化工原理课程设计--苯-甲苯分离过程浮阀精馏塔的设计.doc

苯-甲苯分离过程浮阀精馏塔的设计摘要：本设计对苯-甲苯分离过程浮阀精馏塔装置进行了设计，主要进行以下几方面工作：1、精馏塔设计方案的确定。2、对生产的主要设备-浮阀塔进行了工艺设计计算,其中包括：精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算：精馏塔塔板的流体力学验算：精馏塔塔板的负荷性能图；塔顶冷凝器的冷凝热和塔釜再沸器的汽化热计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。从本设计中，我们组的队员学到了很多;团队合作，讨论完善，总结思考能力得到了锻炼。关键词：苯-甲苯；浮阀塔；工艺设计计算；流程图；工艺条件简图目录前言1、设计方案的确定1.1设计流程的说明1.2操作方案的说明1.3本设计中符号的说明2、精馏塔物料衡算2.1物料衡算示意图2.2全塔物料衡算3、塔板数的确定3.1理论塔板数NT的求取3.1.1绘制苯-甲苯物系x-y图 3.1.2求精馏塔的气、液相负荷 3.1.3操作线方程 3.1.4图解法求理论塔板数3.2实际塔板数的求取4、精馏段有关物性数据以及主要工艺尺寸的计算4.1精馏塔有关物性数据的计算4.1.1操作压力计算4.1.2操作温度计算4.1.3平均摩尔质量计算4.1.4平均密度计算4.1.5液体平均粘度计算4.1.6液体平均表面张力计算4.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.2.1精馏段塔径的计算4.2.2精馏塔的有效高度的计算4.3塔板主要工艺尺寸的计算4.3.1溢流装置计算4.3.2塔板计算4.4塔板的流体力学验算4.4.1塔板压降的计算4.4.2液面落差的计算4.4.3液沫夹带的计算4.4.4漏液的计算4.5塔板负荷性能图的绘制4.5.1过量液沫夹带线4.5.2液泛线4.5.3液相负荷上限线4.5.4漏液线4.5.5液相负荷下限线4.5.6塔板负荷性能图4.6提馏段各参数汇总4.7塔顶冷凝器的冷凝热和塔釜再沸器的汽化热的计算 4.7.1冷凝器的选型 4.7.2冷凝器的冷凝热计算 4.7.3再沸器的汽化热计算5、塔附件设计计算5.1接管5.2法兰5.3筒体与封头5.4裙座5.5人孔数目6、塔总体高度设计7、浮阀精馏塔工艺设计结果讨论7.1漏液7.2液泛7.3液体停留时间7.4流型7.5板距与塔高7.6回流比的影响7.7塔板效率的影响因素7.8换热器的选择7.9传热介质的选择8、附录8.1精馏系统的物料流程图8.2精馏塔的工艺条件简图9、参考文献10、致谢前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，分子式C6H6，分子量78.11，相对密度0.8794g/cm3 (20)。沸点80.1在常温常压下是无色透明的液体，并具强烈的特殊芳香气味，有毒。苯遇热、明火易燃烧、爆炸。常态下，苯的蒸气密度为2.77，蒸气压13.33kPa(26.1)。可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，其分子式CH3（C6H5），分子量92.14，相对密度0.866g/cm3(20)。沸点110.63。在常温下呈液体状，无色、易燃。可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，泡沫塑料，合成纤维等。 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，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯-甲苯的分离。分离苯与甲苯的生产工艺有：精馏法，膜分离法，萃取法。但苯-甲苯体系比较容易分离，待处理料液清洁，因此采用精馏法。而浮阀塔漏液少，传质情况好，气液负荷有较大的变动余地，故采用浮阀精馏塔。 浮阀塔是20世纪50年代初开发的一种新塔型，其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小作自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下侧水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，故收到很好的传质效果。浮阀塔的生产能力比泡罩塔约大20%-40%，操作弹性可达7-9，板效率比泡罩塔约高15%，制造费用为泡罩塔的60%-80%，为筛板塔的120%-130%。浮阀塔的优点是结构简单、制造方便、造价低，塔板开孔率大，生产能力大，其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。1、设计方案的确定本课程设计体系为苯甲苯混合物，采用常压操作连续精馏流程，筛板塔， 总板效率ET=0.5；原料组成为冷液进料，（苯的摩尔分率，下同），分离要求塔顶产品，塔釜产品，过冷液体进料q=1.06，塔顶采用全凝器，冷凝液在泡点下部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送储罐。R=3.2。塔釜采用间接蒸汽加热，塔釜产品冷却后送储罐。1.1设计流程的说明精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置根据生产状况采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。1.2操作方案的说明本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用冷液（温度75）进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，操作回流比为3.2。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却送到储罐。1.3本设计中符号的说明2、精馏塔物料衡算2.1物料衡算示意图D，XDF,XFW，XW图2.1全塔物料衡算2.2全塔物料衡算已知：，F=180kmol/h取XD=0.995,XW=0.005总物料： F = D + W易挥发组分： FXF = DXD + WXW解得： D=53.64（kmol/h）W=126.36（kmol/h）表2.1精馏塔的物料衡算表进料F出料DW组分kmol/h摩尔分率kmol/h摩尔分率kmol/h摩尔分率苯540.3053.37180.9950.63180.005甲苯1260.700.26820.005125.72820.995总量180153.641126.3613、塔板数的确定3.1理论塔板数NT的求取苯甲苯物系属理想物系，可采用图解法求理论塔板数NT。3.1.1绘制苯-甲苯物系x-y图由手册查得，苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y 图。表3.1苯-甲苯物系的气液平衡数据温度110.6106.1102.298.695.292.1x(%)08.820.23039.748.9y(%)021.2375061.871温度89.486.884.482.381.280.2x(%)59.27080.390.395100y(%)78.985.391.495.797.9100图3.1苯-甲苯物系的x-y图原料液的汽化潜热rm= 0.30380kJ/(1kg/78kg/mol)= 889222862 = 31754 kJ/mol知 xf = 0.30时，液体的泡点为98.6，则平均温度= 359.95 K查手册得86.8下苯和甲苯的比热为2.76kJ/(kgK)，故原料液的比热为：Cp = 2.760.3782.760.792= 242.192 kJ/(kmolK)得q线方程： 3.1.2求精馏塔的气、液相负荷L=RD=3.253.64=171.648 kmol/hV=(R+1)D=(3.2+1)53.64=225.228 kmol/h=L+qF=171.648+1.18180=384.048 kmol/h=V+(q-1)F=225.228+(1.18-1)180=257.628 kmol/h3.1.3操作线方程、精馏段操作线方程、提馏段操作线方程两线交点坐标：（0.3127，0.4753）3.1.4图解法求理论塔板数采用图解法求理论塔板数，如图3.1所示。求解结果：总理论塔板数=24（包括塔釜）进料位置：NF=13(包括塔釜)3.2实际理论塔板数的求取、精馏段实际塔板数N精=（NT-NF）/ET=(24-13)/0.5=22、提馏段实际塔板数N提=（NF-1）/ET=(13-1)/0.5=24实际板数为=22+24=46进料位置为24块4、精馏段有关物性数据以及主要工艺尺寸的计算4.1.1操作压力的计算、塔顶操作压力：取每层塔板压降P=0.7kPa、进料板压力：、精馏段平均压力：（120.7+105.3）/2=113kPa、塔底压力：105.3+460.7=137.5kPa、提馏段平均压力：（105.3+137.5）/2=121.4kPa4.1.2操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托因（Antoine）方程计算，计算过程略。 安托因方程： lgP0=A-B/(t+C)由物性手册查得苯（A）甲苯（B）理想物系。二者的安托因方程分别为:lgP0=6.9061211/(t+220.8) （a）lgP0=6.9551345/(t+219.5) （b）由试差法得：塔顶温度：tD=81.42进料温度：tF =75（已知）塔底温度：tW=119.76精馏段平均温度：tm=（tD+tF）/2=(81.42+75)/2=78.21提馏段平均温度：（75+119.65）/2=97.3254.1.3平均摩尔质量计算、塔顶平均摩尔质量由y1=xD=0.995（见图3.1），得x1=0.987 =0.99578.11+（1-0.995）92.14=78.18kg/kmol =0.98778.11+（1-0.987）92.14=78.29kg/kmol、进料板平均摩尔质量 由图解理论板（见图3.1），由xF=0.320，查得yF=0.480 =0.48078.11+（1-0.480）92.14=85.41kg/kmol =0.32078.11+（1-0.320）92.14=87.65kg/kmol、塔底平均摩尔质量yW=0.005,xW=0.002=0.00578.11+（1-0.005）92.14=92.07kg/kmol =0.00278.11+（1-0.002）92.14=92.11kg/kmol、精馏段平均摩尔质量 =（+）/2=（78.18+85.41）/2=81.80kg/kmol =（+）/2=（78.29+87.65）/2=82.97kg/kmol、提馏段平均摩尔质量=（+）/2=（85.41+92.07）/2=88.74kg/kmol =（+）/2=（87.65+92.11）/2=89.88kg/kmol4.1.4平均密度计算1）气相平均密度计算精馏段：提馏段：2）液相平均密度计算 液相平均密度由下式计算：塔顶液相平均密度的计算： 由tD=81.42，查手册得 =805.50kg/m； =807.5 kg/m进料板液相平均密度： 由tF=75，查手册得 =810.50kg/m；=812.6kg/m 进料板液相质量分率：精馏段液相平均密度：塔底液相平均密度由tW=119.76,查得=770.50kg/m；=770.60kg/m提馏段的平均密度（770.60+812.04）/2=791.32kg/m4.1.5液相平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即 1）塔顶液相平均粘度的计算 由tD=81.42，查手册得 A=0.295 mPas ；B=0.321 mPas= 0.995lg(0.295)+ (1-0.995)lg(0.321)=0.295mPas2）进料板液相平均粘度的计算 由tF=75，查手册得 A=0.302 mPas ；B=0.334 mPas= 0.995lg(0.302)+ (1-0.995)lg(0.334)=0.302mPas3)精馏段液相平均粘度为4)提馏段液相平均粘度由tW=119.76,查得A=0.201 mPas ；B=0.231mPas= 0.005lg(0.201)+ (1-0.005)lg(0.231)=0.231mPas提馏段液相平均粘度（0.231+0.302）/2=0.2665mPa s4.1.6 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即1)塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=81.42，查手册得 =21.00mN/m； =21.25mN/m=0.99521.00+0.00521.25=21.00mN/m2)进料板液相平均表面张力的计算 由tF=75，查手册得 =21.96mN/m； =22.11mN/m=0.321.96+0.722.11=22.07mN/m3)精馏段液相平均表面张力为4)塔底液相表面张力由tW=119.76,查得=16.36mN/m； =17.36mN/m=0.00516.36+0.99517.36=17.355mN/m提馏段液相平均表面张力=（17.355+22.07）/2=19.7125mN/m4.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4.2.1 精馏段塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率分别为：提馏段的气、液相体积流率分别为：,C20由查图的横坐标为取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL=0.06m ，则 HThL= 0.400.06 = 0.34m由Smith关联图查得C20=0.0754=取安全系数为0.7，则空塔系数为： u=0.7umax=0.71.221=0.8547m/s按标准塔径圆整后为 D1.6m 塔截面积为：实际空塔气速为:m/s4.2.2 精馏塔的有效高度的计算 1)精馏段有效高度为：Z精=（N精-1）HT=（22-1）0.4=8.4m2)提馏段有效高度为：Z提=（N提-1）HT=（24-1）0.4=9.2m所以精馏塔的有效高度为Z= Z精+ Z提+0.8=8.4+9.2=17.6m4.3 塔板主要工艺尺寸的计算 4.3.1 溢流装置计算 因塔径D1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 1)堰长LW取LW=0.66D=0.661.6=1.056m2)溢流堰高度hw hw=hLhOW选用平直堰，堰上层高度hOW由下式计算近似取E=1,则取板上清液层高度hL=0.06m故hw=hLhOW=0.06-0.022=0.038m3) 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.0722；=0.124=0.0722=0.07222.01=0.1451m0.124D=0.1241.6=0.1984m验算液体在降液管中停留时间,即5s故降液管设计合理4）降液管底隙高度h0取，0.038-0.03040=0.0076m0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=50mm4.3.2塔板布置与浮阀数目及排列1）塔板的分块因1400mmD1600mm,故塔板采用分块式，查表4.2表4.2塔板分布数塔径mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分块数3456得塔板分为4块选用F1型重阀，阀孔直径dO=39mm，底边孔心距t=75mm精馏段计算取阀孔动能因子FO=12孔速浮阀数,取201个2）边缘宽度确定取，3）开孔区面积计算开孔区面积计算其中故3）筛孔计算及其排列浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m估算其排间距hh=考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，故取t=90mm=0.09m按t=0.075m, t=0.09m,以等腰三角形叉排方式，排得阀数203个按N=203个重新核算孔速及阀控动能因数气速11.873-5s降液管底隙高度hO0.027-0.006=0.021m塔板布置及浮阀数目，浮阀排列取阀孔动能因子FO=12孔速浮阀数,取216个2）边缘宽度确定取，3）开孔区面积计算开孔区面积计算其中故3）筛孔计算及其排列浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m估算其排间距hh=考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，故取t=80mm=0.08m按t=0.075m, t=0.08m以等腰三角形叉排方式，排得阀数239个按N=239个重新核算孔速及阀控