110 120 A ρ/kg/m

3

812

803.9

792.5

780.3

768.9

B ρ/kg/m

3

808 800.2 790.3 780.3 770.0

塔顶液相平均密度的计算:

由t D =80.88℃ ,查液体在不同温度下的密度表得:

3/2.813m kg =苯ρ 3/3.808m kg =甲苯ρ 3/0.8133

.808/04.02.813/96.01

m kg LDm =+=

ρ

进料板液相平均密度的计算:

由C t F ?=74.90,查液体在不同温度下的密度表得:

3/0.804m kg =苯ρ 3/3.800m kg =甲苯ρ 3/1.8023

.800/5.00.804/5.01

m kg LFm =+=

ρ

塔底液相平均密度的计算:

由19.110=W t ℃ ,查液体在不同温度下的密度表得

3

/3.780m kg =苯ρ

3

/0.782m kg =甲苯ρ

3/9.7810

.782/96.03.780/04.01

m kg LWm =+=

ρ

精馏段液相平均密度: 3/55.8072/)1.802813(m kg Lm =+=ρ 提馏段液相平均密度: 3/7922/)1.8029.781(m kg Lm =+=ρ (5)液体平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算,即:

∑==n

i i i Lm x 1

σσ

表4 液体的表面张力σ

温度t /℃

80 90 100 110 120 A σ /mN/m

21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 B σ /mN/m

21.69

21.20

19.94

18.41

17.31

塔顶液相平均表面张力的计算: 由C t D ?=88.80,查液体表面张力表得:

m mN /16.21=苯σ m mN /65.20=甲苯σ

m mN LD m /14.2165.20034.016.21966.0=?+?=σ 进料板液相平均表面张力的计算: 由C t F ?=74.90,查液体表面张力表得:

m mN /97.19=苯σ m mN /11.21=甲苯σ

m mN LFm /49.2011.21459.097.19541.0=?+?=σ

塔底液相平均表面张力计算:

由C t W ?=20.108 ,查液体表面张力表得:

m mN /87.17=苯σ m mN /69.18=甲苯σ

m mN LWm /65.1869.18953.087.17047.0=?+?=σ

精馏段液相平均表面张力为: m mN Lm /82.202/)49.2014.21(=+=σ 提馏段液相平均表面张力为: m mN Lm /57.192/)65.1849.20(=+=σ (6)液体平均黏度计算

液相平均黏度依下式计算,即:

∑=i i Lm x μμlg lg

表5 液体黏度L μ

温度,t,℃

80 90 100 110 120 LA μ /mPa 0.308 0.289 0.255 0.233 0.215 LB μ mPa

0.316

0.295

0.264

0.254

0.228

塔顶液相平均黏度的计算: 由C t D ?=88.80,查气体黏度表得: s mPa ?=306.0苯μ s mPa ?=314.0甲苯μ

)314.0(034.0)306.0lg(966.0lg g LD m +=μ

解出s mPa LD m ?=306.0μ

进料板液相平均粘度计算: 由C 74.90?=F t ,查气体黏度表得: s mPa ?=277.0苯μ s mPa ?=284.0甲苯μ

)284.0lg(459.0)277.0lg(54.0lg +=LFm μ 解出s mPa LFm ?=280.0μ 塔底液相平均粘度计算:

由20.108=W t ℃ ,查气体黏度表得: s mPa ?=237.0苯μ s mPa ?=256.0甲苯μ

)256.0lg(953.0)237.0lg(047.0lg +=LWm μ 解出s mPa LWm ?=255.0μ

精馏段液相平均粘度为: s mPa Lm ?=+=293.02/)280.0306.0(μ 提馏段液相平均粘度为: s mPa Lm ?=+=268.02/)280.0255.0(μ 4.2.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1)塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为:

s m VM V Vm Vm S /828.082.23600145

.8089.10436003=??==

ρ

s m LM L Lm Lm S /0018.055

.807360089

.8116.6536003=??==

ρ

提馏段的气.液相体积流率为:

s m M V V Vmt Vmt s

/794.016

.3360089

.8189.10436003''=??==ρ

s m M L L Lmt Lmt s

/0043.0792

360001

.8803.13936003''=??==ρ

由板间距和塔径关系表6

塔径m D , 0.3~0.5 0.5~0.8 0.8~1.6 1.6~2.4 2.4~4.0 板间距mm H T ,

200~300

250~350

300~450

350~600

400~600

可得: 精馏段

初选板间距m H T 40.0=,取板上液层高度m h L 06.0=,故

液滴沉降高度 m h H L T 34.006.040.0=-=- 气液动能参数 2/1))((

V

L S S V L ρρ=2

/1)2.82807.55)(0.8280.0018(

=0.038 查史密斯关联图得C20=0.07,依下式校正到物系表面张力为20.8mN/m 时的C ,即 07.0)20

69.20(

07.0)20

(

2

.02.020=?==σ

C C s m C

u V V L /182.182

.282

.255.80707.0max =-=-=ρρρ 取安全系数为0.70,则

s m u u /0.8281.18270.07.0max =?== 故 1.13m 0.828

3.140.82844=??==

u V D S π 按标准,塔径圆整为1.2m

塔截面积为 22213.12.144m D A T =?∏

=∏=

实际空塔气速为 s m A V u s /733.013

.1828

.0==

=

提馏段

初选板间距m H T 40.0=,取板上液层高度m h L 06.0=,故 液滴沉降高度 m h H L T 34.006.040.0=-=- 气液动能参数 2/1))((

V

L S S V L ρρ=2

/1)3.16792)(0.7940.0043(

=0.086 查史密斯关联图

C20=0.07,

s m C

u V V L /106.116

.316

.3792065.0max =-=-=ρρρ 取安全系数为0.70,则

s m u u /0.7741.10670.07.0max =?== 故

1.13m 0.774

3.140.79444=??==

u V D S π 按标准,塔径圆整为1.2m

塔截面积为 22213.12.144m D A T =?∏

=∏=

实际空塔气速为 s m A V u s /703.013

.1794

.0==

= (2)精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为:

m 6.34.01-101-=?==)()(精精T H N Z

提馏段有效高度为:

m 4.44.01-121-=?==)()(提提T H N Z

在进料板上方开一人孔,其高度为0.8m ,故精馏塔的有效高度为:

m 8.88.08.46.38.0=++=++=提精Z Z Z

4.2.3.塔板主要工艺尺寸的计算

溢流装置计算

因塔径m D 2.1=,可选用单溢流、弓形降液管,采用凹形受液盘。各项计算如下: 溢流堰 (采用平直形溢流堰板) 精馏段 (1)溢流堰长W l

取堰长W l 为0.66D,即m l W 792.02.166.0=?= (2)出口堰高W h

OW L W h h h -= 取h L =60mm

由66.02.1/792.0/==D l W ,根据经验值 E

为1

故堰上液层高度 m l L E h W h OW 012.0)0.792

0.00183600(100084.2)(100084.23

/23/2=??==

则 m h W 048.0012.006.0=-=

(3)降液管的宽度Wd 与降液管的面积Af

由D l W /=0.66,查表得D W d /=0.124,T f A A /=0.0722,

故 W d =0.124D=0.124×1.2=0.149m

A f =0.0722×1.13 =0.082m

2

由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,

即 s s L H A S

T f 518.20.0018

0.4

082.0>=?=

=

τ 符合要求

(4)降液管底隙高度h o

h O 应该低于出口堰,才可保证降液管底端有良好的液封,一般不能小于6mm 。

故 m m h h w o 025.0042.0006.0>=-= 设计合理

选用凹形受液盘,深度'

W h =50mm

提馏段

(1)溢流堰长W l 取堰长W l 为0.66D, 即W l =0.66×1.2=0.792m (2)出口堰高h w OW L W h h h -=

由66.02.1/792.0/==D l W ,根据经验值取

E 为1。

故堰上液层高度 m l L E h W h OW 021.0)0.792

0.00433600(1.04100084.2)(100084.23

/23/2=??==

则 m h W 039.0021.006.0=-=

(3)降液管的宽度W d 与降液管的面积A f

由D l W /=0.66,查下图得D W d /=0.124,T f A A /=0.0722,

故 W d =0.124D=0.124×1.2=0.149m

A f =0.0722×1.13=0.082m 2

由下式计算液体在降液管中停留时 间以检验降液管面积, 即 s s L H A S

T f 57.60.0043

0.4

082.0>=?=

=

τ

符合要求

(4)降液管底隙高度ho

h O 应该低于出口堰,才可保证降液管

底端有良好的液封,一般不能小于6mm 。

故 m m h h w o 025.0033.0006.0039.0006.0>=-=-= 设计合理

选用凹形受液盘,深度'

W h =50mm

塔板布置

① 塔板的分块:因mm D 800≥,故塔板采用分块式。查塔板块数表 得塔板分为3块。 ② 边缘区宽度确定:

取边缘区宽度W C =0.035m ,安定区宽度W S =0.065m ③ 开孔区面积:

]sin 180

[21

22

2

R

x R x R x A a -+

-=π

其中m W W D x S d 386.0)065.0149.0(2/2.1)(2/=+-=+-=

m W D R C 565.0035.02/2.12/=-=-= ]sin 180

[21

222R

x R x R x A a -+

-=π

=]0.565

0.386

sin 0.565180

0.3860.5650.386[21

222-?+-π

=0.85m 2 ④ 筛孔计算及其排列:

本设计所处理的物系无腐蚀性,可选用mm 3=δ碳钢板,取筛孔直

径mm d 50=

筛孔按正三角形排列,取孔中心距 mm d t 155330=?=?=

筛孔数目 孔43630.850.015.155

1t .15512

2=?==

a

A n 开孔率为 %1.10)015

.0005.0(907.0)(

907.02

20===t d ? 气体通过筛孔的气速为 s m A V u S /645.985

.0101.0828

.000=?==

精馏段) s m A V u s /249.985

.0101.0794

.00'0=?== (提馏段)

4.2.4.筛板的流体力学验算

(1)气体通过筛板压降相当的液柱高度h p σh h h h L c p ++=

①干板压降相当的液柱高度hc

67.13/5/==σo d ,查干筛孔的流量系数图,得C o

=0.7,

液柱

精精m C u h L V o o c 028.055

.80786

.2)772.09.645(051.0)()(

051.022=??==ρρ(精馏段) 液柱提提m C u h L V o o c 029.00

.79216

.3)7.09.249(051.0)()(051.022''

=??==ρρ(提馏段)

②气流穿过板上液层压降相当的液柱高度l h

精馏段: s m A A V u f T S a /652.0082

.013.1683

.0=-=-=

)/(1.10kg 2.86652.02/11/20m s u F V a ?=?==ρ

由0F 查充气系数关联图,可得β=0.62,则

液柱m h h h h O W W L l 0.03720.0662.0)(=?=+==ββ

提馏段: s m A A V u f T S a /758.0082

.013.1794

.0''

=-=-=

)/(1.12kg 3.2762.02/11/2'0

'

m s u F V a ?=?==提ρ

F 查充气系数关联图,可得β=0.61,则

液柱m h h h h O W W L l 0.03660.0661.0)('

'

'

'

=?=+==ββ

③克服液体表面张力压降相当的液柱高度σh

精馏段: 液柱精精

m gd h o L L 0.00210.0059.813.8071019.02443=????==-ρσσ

提馏段:液柱提提m gd h o L L 0.0020.005

9.8105.7901027.91443

'

=????==-ρσσ

液柱m h h h h L c p 0673.00021.00372.0028.0=++=++=σ (精馏段) 液柱m h h h h L c p 0676.0002.00366.0029.0'

'

'

'

=++=++=σ (提馏段)

单板压降

Pa 5339.81807.550.0673=??==?g h P L p p

ρ<1kPa (设计允许值) (精馏段)

Pa 5259.812970.0676''

=??==?g h P L p p

提ρ<1kPa (设计允许值) (提馏段)

(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)液沫夹带量e v 的验算 精馏段:

气液气液精

kg kg h H u e f T a L v /1.0/kg 0.0109kg )06

.05.24.0790.0(1020.69107.5)(107.5 3.23--62.3-6

<=?-??=-?=

σ 提馏段:

气液气液提

kg kg h H u e f T a L v /1.0/kg 0.0101kg )0.06

2.54.0758.0(1027.91107.5)(107.5

3.23--62.3-6

'

<=?-??=-?=

σ 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

(4)漏液的验算

精馏段:

精精V L L O h h C u ρρσ/)13.00056.0(4.4min ,0-+=

2807.55/2.80.00210.060.130.00560.7724.4?-?+??=)( s m /11.6= 实际孔速:min .00/956.7u s m u >=

提馏段: 提提V L L O h h C u ρρσ/)13.00056.0(4.4'

'

min ,0'

-+=

2/3.16970.0020.060.130.00560.7724.4?-?+??=)( s m /742.5= 实际孔速min .0'

0'

/249.9u s m u >=

筛板稳定系性数 5.158.16.11

9.645

min

,>==

=

o o u u K (精馏段) 5.161.15.742

9.249

min

,'''

>==

=

o o u u K (提馏段) 故在设计负荷下不会产生过量漏液。 (5)液泛验算

为防止降液管液泛的发生,应使降液管中清液层高度 )(W T d h H H +Φ≤

d L p d h h h H ++=

精馏段:

m

u h d 422o w 2

1048.4)042

.0792.00018

.0(153.0)h l Ls (153.0)'(153.0-?=??=?== 液柱m H d 0.128104.480.060.0673-4=?++=

取0.5=Φ,则m h H W T 224.0)048.04.0(5.0)(=+?=+Φ

提馏段:

m

u h d 422o w 2

1056.2)042

.0792.00043

.0(153.0)h l Ls (153.0)'(153.0'-?=??=?== 液柱m H d 0.1300.002560.060.0676'=++=

取0.5=Φ,则m h H W T 220.0)039.04.0(5.0)('=+?=+Φ

故)(W T d h H H +Φ<,在设计负荷下不会发生液泛。

4.2.

5.精馏段塔板负荷性能图 1.液沫夹带线

精馏段: 2.3-6

)(

107.5f

T a

v h H u e -?=

σ

式中 S S

f T S a V V A A V u 954.0082

.013.1=-=-=

])3600(

1084.2[5.2)(5.23

/23

-W

S W OW W f l L E h h h h ?+=+=

近似取m l m h E W W 792.0,048.0,1===

故])0.792

3600(

11084.20.048[5.23

/23-S f L h ???+?=

3

/21.950.12S L += 3

/295.128.0S f T L h H -=-

1.0]95.128.0954.0[1069.20107.53

/236

=-??=--S

S v L V e

整理得 3

/29.1285.1S S L V -=

在操作范围内,任取几个L s 值,依上式算出相应的V s 值

L s ,m 3/s 1×10-3 3×10-3 4×10-3 5×10-3 V s ,m 3/s

1.721

1.58

1.525

1.473

依表中数据在V s —L s 图中作出雾沫夹带线。

提馏段: 2.3''-6

'

)(107.5f

T a v h H u e -?=

σ

式中 S S

f T S a V V A A V u 954.0082

.013.1=-=-=

])3600(

1084.2[5.2)(5.23

/23-W

S W OW W f l L E h h h h ?+=+=

近似取m l m h E W W 792.0,042.0,1===

故])0.792

3600(

11084.20.039[5.23

/23-S f L h ???+?=

3

/21.9480.098S L +=

3

/2948.1302.0S f T L h H -=-

1.0]948.130

2.0954.0[1057.19107.53

/236=-??=--S

S v L V e

整理得 3

/2660.12963.1S S L V -=

在操作范围内,任取几个L s 值,依上式算出相应的V s 值

L s ,m 3/s 1×10-3 3×10-3 5×10-3 7×10-3 V s ,m 3/s

1.836

1.700

1.593

1.500

依表中数据在V s —L s 图中作出雾沫夹带线。 2.液泛线

精馏段: d L p d h h h H ++= )(W T d h H H +Φ≤

联立以上两式得 d O W p W T

h h h h H ++=+Φ)(

化工原理课程设计---苯冷却器的设计

XXXX大学 化工原理课程设计 题目______________________________________________ 姓名:____________________________________________ 专业:____________________________________________ 指导老师:________________________________________ 日期:

目录 一、......................................... 设计任务书 1设计题目 ............................... 2、...................................... 工艺要求及操作条件 3、...................................... 设计要求 二、......................................... 设计说明书 1确定设计方案 ........................... 2、...................................... 确定物性数据 3、...................................... 计算总传热系数 4、...................................... 计算出热面积 5、...................................... 工艺结构尺寸的计算 6、...................................... 换热器核算 三、......................................... 设计课汇集 四、......................................... 评价 五、......................................... 参考文献

苯-甲苯精馏塔课程设计报告书

课程设计任务书 一、课题名称 苯——甲苯混合体系分离过程设计 二、课题条件(原始数据) 1、设计方案的选定 原料:苯、甲苯 年处理量:108000t 原料组成(甲苯的质量分率):0.5 塔顶产品组成:%99>D x 塔底产品组成:%2

设计容 摘要:精馏是分离液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的应用。本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下,确定设计方案,设计容包括精馏塔工艺设计计算,塔辅助设备设计计算,精馏工艺过程流程图,精馏塔设备结构图,设计说明书。关键词:板式塔;苯--甲苯;工艺计算;结构图 一、简介 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔气液接触部件的结构型式,可分为板式塔和填料塔。板式塔设置一定数目的塔板,气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递,气液相组成呈阶梯变化,属逐级接触逆流操作过程。填料塔装有一定高度的填料层,液体自塔顶沿填料表面下流,气体逆流向上(也有并流向下者)与液相接触进行质热传递,气液相组成沿塔高连续变化,属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要:(1)生产能力大;(2)传热、传质效率高;(3)气流的摩擦阻力小;(4)操作稳定,适应性强,操作弹性大;(5)结构简单,材料耗用量少;(6)制造安装容易,操作维修方便。此外,还要求不易堵塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类:(1)有降液管的塔板,如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板;(2)无降液管的塔板,如穿流式筛板(栅板)、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板,如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 苯的沸点为80.1℃,熔点为5.5℃,在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体,易挥发。苯比水密度低,密度为0.88g/ml,但其分子质量比水重。苯难溶于水,1升水中最多溶解1.7g苯;但苯是一种良好的有机溶剂,溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。 甲苯是最简单,最重要的芳烃化合物之一。在空气中,甲苯只能不完全燃烧,火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃,沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味(与苯的气味类似),在常温常压下是一种无色透明,清澈如水的液体,密度为0.866克/厘米3,对光有很强的折射作用(折射率:1,4961)。甲苯

化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计

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%,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。 |

'

目录 第一章绪论 (1) 精馏条件的确定 (1) 精馏的加热方式 (1) 精馏的进料状态 (1) 精馏的操作压力 (1) 确定设计方案 (1) 工艺和操作的要求 (2) 满足经济上的要求 (2) 保证安全生产 (2) 第二章设计计算 (3) 设计方案的确定 (3) 精馏塔的物料衡算 (3) 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 (3) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (3) 物料衡算 (3) 塔板计算 (4) 理论板数NT的求取 (4) 全塔效率的计算 (6) 求实际板数 (7) 有效塔高的计算 (7) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 操作压力的计算 (8) 操作温度的计算 (8) 平均摩尔质量的计算 (8) 平均密度的计算 (10) 液体平均表面张力的计算 (11) 液体平均黏度的计算 (12) 气液负荷计算 (13)

苯-甲苯体系板式精馏塔设计

化工原理课程设计 设计题目:苯-甲苯体系板式精馏塔设计 化工原理课程设计任务书 ?设计任务 分离含苯35% ,甲苯65%的二元均相混合液,要求所得单体溶液的浓度不低于97% 。(以上均为质量分率) 物料处理量:20000吨/年。(按300天/年计) 物料温度为常温(可按20℃计)。 ?设计内容 设计一常压下连续操作的板式精镏塔,设计内容应包含: 方案选择和流程设计; 工艺计算(物料、热量衡算,操作方式和条件确定等),主要设备的工艺尺寸计算(塔高、塔径); 主体设备设计,塔板选型和布置,流体力学性能校核,操作负荷性能图,附属设备选型; 绘制工艺流程示意图、塔体结构示意图、塔板布置图; (设计图纸可手工绘制或CAD绘图) ?计算机辅助计算要求 物性计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下热容的通用程序;

②编制计算二元理想混合物在沸腾时的汽化潜热的通用程序。 气液相平衡计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下泡点、露点的通用程序; ②编制计算二元理想混合物在给定温度、任意组成下气液分率及组成的通用程序。 精馏塔计算 ①编制计算分离二元理想混合液最小回流比的通用程序; ②编制分离二元理想混合液精馏塔理论塔板逐板计算的通用程序。 采用上述程序对设计题目进行计算 ?报告要求 设计结束,每人需提交设计说明书(报告)一份,说明书格式应符合毕业论文撰写规范,其内容应包括:设计任务书、前言、章节内容,对所编程序应提供计算模型、程序框图、计算示例以及文字说明,必要时可附程序清单;说明书中各种表格一律采用三线表,若需图线一律采用坐标纸(或计算机)绘制;引用数据和计算公式须注明出处(加引文号),并附参考文献表。说明书前后应有目录、符号表;说明书可作封面设计,版本一律为十六开(或 A4幅面)。 摘要 化工生产和现在生活密切相关,人类的生活离不开各色各样的化工产品。设计化工单元操作,一方面综合了化学,物理,化工原理等相关理论知识,根据课程任务设计优化流程和工艺,另一方面也要结合计算机等辅助设备和机械制图等软件对数据和图形进行处理。 本次设计旨在分离苯和甲苯混合物,苯和甲苯化学性质相同,可按理想物系处理。通过所学的化工原理理论知识,根据物系物理化学特性及热力学参数,对精馏装置进行选型和优化,对于设备的直径,高度,操作条件(温度、压力、流量、组成等)对其生产效果,如产量、质量、消耗、操作费用

年处理量18万吨苯—甲苯混合液的连续精馏塔的设计

BeiJing JiaoTong University HaiBin College 化工原理课程设计 说明书 题目:年处理量18万吨苯—甲苯混合液的连续 精馏塔的设计 院(系、部):化学工程系 姓名: 班级: 学号: 指导教师签名: 2015 年4 月12 日

摘要 目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔,对于二元混合物的分离,应采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀,气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触,浮阀可根据气体流量的大小上下浮动,自行调节。其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算,塔板的布置,塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。 关键词:气液传质分离;精馏;浮阀塔

ABSTRACT Currently,the main transferring equipment that used for gas-liquid separation is tray column. For the separation of binary, we should use a continuous process. The advantages of the float value tower lie in the flexibility of operation, efficiency of the operation, pressure drop, producing capacity, and equipment costs. Its main feature is that there is a floating valve on the hole of the plate, then the air can come into the tray plate at a steady rate and make contract with the level of liquid, so that the flow valve can fluctuate and control itself according to the size of the air. The calculations of the distillation designing include the calculation of the tower height, the tower diameter, the size of various parts of the tray and the arrangement of the tray, and the check of the hydrodynamics performance of the tray. And then draw the dray load map. Key words:gas-liquid mass transfer;rectification;valve tower

化工原理课程设计-苯加热器设计

太原工业学院 化工原理课程设计 苯加热器设计 系: 班级: 姓名: 学号: 完成时间:年月日

课程设计任务书 设计一个换热器,将纯苯液体从55℃加热到80℃。纯苯的流量为1.4×104 kg/h。加热介质采用的是具有200 kPa的水蒸气。要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa,试设计或选择合适的管壳式换热器,完成该任务。 设计要求 (1)换热器工艺设计计算 (2)换热器工艺流程图 (3)换热器设备结构图 (4)设计说明

目录 一、方案简介 (4) 二、方案设计 (5) 1、确定设计方案 (5) 2、确定物性数据 (5) 3、计算总传热系数 (5) 4、工艺结构尺寸 (6) 5、换热器核算 (7) 三、设计结果一览表 (10) 四、设计总结 (12) 五、参考文献 (13) 附图··········································································

一、方案简介 1、概述 换热器是化工、石油、食品及其他许多工业部门的通用设备,在生产中占有重要地位,由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各不相同,估换热器的类型也是多种多样。 按用途特可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等,根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类:混合式、蓄热式、间壁式。 间壁式换热器的特点是冷、热流体被固定壁面间隔开,不想混合,通过间壁进行热量的交换。此类换热器中,以列管式应用最广。本设计任务是利用饱和水蒸气给纯苯加热。利用热传递过程中对流传热原则,制成换热器,以供生产需要。 2、换热器类型 列管式换热器又称为管壳式换热器,是最典型的间壁式换热器,主要分三大类:固定管板式、浮头式、U型管式。 (1)固定管板式换热器结构简单,成本低,壳程检修和清洗困难,壳程必须是清洁、不易产生垢层和腐蚀的介质。 (2)浮头式换热器结构较为复杂,成本高,消除了温差应力,是应用较多的一 种结构形式。 (3)U型管式换热器结构简单,适用于高温和高压场合,但管内清洗不易,制 造困难。 二、方案设计 某厂在生产过程中,需将纯苯液体从55℃冷却到80℃。纯苯的流量为1.4×104kg/h。加热介质采用的三具有200 kPa的水蒸气,要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa。试设计或选择合适管壳式换热器。 1.确定设计方案 (1)选择换热器的类型 两流体温度变化情况: 冷流体进口温度55℃,出口温度80℃。 热流体为饱和水蒸气,温度恒为T s,查表得,200kPa的饱和水蒸气的饱和温度为T s=120℃ 该换热器采用饱和水蒸气冷凝放热来加热冷流体,管壁与壳壁温差较大,流体压强不高,初步确定选用固定管板式换热器,考虑到管壁与壳壁温差较大情况,因此,换热器应安装膨胀节,进行热补偿。 (2)管程安排 从流体流经管程或壳程的选择标准来看,纯苯液体有毒,为减少向环境泄露的机会,苯宜走管程;水蒸气较洁净,不会污染壳程,所以饱和蒸汽宜走壳程,以便及时排除冷凝液。综上所述,纯苯液体走管程,饱和水蒸气走壳程。 2、确定物性数据

苯-甲苯板式精馏塔的课程设计

目录 板式精馏塔设计任务书 (3) 设计题目: (3) 二、设计任务及操作条件 (3) 三、设计内容: (3) 一.概述 (5) 1.1 精馏塔简介 (5) 1.2 苯-甲苯混合物简介 (5) 1.3 设计依据 (5) 1.4 技术来源 (6) 1.5 设计任务和要求 (6) 二.设计方案选择 (6) 2.1 塔形的选择 (6) 2.2 操作条件的选择 (6) 2.2.1 操作压力 (6) 2.2.2 进料状态 (6) 2.2.3 加热方式的选择 (7) 三.计算过程 (7) 3.1 相关工艺的计算 (7) 3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (7) 3.1.2 物料衡算 (8) 3.1.3 最小回流比及操作回流比的确定 (8) 3.1.4精馏塔的气、液相负荷和操作线方程 (9) 3.1.5逐板法求理论塔板数 (10) 3.1.6 全塔效率的估算 (11) 3.1.7 实际板数的求取 (13) 3.2 精馏塔的主题尺寸的计算 (13) 3.2.1 精馏塔的物性计算 (13) 3.2.2 塔径的计算 (15) 3.2.3 精馏塔高度的计算 (17) 3.3 塔板结构尺寸的计算 (18) 3.3.1 溢流装置计算 (18) 3.3.2塔板布置 (19) 3.4 筛板的流体力学验算 (21) 3.4.1 塔板压降 (21)

3.4.2液面落差 (22) 3.4.3液沫夹带 (22) 3.4.4漏液 (22) 3.4.5 液泛 (23) 3.5 塔板负荷性能图 (23) 3.5.1漏夜线 (23) 3.5.2 液泛夹带线 (24) 3.5.3 液相负荷下限线 (25) 3.5.4 液相负荷上限线 (25) 3.5.5 液泛线 (26) 3.6 各接管尺寸的确定 (29) 3.6.1 进料管 (29) 3.6.2 釜残液出料管 (29) 3.6.3 回流液管 (30) 3.6.4塔顶上升蒸汽管 (30) 四.符号说明 (30) 五.总结和设计评述 (31)

化工原理课程设计 苯-甲苯浮阀精馏塔共19页

3.课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯 ↑↓回流 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓ 再沸器← → 塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明 首先,苯和甲苯的原料混合物进入原料罐,在里面停留一定的时间之后,通过泵进入原料预热器,在原料预热器中加热到泡点温度,然后,原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点,混合物中既有气相混合物,又有液相混合物,这时候原料混合物就分开了,气相混合物在精馏塔中上升,而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中,这些气相混合物被降温到泡点,其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中,停留一定的时间然后进入苯的储罐,而其中的气态部分重新回到精馏塔中,这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中,一部分进入再沸器,在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程,而进料口不断有新鲜原料的加入。最终,完成苯与甲苯的分离。 3.2.2 方案的说明和论证

本方案主要是采用浮阀塔。 精馏设备所用的设备及其相互联系,总称为精馏装置,其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类,通称塔设备,和其他传质过程一样,精馏塔对塔设备的要求大致如下: 一:生产能力大:即单位塔截面大的气液相流率,不会产生液泛等不正常流 动。 二:效率高:气液两相在塔内保持充分的密切接触,具有较高的塔板效率或传质效率。 三:流体阻力小:流体通过塔设备时阻力降小,可以节省动力费用,在减压操作是时,易于达到所要求的真空度。 四:有一定的操作弹性:当气液相流率有一定波动时,两相均能维持正常的流动,而且不会使效率发生较大的变化。 五:结构简单,造价低,安装检修方便。 六:能满足某些工艺的特性:腐蚀性,热敏性,起泡性等。而浮阀塔的优点正是: 而浮阀塔的优点正是: 1.生产能力大,由于塔板上浮阀安排比较紧凑,其开孔面积大于泡罩塔板,生产能力比泡罩塔板大 20%~40%,与筛板塔接近。 2.操作弹性大,由于阀片可以自由升降以适应气量的变化,因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔,泡罩塔都大。

化工原理课程设计苯和甲苯

化工原理课程设计说明书 设计题目:苯-甲苯分离过程筛板式精馏塔设计者:班级化工2009级(1)班 姓名郑健 学号 2009071976 日期 2012年6月26日 指导教师:(签名) 设计成绩:日期 单位:石河子大学化学化工学院化工系

目录 1设计方案的选择及流程说明 (4) 1.1概述 (4) 1.1.1精馏原理 (4) 1.1.2精馏塔选定 (4) 1.2设计方案的确定 (4) 2精馏塔的物料衡算 (5) 2.1原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 (5) 2.2原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 (5) 2.3物料衡算 (5) 3塔数的确定 (6) N的求取 (6) 3.1理论板层数 T 3.1.1相对挥发度的求取 (6) 3.1.2求最小回流比及操作回流比 (6) 3.1.3求精馏塔的气、液相负荷 (7) 3.1.4求操作线方程 (7) 3.1.5采用逐板法求理论板层数 (7) 3.2实际板层数的求取 (8) 4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 4.1操作压力的计算 (8) 4.2操作温度的计算 (9) 4.3平均摩尔质量计算 (9) 4.4平均密度计算 (10) 4.4.1气相平均密度计算 (10) 4.4.2液相平均密度计算 (10) 4.5液体平均表面张力的计算 (11) 4.6液体平均黏度计算 (12) 5塔及塔板的工艺尺寸的设计计算 (13) 5.1塔径的设计计算 (13) 5.1.1精馏段: (13) 5.1.2提馏段: (14) 5.2塔的有效高度的计算 (15)

5.3塔的实际高度的计算 (15) 5.4溢流装置的计算 (15) 5.4.1精馏段: (15) 5.4.2提馏段: (16) 5.5塔板布置 (17) 5.5.1精馏段: (17) 5.5.2提馏段: (18) 6流体力学验算 (20) 6.1塔板压强降 (20) 6.1.1精馏段: (20) 6.1.2提馏段: (21) 6.2液沫夹带量的校核 (21) 6.2.1精馏段: (21) 6.2.2提馏段: (22) 6.3溢流液泛的校核 (22) 6.3.1精馏段: (22) 6.3.2提馏段: (23) 6.4液体在降液管内停留时间的校核 (23) 6.4.1精馏段: (23) 6.4.2提馏段: (23) 6.5漏液点的校核 (23) 6.5.1精馏段: (23) 6.5.2提馏段: (24) 7塔板负荷性能图(以精馏段为例) (25) 7.1漏液线 (25) 7.2液沫夹带线 (25) 7.3液相负荷下限线 (26) 7.4液相负荷上限线 (26) 7.5液泛线 (27) 7.6负荷性能图及操作弹性 (28) 8计算结构汇总表 (29) 9小结 (30)

化工原理课程设计(苯-氯苯分离精馏塔——浮阀塔设计)

课程设计说明书 课程设计名称化工原理课程设计 课程设计题目苯-氯苯混合液浮阀式精馏塔设计 姓名 学号 专业 班级 指导教师 提交日期

化工原理课程设计任务书 (一)设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计 (二)设计任务及操作条件 设计任务 (1)原料液中含氯苯35% (质量)。 (2)塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%(质量)。 (3)年产纯度为99.8%的氯苯吨41000吨 操作条件 (1)塔顶压强4KPa(表压),单板压降小于0.7KPa。 (2)进料热状态自选。 (3)回流比R=(1.1-3)R min。 (4)塔底加热蒸汽压强506 KPa(表压) 设备型式 F1型浮阀塔 设备工作日:每年330天,每天24小时连续运行。 (三)设计内容 1).设计说明书的内容 1) 精馏塔的物料衡算; 2) 塔板数的确定; 3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算; 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算; 5) 塔板主要工艺尺寸的计算; 6) 塔板的流体力学验算; 7) 塔板负荷性能图; 8) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 9) 辅助设备的设计与选型 2.设计图纸要求: 1) 绘制工艺流程图

2) 绘制精馏塔装置图(四)参考资料 1.物性数据的计算与图表 2.化工工艺设计手册 3.化工过程及设备设计 4.化学工程手册 5.化工原理 苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 其他物性数据可查有关手册。

目录 前 言 ........................................................................................................................................................ 6 1.设计方案的思考 ............................................................................................................................ 6 2.设计方案的特点 .............................................................................................................................. 6 3.工艺流程的确定 ............................................................................................................................ 6 一.设备工艺条件的计算 ...................................................................................................................... 8 1.设计方案的确定及工艺流程的说明 ............................................................................................ 8 2.全塔的物料衡算 . (8) 2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 ...................................................................................... 8 2.2 平均摩尔质量 .......................................................................................................................... 8 2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 .............................................................................................. 8 3.塔板数的确定 ................................................................................................................................ 9 3.1理论塔板数T N 的求取 ........................................................................................................... 9 3.2 确定操作的回流比R ............................................................................................................. 10 3.3求理论塔板数 ......................................................................................................................... 11 3.4 全塔效率T E ......................................................................................................................... 12 3.5 实际塔板数 p N (近似取两段效率相同) (13) 4.操作工艺条件及相关物性数据的计算 (13) 4.1平均压强 m p (13) 4.2 平均温度m t .......................................................................................................................... 14 4.3平均分子量m M (14) 4.4平均密度 m ρ (15) 4.5 液体的平均表面张力m σ (16) 4.6 液体的平均粘度 m L μ, (17) 4.7 气液相体积流量 (18) 6 主要设备工艺尺寸设计 ................................................................................................................ 19 6.1 塔径 ........................................................................................................................................ 19 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 ................................................................................................ 20 7.1 溢流装置 ................................................................................................................................ 20 7.2 塔板布置 .. (23) 二 塔板流的体力学计算 ...................................................................................................................... 25 1 塔板压降 . (25)

苯甲苯精馏塔课程设计说明书

西北师大学 化工原理课程设计 学院: 化学化工学院 专业: 化学工程与工艺年级:2011 题目: 苯—甲苯精馏塔设计

前言 课程设计是化工原理课程的一个重要的实践教学容,是在学习过基础课程和化工原理理论与实践后,进一步学习化工设计的基础知识、培养化工设计能力的重要环节。通过该设计可初步掌握化工单元操作设计的基本程序和方法、得到化工设计能力的基本锻炼,更能从实践中培养工程意识、健全合理的知识结构。 此次化工原理设计是精馏塔的设计。精馏塔是化工生产中十分重要的设备,它是利用两组分挥发度的差异实现连续的高纯度分离。在精馏塔中,料液自塔的中部某适当位置连续的加入塔,塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分(称回流液)回入塔顶,其余作为塔顶产品(称馏出液)连续排出。塔釜产生的蒸汽沿塔板上升,来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降,气液两相在塔实现多次接触,进行传质传热过程,使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关,还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程,必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统,即本次所设计的精馏装置。 课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节,是对我们进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识,还能培养我们独立分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。当代大学生应具有较高的综合能力,特别是作为一名工科学生,还应当具备解决实际生产问题的能力。课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会,我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务,为毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。 虽然为此付出了很多,但在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行计算,而对参数之间的相互关联缺乏认识,所以难免有不妥之处,望垂阅者提出意见,在此表示深切的意。 作者 2013年12月

苯与甲苯精馏塔课程设计

《化工原理课程设计》报告 年处理5.4万吨苯-甲苯精馏装置设计 学院:化学化工学院 班级:应用化学101班 姓名:董煌杰 学号:10114308(14) 指导教师:陈建辉 完成日期:2013年1月17日

序言 化工原理课程设计是化学工程与工艺类相关专业学生学习化工原理课程必 修的三大环节之一,起着培养学生运用综合基础知识解决工程问题和独立工作能力的重要作用。 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。

目录 一、化工原理课程设计任书 (1) 二、设计计算 (3) 1)设计方案的选定及基础数据的搜集 (3) 2) 精馏塔的物料衡算 (7) 3) 塔板数的确定 (9) 4) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (15) 5) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (21) 6) 塔板主要工艺尺寸的计算 (23) 7) 塔板负荷性能图 (27) 三、个人总结 (36) 四、参考书目 (37)

化工原理课程设计

《化工原理》课程设计报告精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 指导教师

目录 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 (3) 一.设计题目 (3) 二.操作条件 (3) 三.塔设备型式 (3) 四.工作日 (3) 五.厂址 (3) 六.设计内容 (3) 设计方案 (4) 一.工艺流程 (4) 二.操作压力 (4) 三.进料热状态 (4) 四.加热方式 (4) 精馏塔工艺计算书 (5) 一.全塔的物料衡算 (5) 二.理论塔板数的确定 (5) 三.实际塔板数的确定 (7) 四.精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算 (8) 五.塔体工艺尺寸设计 (10) 六.塔板工艺尺寸设计 (12) 七.塔板流体力学检验 (14) 八.塔板负荷性能图 (17) 九.接管尺寸计算 (19) 十.附属设备计算 (21) 设计结果一览表 (24) 设计总结 (26) 参考文献 (26)

苯-氯苯精馏塔的工艺设计 苯-氯苯分离过程精馏塔设计任务 一.设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔,要求年产纯度为%的氯苯140000t,塔顶馏出液中含氯苯不高于%。原料液中含氯苯为22%(以上均为质量%)。 二.操作条件 1.塔顶压强自选; 2.进料热状况自选; 3.回流比自选; 4.塔底加热蒸汽压强自选; 5.单板压降不大于; 三.塔板类型 板式塔或填料塔。 四.工作日 每年300天,每天24小时连续运行。 五.厂址 厂址为天津地区。 六.设计内容 1.设计方案的确定及流程说明 2. 精馏塔的物料衡算; 3.塔板数的确定; 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算; 5.精馏塔主要工艺尺寸;

化工原理课程设计苯-甲苯板式精馏塔设计

化工原理课程设计------------苯-甲苯连续精馏板式塔的设计专业年级:11级化工本2 姓名:申涛 指导老师:代宏哲 2014年7月

目录 一序言 (3) 二板式精馏塔设计任务书 (4) 三设计计算 (5) 1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 (5) 1.2 精馏塔的物料衡算 (8) 1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12) 1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (17) 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (18) 1.6 筛板的流体力学验算 (21) 1.7 塔板负荷性能图 (24) 四设计结果一览表 (30) 五板式塔得结构与附属设备 (31) 5.1附件的计算 (31) 5.1.1接管 (31) 5.1.2冷凝器 (33) 5.1.3 再沸器 (33) 5.2 板式塔结构 (34) 六参考书目 (36) 七设计心得体会 (36) 八附录......................................................................................... 错误!未定义书签。

一序言 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。

苯-甲苯连续精馏浮阀塔课程设计

设计任务书 设计题目: 苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 设计条件: 常压: 1p atm = 处理量: 100Kmol h 进料组成: 0.45f x = 馏出液组成: 98.0=d x 釜液组成: 02.0=w x (以上均为摩尔分率) 塔顶全凝器: 泡点回流 回流比: min (1.1 2.0)R R =- 加料状态: 0.96q = 单板压降: 0.7a kp ≤ 设 计 要 求 : (1) 完成该精馏塔的工艺设计(包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算)。 (2) 画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。 (3) 写出该精馏塔的设计说明书,包括设计结果汇总和设计评价。

目录 摘要 ........................................................................................................................................................................... I 绪论 (1) 设计方案的选择和论证 (3) 第一章塔板的工艺计算 (5) 1.1基础物性数据 (5) 1.2精馏塔全塔物料衡算 (5) 1.2.1已知条件 (5) 1.2.2物料衡算 (5) 1.2.3平衡线方程的确定 (6) 1.2.4求精馏塔的气液相负荷 (7) 1.2.5操作线方程 (7) 1.2.6用逐板法算理论板数 (7) 1.2.7实际板数的求取 (8) 1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9) 1.3.1进料温度的计算 (9) 1.3.2操作压力的计算 ................................................................................................ 错误!未定义书签。 1.3.3平均摩尔质量的计算 (9) 1.3.4平均密度计算 (10) 1.3.5液体平均表面张力计算 (11) 1.3.6液体平均粘度计算 (12) 1.4 精馏塔工艺尺寸的计算 (12) 1.4.1塔径的计算 (12) 1.4.2精馏塔有效高度的计算 (14) 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (14) 1.5.1溢流装置计算 (14) 1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 (15) 1.7塔板流体力学验算 (16) 1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降h f (16) 1.7.2计算降液管中清夜层高度Hd (17) 1.7.3计算雾沫夹带量e V (18) 1.8塔板负荷性能图 (19) 1.8.1雾沫夹带线 (19) 1.8.2液泛线 (19) 1.8.3 液相负荷上限线 (21) 1.8.4漏液线 (21) 1.8.5液相负荷下限线 (21) 1.9小结 (22) 第二章热量衡算 (23) 2.1相关介质的选择 (23) 2.1.1加热介质的选择 (23) 2.1.2冷凝剂 (23) 2.2热量衡算 (23) 第三章辅助设备 (28)

化工原理课程设计

化工原理课程设计题目: 姓名: 班级: 学号: 指导老师: 设计时间: 序言 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。 目录 一、化工原理课程设计任书 (3) 二、设计计算 (3) 1.设计方案的确定 (3) 2.精馏塔的物料衡算 (3) 3.塔板数的确定 (4) 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (10) 6.塔板主要工艺尺寸的计算 (11) 7.筛板的流体力学验算 (13) 8.塔板负荷性能图 (15) 9.接管尺寸确定 (30)

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