分离苯-甲苯精馏系统设计【毕业论文+CAD图纸全套】

买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 优秀设计 化工课程设计说明书 作 者 : 学 号： 学院 (系 ): 专 业 : 题 目 : 分离苯 塔设计 指导者： 评阅者： 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 年 月 目 录 第一章 概述 . 1 第二章 主要基础数据 . 2 第三章 设计方案的确定以及流程说明 . 4 第四章 塔的物料横算 . 5 第五章 塔板数的确定 . 6 第六章 塔的工艺条件及物性数据计算 10 第七章 汽液相负荷计算 . 13 第八章 塔和塔板主要工艺尺寸计算 . 14 第九章 筛板流体力学验算 20 第十章 塔板负荷性能图 24 第十一章 筛板塔的工艺设计计算结果总表 31 第十二章 塔附件的设计 . 33 第十三章 课程设计心得体会 . 40 参考文献 . 42 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 第一章 概 述 高径比很大的设备称为塔器塔设备是化工、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常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等 根据设计任务书 ，此设计的塔型为筛板塔筛板塔是很早出现的一种板式塔五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大，塔板效率高，压力降低，而且结构简单，塔盘造价减少左右，安装、维修都较容易从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达 导向筛板等多种形式 筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分工业塔 常用的筛孔孔径为 正三角形排列空间距与孔径的比为 近年来有大孔径（ 板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小 筛板塔的特点如下： （）结构简单、制造维修方便 （）生产能力大，比浮阀塔还高 （）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏 （）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低 （）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔 （）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 第二章 主要基础数据 1 和甲苯的物理性质 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 临界压强 PC, A 910 甲苯 B 050 和蒸汽压 苯和甲苯的饱和蒸汽压可用 程 求算，即 o T 物系温度， ， 饱和蒸汽压， 、 B、 C 数，其值见下表 表 2 数 组分 A B C 苯 苯 和甲苯的液相密度 L 表 3 苯和甲苯的液相密度 温度 80 90 100 110 120 苯 kg/苯 kg/体表面张力 表 4 液体表面张力 温度 t， 60 80 100 120 140 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 苯 mN/m 苯 mN/m 体粘度 L 表 5 液体粘度 温度 t， 60 80 100 120 140 苯 苯 度 利用表中数据由拉格朗日插值法可求得 8: FF 0: DD 06: WW 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 第三章 设计方案的确定及流程说明 苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。流程图如下： 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 第四章 塔的物料衡算 液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率 3 均分子量 kg/D= kg/W= kg/料衡算 总物料衡算 F=1000/h D+W=F （ 1） 易挥发组分物料衡算 D+W=F （ 2） 联立（ 1）、（ 2）解得： D = h W = h 料衡算表 表 6 物料衡算表 进料量 F， kg/h 塔顶出料量 D， kg/h 塔底出料量 W， kg/h 计 文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 第五章 塔板数的确定 2 论塔板数 求取 苯 采用 T。 据苯、甲苯的饱和蒸汽压，利用泡点方程 ,计算出苯 气液平衡数据如下表： 表 7 苯 气液平衡数据表 温度 xA 1 0 根据计算结果作 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 图2 X - Y 苯平衡线买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 最小回流比 作回流比 R 因饱和蒸汽进料，在 e(平行于 线与平衡线的交点坐标为 , 此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标，故 i n xy 取操作回流比 R=2 、求理论板数 馏段操作线方程 为11 y x 上作梯级得： 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 2层（包括塔底再沸器）。其中精馏段理论板数为 5层，提馏段为 7层，第6层为加料板。 塔效率 据 6 根据塔顶、塔底液相组成查 得塔平均温度为 该温度下进料液相平均粘度为： = 1 际板层数 馏段 N 精 =5/取 10层 提馏段 N 提 =7/ 14层 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 第六章 塔的工艺条件及物性数据计算 作压强 顶压强 每层塔 板压降 P=0.7 进料板压强 10=底压强为 14= 精馏段平均操作压强为 k P 提馏段平均操作压强为 k P 度 据操作压强，依下式两式试差计算操作温度： 和 顶 进料板 塔底 则 精馏段平均温度 = 提馏段平均温度 = 09 均摩尔质量 用插值法算出：精馏段平均液相组成 馏段平均气相组成 留段平均液相组成 留段平均气相组成 馏段液相平均摩尔质量 kg/馏段气相平均摩尔质量 kg/留段液相平均摩尔质量 kg/留段气相平均摩尔质量 =kg/馏段 1= 提留段 2=均密度 m 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 相密度 式 1/ Lm= LA+ 塔顶 t= 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的密度 苯 =814 kg/ 甲苯 = 809kg/0 料板， , 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的密度 苯 =797 kg/ 甲苯 = 794kg/加料板液相组成 9 95kg/底 , 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的密度 苯 =781 kg/ 甲苯 = 781kg/ 81kg/精馏段平均液相组成： ） =（ 95） /2=馏段平均液相组成： ） =（ 795+781） /2=788kg/、气相密度 ) 精（精）3/ 提（提）体表面张力 m ni 塔顶 t= 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体表面张力 m 苯 = m 甲苯 = m，顶 = m 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 进料板 , 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体表面张力 m 苯= m 甲苯 = m，进 = m 塔底 , 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体表面张力 m 苯= m 甲苯 = m，底 = m 则精馏段平均表面张力为： m，精 提馏段平均表面张力为： m，提 体粘度 ni 塔顶 t= 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体粘度 =苯 = L 顶 = 料板 ,用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体粘度 = 苯 = L 进 = 底 , 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体粘度 = 苯 = L 底 = 精馏段平均液相粘度为 L(精 ) a 2 L(提 ) a 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 第七章 气液相负荷计算 馏段气液负荷计算 hk m o 1( 0 0 m3/s L=h 00 m3/s h 馏段气液负荷计算 泡点进料， q=1 hk m o ( 1 53 . 1 68 7 . 81 9 . 8 53600S 提提提 L=L+= h 00 08 3 m3/s m3/h 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 第八章 塔和塔板主要工艺尺寸计算 34 径 D 馏段塔径 初选板间距 ，取板上液层高度 ，故 T ； 121 查 联图得 0 正物系表面张力为 20 a x 可取安全系数为 6 8 m a x 故 6 0 按标准 ,塔径圆整为 空塔气速 s。 馏段塔径 初选板间距 ， 取 板 上 液 层 高 度 ，故T ； 0 121 查 2 . 020 20 正物系表面张力为 ,即 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 20 a x 可取安全系数为 5 6 a x 故 5 8 按标准 ,塔径圆整为 空塔气速 s。 为统一精馏段和提馏段塔径，取为 D= 流装置 采用单溢流 ,弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。 各项计算如下： 馏段溢流装置计算 流堰长 口堰高由 6 查流体收缩系数计算图知 E=232 取板上清液层高度 液管的宽度买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 DW d ， A ，故 d 1 2 2 ，222 f 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 A s（ 5s，符合要求） 液管底隙高度 1 0 0 4 12=故符合要求 馏段溢流装置计算 流堰长 口堰高由 6 0 08 00/ 查流体收缩系数计算图知 E=210 0 6 6 0 00 0 0 8 4 0 2 故 液管的宽度DW d ， A ，故 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 d 1 2 2 ，222 f 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 A s（ 5s，符合要求） 液管底隙高度 2 0 0 8 23=故符合要求 塔板布置 精馏段塔板布置 因为 D=以选用整块式塔板 边缘区宽度 定区宽度 孔 区面积 a 1222 s 02 21222 0 9 5 5 i 01 5 5 5 m 其中： ， 1 8 7 2 提馏段塔板布置 边缘区宽度 定区宽度 孔区面积 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 a 1222 s 02 21222 0 9 5 5 i 01 5 5 5 m 其中： ， 1 8 7 2 孔数 n 与开孔率 馏段 取筛空的孔径0d为 正三角形排列，一般碳钢的板厚为 取，孔中心距 t=13板上的筛孔数 7090 9 2 2 则 % 0 01 0 3 3 9 （在 5 15%范围内） 气体通过筛孔的气速为 o / 馏段 取筛空的孔径0d为 正三角形排列，一般碳钢的板厚为 取，孔中心距 t=13板上的筛孔数 7090 9 2 2 则 % 0 01 0 3 3 9 （在 5 15%范围内） 气体通过筛孔的气速为 o / 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 的有效高度 Z 精馏段 ( 提馏段 ( 精馏段与进料板间的距离可以取 故塔的有效高度 Z=文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 第九章 筛板的流体力学验算 345 馏段筛板的流体力学验算 d ，查干筛孔的流量系数图得， 体穿过板上液层压降相当的液柱高度8 2 由充气系数o与 3 8 服液体表面张力压降相当的液柱高度0 ， 故 单板压降 k 馏段筛板的流体力学验算 d ，查干筛孔的流量系数图得， 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 体穿过板上液层压降相当的液柱高度，7 5 由充气系数o与 3 8 服液体表面张力压降相当的液柱高度0 ， 故 6 8 8 7 单板压降 k P 沫夹带量馏段雾沫夹带量 根据设计经验，一般取 液气液 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 馏段雾沫夹带量 气液气液 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 液的验算 馏段漏液的验算 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 / 5 40 0 2 0 5 筛板的稳定性系数 ) 故在设计负荷下不会产生过量漏液。 馏段漏液的验算 / 5 80 0 5 筛板的稳定性系数 ) 故在设计负荷下不会产生过量漏液。 泛验算 馏段液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 0 0 4 20 ）（）（ 1 4 Hd m 取 ，则 故在设计负荷下不会发生液泛。 馏段液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 0 0 1 0 8 20 ）（）（ hl 文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 ， 1 3 Hd m 取 ，则 故在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是适合的。 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 第十章 塔板负荷性能图 馏段塔板负荷性能图 沫夹带线 中 a （ a） 323 近似取 E 6 5 故 3/2323 （ b） 取雾沫夹带极限值液 已知 ， 并将 代入得 3/V 在操作范围内任取几个上式算出相应的表 8 精馏段雾沫夹带m3/s 馏段 m3/s 表中数据在 ,m3/s 泛线 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 由 )( 和得 ， 1) +1)hC+hd+忽略 将 S,hd,整理得 3/222 式中： 00 )( 1( 20153.0 3/23 3600)1( 代入数据，求得 a=b=c=5307 d=理得 3/222 0 在操作范围内任取几个上式计算 表 9 精馏段液泛m3/s 馏段 m3/s 7 表中数据在 相负荷上限线 取液体在降液管中停留时间为 4秒，由下式 0 0 2 2 9 m a x 液相负荷上限线（ 3）在 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 液线（气相负荷下限线） 由 3/22 3 ，0 代 入 漏 液 点 气 速 式 /)( , A （前已算出），代入上式并整理得 3/2m i n, S 此即气相负荷下限线，在操作范围内任取几个上式计算相应的于下表 表 10 精馏段漏夜m3/s 馏段 m3/s 表中数据作气相负荷下限线。 相负荷下限线 取平堰、堰上液层高度 为液相负荷下限条件，取 则 3/2m )3600( 32m i n, 理上式得 4m 依此值在 将以上 5 条线标绘于V 图中，即为精馏段负荷性能图。 5 条线包围区域为精馏段塔板操作区， P 为操作点， 操作线。 与液泛线的交点相应相负荷为V， 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 图 5 m3/m3/可知本设计塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。 精馏段的操作弹性 in,m a x, 馏段塔板负荷性能图 沫夹带线 中 a （ a） 323 近似取 E 6 5 故 3/2323 （ b） 取雾沫夹带极限值液 已知 ，买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 并将 代入得 3/ V 在操作范围内任取几个上式算出相应的表 11 提馏段雾沫夹带m3/s S, m3/s 表中数据在 泛线 由 )( 和得 ， 1) +1)hC+hd+忽略 将 S,hd,整理得 3/222 式中： 00 )( 1( 20153.0 3/23 3600)1( 代入数据，求得 a=b=c=d=1405 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 整理得 23/22 1 4 0 0 在操作范围内任取几个上式计算 表 12 提馏段液泛m3/s S, m3/s 表中数据在 相负荷上限线 取液体在降液管中停留时间为 4秒，由下式 0 0 1 7 6 2 0 m a x 液相负荷上限线在 液线（气相负荷下限线） 由 3/22 3 ，0 代 入 漏 液 点 气 速 式 /)( , A （前已算出），代入上式并整理得 3/2m i n, 2 2 S 此即气相负荷下限线，在操作范围内任取几个上式计算