化工原理课程设计苯对二甲苯分离结构设计Word下载.docx
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计算冉沸器的传热面积和加热介质的用量
7
进料泵的选取
选取进料泵的型号
8
绘图
绘制带控制点的流程图(CAD和手工绘制)
9
编写设计说明书
目录,设计任务书,设计计算结果,流程图,参考资料等
10
每班数不少于20人答辩
教研室主任签名:
2011年10月14日
摘要:
根据任务要求,本塔在100KPa压强下,苯和对二甲苯的分离操作,年处理量为6000吨(按300天计),查阅相关资料,初步确定分离方法、流程、以及设备、操作条件,查阅相关物理数据,制作相关曲线图,由原料组成和塔顶、塔釜组成通过物料衡算来确定产量、釜液量、最小回流比及回流比,继而得到精馏段,提馏段的操作线方程,并结合经验值通过计算来确定塔的理论塔板数和实际塔板数,进料板位置,以及全塔效率,进而得出塔的工艺尺寸,然后根据流体力学验算,来确定各工艺尺寸是否均符合要求,符合
CAD图纸,手工图
要求之后,再确定本塔的负荷性能图及其附属设备,完成工艺流程图(纸各一份),进而完成设计任务。
关键词:
精馏塔精馏段提馏段塔板
目录:
第一章绪论
1.1分离方法的选择-——精馏
1.2流程设计
1.3设备初选
1.4操作条件
第二章精馏塔工艺计算
2.1基础数据
2.2物料衡算
第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计
3.1塔的工艺条件及物性数据
3.2精馏塔主要工艺尺寸计算
第四章附属设备与接管的选取
4.1原料液预热器的设计
4.2塔顶冷凝热负荷及冷却水用量
4.3塔底再沸器热负荷及水蒸气用量
4.4进料泵的选取
4.5主要接管尺寸的选取
蒸馏分简单蒸馏、平衡蒸馏(闪蒸)、精馏和特殊蒸馏较易分离的物系或对分离要求不高——简单蒸馏或闪蒸较难分离——精馏很难分离的或者用普通精馏方法不能分离——特殊精馏
塔板类型——浮阀塔泡罩塔板。
优点:
不易发生液漏现象。
有较好操作弹性,塔板不易堵塞缺点:
结构复杂,金属耗量大,造价高;
板上夜层厚,气体流经曲折,通过塔板的压强降大,兼雾沫夹带严重,板效率低。
筛板塔板。
造价低廉,气体压降小,板上液面落差小,生产能力及板效率均较泡罩塔高。
缺点:
操作弹性小,容易堵塞。
浮阀塔板。
生产能力大,操作弹性大,塔板效率高,压降液面落差较小,塔板造价低。
换热器——管壳式换热器有点:
单位体积所具有的传热面积较大及传热效率好,结构简单,制造材料范围较广,操作弹性较大。
离心泵——油泵油泵特点:
用于易燃、易爆油品。
管路选择——无缝钢管(常压管路)
操作压力100Kpa(常压)
常压下为气态混合液——加压沸点较高又是热敏性混合液——减压进料状态——泡点进料泡点进料优点:
塔内无聊在平衡态下进料不需要进行热交换,计算简便。
塔底加热方式——间接蒸汽加热优点:
方便、便宜,相变潜热放出的热量大。
第二章精馏塔工艺计算
2.1基础数据⑴
2.1.1苯和二甲苯液体的物性
表2-1
物性
沸点
T/°
C
熔点
密度
临界压力
P/MPa
水中的溶
解度g/ml
折射率
p/kg/m
相对分子
质里M
苯
80.1
5.51
878.6
78.11
4.92
0.0018
1.50108
对二甲苯
138.5
13.2
861
106.17
3.51
不溶
1.49575
2.1.2苯和二甲苯液体的密度
表2-2
苯p/kg.m-3
对二甲苯p/kg.m3
80
815.83
809.68
85
810.31
805.1
90
804.74
800.49
95
799.11
795.84
100
793.42
791.14
105
787.65
786.41
110
781.82
781.63
115
775.91
776.8
120
769.92
771.93
125
763.86
767.01
130
757.71
762.05
135
751.47
757.03
140
747.04
753.48
图2-1苯和对二甲苯温度密度曲线
P苯=-1.1643T+909.52p对二甲苯=-0.9515T+886.09
2.1.3苯和对二甲苯的表面张力
表2-3
苯cr/mN/m
对二甲苯c/mN/m
21.138
21.939
20.514
21.409
19.893
20.882
19.277
20.358
18.664
19.837
18.054
19.319
17.449
18.804
16.848
18.292
16.251
17.783
15.658
17.277
15.069
16.774
14.485
16.275
13.905
15.778
mzNm/N
20”
18-
16•
14-
12-
70
审苯(T/mN/m
•对二甲苯b/mN/m
T/°
150
图2-2苯和对二甲苯温度表面张力关系曲线
b对二甲苯=-0.1027T+30.121
2.1.4苯和对二甲苯的粘度
表2-4
b苯=-0.1206T+30.741
C
苯口/Pa.S
对二甲苯卩/Pa.S
311.8
349.5
299
335
286.6
324
272.1
310
260
298.9
247.2
289.8
235.5
280
228
268.7
219.7
259
210.4
249
200
240
192.8
230
187.5
223
400
350
300
250
110130150
图2-3苯和对二甲苯温度粘度关系曲线
W0.0129X24.956X626.44v一中卄0.0067x23.5861x592.08
苯对二甲苯
2.1.5常压下苯一对二甲苯气液平衡数据
(1)苯一对二甲苯Antoine常数
表2—5
组分
A
B
6.90565
1211.033
220.790
6.99052
1453.430
215.307
(2)Antoime公式其中P为饱和蒸汽压,单位mmHg,■单位
苯饱和蒸汽压
对二甲苯饱和蒸汽压
X
y
a
101.33
15.68
6.46
117.55
18.36
0.836
0.969
6.40
136.13
22.64
0.693
0.931
6.01
156.91
27.01
0.572
0.886
5.81
180.06
32.05
0.468
0.832
5.62
205.76
37.83
0.3778
0.767
5.44
234.18
44.42
0.300
5.27
265.49
51.90
0.231
0.606
5.12
299.9
60.37
0.171
0.506
4.97
337.56
69.9
0.107
0.391
4.83
378.68
80.6
0.07
0.26
4.7
423.44
92.56
0.027
0.111
4.57
472.02
105.88
-0.012
-0.058
4.46
1根据列表的数据作图
图2-4x-y关系曲线图
x
119.62
2.2
物料衡算[2]
2.2.1
组成XfXdXw
45%/78.11
XF
52.65%45%/78.1155%/106.17
90%/78.11
Xd
90%/78.1110%/106.17
2%/78.11
92.44%
Xw
2.7%2%/78.1198%/106.17
平均相对分子量
Mf
0.526578.11
0.4735106.1791.4
0.02778.11
0.973106.17105.41
Md
0.92478.11
0.076106.1780.23
600010
F
3002491.4
9.1174kmol/h
2.2.2全塔物料衡算
DXdWXwfXf
代入数据,
解得:
D5.0748
W4.0426
2.2.3确定Rmin及R值
Q原料液为泡点进料
最小回流比为
^^min
匚Xd
1Xf
1Xd
5.321
92.44%5.32
52.65%
192.44%
0.2098
即R1.6Rmin
1.60.2086
0.3357
2.2.4精馏段操作线方程
R
yR1
yx
R1
R1Xd
R1XD
(2-2)
0.33571
92.4%
0.2513x0.6921
提留段操作线方程
yx
LqFWLqFW
(2-3)
LRD0.33575.07481.7036
LqF
LqFW
W
LqFWXw
1.70369.1174
1.70369.11744.0426
4.04262.7%
1.5964X
则
0.0161
2.2.5理论塔板数Nmin及实际塔板数N
(1)简捷法全塔最小理论板数
Nmin
|g丄丄
1XDXw
lg
3.6424
(2-4)
由上可算得RRmin
0.33380.2086
0.33381
0.0943
根据吉利兰图公式可得:
譽尹°
.5195
算得:
N=9.7310
精馏段最小理论板数
|g*—
1.43
1XdXflgm
/。
5195算得:
N=5.146
故进料塔板位置为塔顶往下数第6块板。
⑵作图法
图2-6理论塔板数
由图可得:
理论塔板数N=7(包括再沸器)
2.2.6全塔效率
QXw=°
.°
27Xd=°
.9244
由图2-4苯-对二甲苯混合液的t-x-y图可查得
塔釜温度t=135塔顶温度tD=90.73
wD
又Q泡点进料tF=96.498
t=107.41
可由粘度表查得,t=107.41时,□苯=241.5606□对二甲苯=285.0764
则卩=0.5265241.5606+(1-0.5265)285.0764=262.1653口Pa
全塔效率为
Et0.49(畑)0.245(2-5)
Et0.49仪…)0.49(5.32262.1653103)045.16%
2.2.7实际塔板数
NP9.73/0.451621.5522
则进料塔板数Nf5.14/0.451611.3812
本章符号说明
E—全塔效率
希腊字母
p—密度,kg/m3
(T—表面张力,mN/m卩一粘度,Pa.s
a—相对挥发度
下标
F—进料液
D—馏出液
V—釜液
b—泡点
d—沸点
Min—最小或最少
英文字母
T—温度,。
M—相对分子质量g/molm—平均相对分子质量,g/mol
P—压力,Pa
x—液相摩尔分数
y—气相摩尔分数
F—原料液摩尔量,kmol/h
D—塔顶产品液量,kmol/h
V—塔釜产品液量,kmol/h
R—回流比
L—塔内下降的液体流量,kmol/h
N-理论塔板数
第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计
3.1塔的工艺条件及物性数据
3.1.1塔的工艺条件
1.操作压强
pD100kpa
2.操作温度
QXf0.5265Xw0.027xD0.9244
可由t-x-y图查得
塔釜温度tw=135°
塔顶温度tD=90.73°
C泡点进料tF=96.498°
tDtF
90.78c96.498c
93.611c
1.平均分子量
根据平衡关系式y
ax可得
1(a1)x
塔顶:
y1=XD=°
.924
X1=0.6968
96.498竺空=115.749。
t提=呼
3.1.2各种物性数据
MVD
0.92478.110.0756106.1780.2313g/mol
(3-1)
MLD0.695678.110.3044106.1786.6178g/mol
进料塔:
Xf=0.5265y=0.8554
Mlf0.526578.110.4735106.1791.3964g/mol
MVF0.853478.110.1446106.1782.1675g/mol
塔釜:
x=0.027y=0.1286
ww
MLw0.02778.110.973106.17105.4124g/mol
①精馏段的平均分子量
8°
.1675陀231381.1993g/mol
MLDMLF
86.617891.3964
②提留段的平均分子量
MvwMvf
102.561582.1675广
c
MLwMLF
105.412491.3964’
vn
89.0071g/mol
ln
vm
98.4044g/mol
.3645g/mol
MvdMvf
Mim
2.平均密度
①气相密度
精馏段实际塔板数:
Nf4.14/0.45169.1710
提馏段实际塔板数:
Nm4.73/0.453610.4311
a.精馏段:
塔顶操作压强
PD=100Kpa每层塔板的压强降△P=0.7Kpa
进料板压强
Pf1000.710107kpa
平均压强
100107
103.5kpa
_=pMvPvRT
(3-2)
PnMvn
RTn
103.581.1993
8.314(27393.611)
2.7573kg?
m
b.提馏段:
塔釜操作压强卩闪=107+110.7=114.7kpa
pm巴107110.85kpa
_=PmMvm
Pvm
IR|m
②液相密度
110.859236453.1108kg?
m3
8.314(273115.734)
tF=96.498°
C可查表2-2得
p苯=797.4053kg?
p对二甲苯=794.4319kg?
10.450.55
=+—
pF797.4035794.4319
pF=795.7664kg?
tD=90.78°
p苯=803.8617kg?
p对二甲苯=799.7646kg?
0.9
pD803.8617
+PD=803.4501kg?
799.7646
=135°
c
w
可查表2-2得p苯=751.47kg?
m3
p对二甲苯=757.03kg?
0.98
10.02=+
Pw751.47757.03
pw=756.9180kg?
LpFpD799.6083
Ln2
kg?
tF=96.498°
C可查表2-3得苯=19.0933mN/m
o对二甲苯=2°
.2019mN/m
11
"
FO苯
Of=19.6875mN/m
o对二甲苯
tD
=90.78°
可查表2-3得0苯=19.7969mN/m
O对二甲苯
=20.8003mN/m
Od=19.8929mN/m
Od
o苯
tw
c可查表2-3得o苯=14.485mN/m
=16.275mN/m
Ow=16.2349mN/m
Ow
即
On
OfOd
19.7902mN/m
Om
OfOw
17.9612mN/m
4•液体粘度
口对二甲苯
3pFpw776.3422kg?
mLm2
3.液体表面张力
可查表2-4得□苯=268.4748Pa.s
=306.6744Pa.s
g,F□苯□对二甲苯
^=143.153Pa.s
tD=90.78
可查表2-4得□苯=284.338Pa.s
=321.816Pa.s
Rd□苯
□对二甲苯
3=150.9592Pa.s
可查表2-4得
口苯=192.8Pa.s□对二甲苯=230Pa.s
a对二甲苯
3=104.8817Pa.s
P,n
147.056Pa.s
SJ3124.0174Pa.S
5.体积流率
由上可得R=0.3357L=RD(3-3)
1精馏段L=RD=0.33575.0748=1.7036kmol/h
V=(R+1)D(3-4)
V=(R+1)D=1.33575.0748=6.7784kmol/h
已知MLn=88.975g/molM?
n=81.2159g/mo
PLn
=799.6087kg?
Pvn=2.7573kg?
1.703689.0071151.6325kg/h
VnMvn?
V
6.778481.1993550.4013kg/h
体积流量l
hn
Ln
151.63250.1896m3/h
799.6087
Vn
Pvn
550.4013199.6161m3/h
2.7573
Lsn=0.1896/3600=5.2667105m3/s
Vsn=199.6161/3600=0.0554m3/s
2提留段L=LqF1.70369.117410.821kmol/h
v'
v(q1)F6.7784kmol/h
已知
=98.4044
MLm
g/mol
臥=92.3645g/mo|
pLm=776.3426
kg?
pvm=3.1108kg?
则质量流量LmMLm?
L
10.821
98.40441064.8340kg/h
Vm
Mvm?
92.3645
6.7784626.0835kg/h
体积流量I
hm
Lm1064.8340
1.3776m/hpLm776.3422
626.0835201.2613m3/h
3.1108
Lsm
1.3776/36003.8267104m3/s
V201.2613/36000.0559m3/s
sm
3.2
精馏塔主要工艺尺寸计算
3.2.1
塔径的计算
1.
精馏塔:
Lsn
Vsn
1/2
Psn=5.2267105
0.0554
=0.0160.02
2.7576
取板间距hT0.4m
hL0.05m
HThL0・35m
查
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- 化工 原理 课程设计 二甲苯 分离 结构设计