化工原理课程设计--苯-甲苯体系精馏浮阀塔.doc

化学化工学院课程设计任务书课程名称 化工原理课程设计 设计题目 苯-甲苯体系精馏浮阀塔 学生姓名 沈丽 专业 化学工程与工艺 班级学号 050906 设计日期 2008 年 6 月 16 日至 2008 年 6 月 27 日设计条件及任务：在常压连续浮阀精馏塔中精馏苯甲苯溶液，要求料液进料量F=180kmol/h浓度xf=25%，产品浓度xD=99%，易挥发组分回收率N=99%。操作条件：间接蒸汽加热 塔顶压强：1.03atm（绝对压强）进料热状况：泡点进料 指导老师：冯晖 黄莉 2008 年 6 月 17 日 目录一、概述21.浮阀塔的特点 22.浮阀阀型介绍 2二、工艺计算 31.流程的设计及说明 32.物性数据 43.全塔物料衡算 54.理论塔板数计算 75.实际塔板数计算 96.浮阀塔的工艺尺寸的确定 97.塔板的流体力学验算 168.塔板负荷性能图及操作弹性的确定 199.辅助设备及零件设备 2210.设计结果汇总 27三、结论和评解 28四、致谢 29五、参考书目 29化工原理课程设计（工艺设计）说明说编写内容姓名：沈丽 学号：P1001050906 专业：化学工程与工艺一、概述1、浮阀塔的特点浮阀塔是廿世纪五十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。又因气体在阀片下测水平方向进入液层，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。生产上对塔器在工艺上及结构上提出的要求有下列几方面： 1 分离效率高-达到一定分离程度所需塔的高度低。 2 生产能力大-单位塔截面积处理量大。 3 操作弹性（flexibility）大-对一定的塔器，操作时气液流量（亦称气液负荷）的变化会影响分离效率。若分离效率最高时的气液负荷作为最佳负荷点，可把分离效率比最高效率下降15%的最大负荷与最小负荷之比称为操作弹性。工程上常用的，是液，气负荷比L/V为某一定值时，气相与液相的操作弹性。操作弹性大的塔必然适应性强，易于稳定操作。 4 气体阻力小-气体阻力小可使气体输送的功率消耗小。对真空精馏来说，降低塔器对气流的阻力可减小塔顶，底间的压差，降低塔的操作压强，从而可降低塔底溶液泡点，降低对塔釜加热剂的要求，还可防止塔底物料的分解。 5 结构简单，设备取材面广-便于加工制造与维修，价格低廉，使用面广。2、浮阀阀型介绍浮阀的形状如右图所示。浮阀有三条带钩的腿。将浮阀放进筛孔后，将其腿上的钩扳转，可防止操作时气速过大将浮阀吹脱。此外，浮阀边沿冲压出三块向下微弯的“脚”。当筛孔气速降低浮阀降至塔板时，靠这三只“脚”使阀片与塔板间保持 2.5mm左右的间隙；在浮阀再次升起时，浮阀不会被粘住，可平稳上升。浮阀塔的生产能力比泡罩塔约大20%40%，操作弹性可达79，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%。图2 浮阀（a）V-4型，（b）T型浮阀一般都用不锈钢制成。国内常用的浮阀有三种，即图1所示的F1型及图2所示的V-4型与T型。V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB111868）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm的钢板冲成，阀质量约33克，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25克。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大。一般采用重罚。只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀。二、工艺计算1、流程的设计及说明工艺流程：如图下图所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。 图1 浮阀塔的工艺流程简图2、查阅文献，整理有关物性数据常压下苯和甲苯的气液平衡数据，见表常压下苯甲苯系统txy数据如表16所示。表16 苯甲苯系统txy数据沸点t/苯摩尔分数/%气相液相110.6000106.10.24090.10222.788186102.20.40920.22772.34920698.60.54120.33572.33333395.20.65160.43712.45726592.10.74280.53022.55842389.40.81520.63122.5771186.80.87260.73352.4868884.40.92610.82782.60734582.30.96330.91652.39071381.20.98210.95732.45363480.211苯相对分子质量：78；甲苯相对分子质量：92 由上表可求得：=2.4963、全塔物料衡算根据工艺的操作条件可知:料液流量 F=180Kmol/h=4.425kg/s;料液中易挥发组分的质量分数 xf=0.25;塔顶产品摩尔分数 xD=0.99;回收率 N=0.99；由公式：F=D+WN=代入数值解方程组得：塔顶产品流量 :D=45kmol/h=0.97675kg/s;塔底产品流量 W=135kmol/h=3.448kg/s;塔底产品摩尔分数 xw=0.00333根据衡摩尔流假设，全塔流率一致，相对挥发度也一致：由附录一知：=2.4969所以，平衡方程为： y= = x=(a)由于泡点进料，所以q=1,则q线方程为： q=xf=0.25; 由方程得： xe=0.25, ye=0.4542最小回流比 Rmin为：Rmin=2.6239;R=1.55Rmin=1.55*2.6239=4.067;所以精馏段液相质量流量: L=RD=4.067*0.97675=3.9725kg/s精馏段气相质量流量: V=(R+1)D=5.067*0.97675=4.9492kg/s所以，精馏段操作线方程： y=+=0.803x-0.195 (b)提馏段液相质量流量: =3.9725+4.425=8.397kg/s提馏段气相质量流量: =V=4.9492kg/s所以，提馏段操作线方程： y=1.592x-0.00197 (c)4、理论塔板数的计算由上而下逐板计算，自x0=0.99开始到xi首次越过xq=0.25时止。操作线上的点 平衡线上的点(x0=0.99,y1=0.99) (a)式(x1=0.9754,y1=0.99) (b)式(x1=0.9754,y2=0.978) (a)式(x2=0.9474,y2=0.978) (b)式(x2=0.9474,y3=0.9558) (a)式(x3=0.8964,y3=0.9558) (b)式(x3=0.8964,y4=0.9148) (a)式(x4=0.8113,y4=0.9148) (b)式(x4=0.8113,y5=0.8465) (a)式(x5=0.6884,y5=0.8465) (b)式(x5=0.6684,y6=0.7477) (a)式(x6=0.541,y6=0.7477) (b)式(x6=0.541,y7=0.6295) (a)式(x7=0.4049,y7=0.6295) (b)式(x7=0.4049,y8=0.520) (a)式(x8=0.3026,y8=0.520) (b)式(x8=0.3026,y9=0.4381) (b)式(x9=0.2379,y9=0.4381)因x9时首次出现xixq，故第9块理论板为加料板，精馏段共8块理论板。已知 x9=0.2379,由上而下计算，直到xi首次超越xw=0.00333时为止。操作线上的点 平衡线上的点 (x9=0.2379,y9=0.4381) (c)式(x9=0.2379,y10=0.3768) (a)式(x10=0.1949,y10=0.3768) (c)式(x10=0.1949,y11=0.3084)(a)式(x11=0.1515,y11=0.3084) (c)式(x11=0.1515,y12=0.2392)(a)式(x12=0.1118,y12=0.2392) (c)式(x12=0.2392,y13=0.1761)(a)式(x13=0.07884,y13=0.1761) (c)式(x13=0.07884,y14=0.1235)(a)式(x14=0.05344,y14=0.1235) (c)式(x14=0.05344,y15=0.0831)(a)式(x15=0.03503,y15=0.0831) (c)式(x15=0.03503,y16=0.0538)(a)式(x16=0.02226,y16=0.0538) (c)式(x16=0.02226,y17=0.03347)(a)式(x17=0.01368,y17=0.03347) (c)式(x17=0.01368,y18=0.01981)(a)式(x18=0.008029,y18=0.01981) (c)式(x18=0.008029,y19=0.01081)(a)式(x19=0.004358,y19=0.01081) (c)式(x19=0.004358,y20=0.004968)(a)式(x20=0.001996,y20=0.004968)由于到x20时首次出现xi5s符合要求)提馏段停留时间 (5s符合要求)塔板布置及浮阀数目排列取阀孔的动能因子 F0=12精馏段 浮阀数 取有效区宽度 Wc=0.08m取安定区宽度 Ws=0.1m开孔面积： R=1.6/2-0.08=0.72mx=0.8-(0.28+0.1)=0.42m取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m估算排间距h h=提馏段： 浮阀数 估算排间距 =浮阀排列方式采用等腰三角形叉排方式作图（见附图），排得阀数为209个。按N=209个重新核算孔速及阀孔动能因数：精馏段：阀孔动能因子变化不大塔板开孔率 提馏段：阀孔动能因子变化不大,在912范围内。塔板开孔率 7、塔板的流体力学验算a.精馏段：气体通过浮阀塔板的压降干板阻力 u oc u o 则 液柱板上充气液层阻力本设备分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数=0.5hl=hL=0.5*0.07=0.035m液柱液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，忽略不计因此，与气体流经一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为： hp=0.0511+0.035=0.0861m液柱(单板压降 =0.0861*802.1877*9.81=677Pa)淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd=hp+hL+hd与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hp前已算出hp=0.0861 m液柱液体通过降液管的压头损失因不设进堰口液柱板上液层高度hL=0.070m则 Hd=0.0861+0.070+0.00121=0.157m取=0.5，又已选定 HT=0.45m , hw=0.0523m则，可见hd符合防止淹塔的要求。雾沫夹带泛点率=及泛点率=板上液体流径长度 ZL=D-2=1.60-20.28=1.04m板上液流面积 =-2=2.041-20.241=1.559m2苯和甲苯为正常系统，取物性系数K=1.0查得泛点负荷系数CF=0.127,将以上数值代入上式泛点率=泛点率=对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80，计算出的泛点率都在80以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev0.1kg(液)/kg(气)的要求。b.提馏段：气体通过浮阀塔板的压降干板阻力 则液柱板上充气液层阻力本设备分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数=0.5，则液柱液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，忽略不计因此，与气体流经一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为：=0.04116+0.035=0.07616m液柱(单板压降 =0.07616*802.1877*9.81=586.4Pa)淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hp前已算出=0.07616 m液柱液体通过降液管的压头损失因不设进堰口液柱板上液层高度=0.070m则=0.07616+0.070+0.006992=0.1532m取=0.5，又已选定=0.45m , =0.04506m则，可见符合防止淹塔的要求。雾沫夹带泛点率=及 泛点率=板上液体流径长度 ZL=D-2=1.60-20.28=1.04m板上液流面积 =-2=2.041-20.241=1.559m2苯和甲苯为正常系统，取物性系数K=1.0查得泛点负荷系数CF=0.127,将以上数值代入上式泛点率：泛点率：对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80，计算出的泛点率都在80以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev3符合b.提馏段：雾沫夹带线按泛点率=80计算如下：整理得：0.06495+1.41=0.158即,=2.439-21.71Ls液泛线0.17994=0.001143+69.6412+0.92162/3代入整理得：液相负荷上线限以=5s算，漏液线对于F1型重阀，=5计算则,又知 所以，液相负荷下限线取堰上液层高度=0.006m作为液相负荷下限条件E=1,则作出塔板负荷性能图上的共五条线，见附图：由图知：气相负荷上限 ，气相负荷下限 所以，操作弹性=3符合9、辅助设备及零件设备塔顶冷凝器冷凝器的选择：（列管式冷凝器） 冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量热流体为80.76的99%的苯蒸汽，冷流体为20的水 Q=qm1r1 Q=qm2r2 Q单位时间内的传热量，J/s或W； qm1, qm2热、冷流体的质量流量，kg/s; r1 ,r2热，冷流体的汽化潜热，J/kg查表得 r1=393.113 kJ/ r2=998 kJ/ qm1=4.949kg/sQ=qm1r1=4.949393113=1945516J/sQ=qm2r2=998000 qm2=1945516 J/s qm2=1.95 kg/s传热面积：A=蒸汽温度为80.76，冷水出口温度为40 则 = 由于溶液黏度小于0.0005pa.s 所以K初取900Wm-2/ A=所以查管壳式热交换器系列标准（摘录）列管外径一般都选25mm，管长取3m。因为 所以 L=579.3m, 则 算得管数为：N=194根根据这些数据可以查得：外壳直径D/mm公称压强/(kgf/cm2)公称面积A/m2管子排列方式管长l/m管子外径/mm管子总数N/根管程数壳程数60010、16、256032526911可以算得此换热器的换热面积为 =269*3.14159*0.025*3=63.4m2可见满足设计的要求。塔底再沸器再沸器的选择：列管式蒸发器对直径较大的塔，一般将再沸器置于塔外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。加热蒸汽消耗量 Q=qm1r1 Q=qm2r2 Q单位时间内的传热量，J/s或W； qm1, qm2热、冷流体的质量流量，kg/s; r1 ,r2热，冷流体的汽化潜热，J/kg r1=2210.4kJ/ r2=363.63kJ/ 提馏段液体流量=8.397Kg/s qm2=4.951kg/s Q=qm2r2=4.951363.63=1800.2 kJ/s=2210.4 qm1 蒸汽消耗量qm1为0.815kg/s传热面积： A=蒸汽温度为120，冷液进口温度为110.45，出口温度为110.54。 则 =9.5由于溶液黏度小于0.0005pa.s 所以K初取1050Wm-2/ A=列管外径一般都选25mm，管长取6m。因为 所以 L=2299m, 则 算得管数为：N=384根根据这些数据可以查得：外壳直径D/mm公称压强/(kgf/cm2)公称面积A/m2管子排列方式管长l/m管子外径/mm管子总数N/根管程数壳程数80010、16、2520062544461可以算得此换热器的换热面积为 =444*3.14159*0.025*6=209.23m2则满足要求，也用此换热器做蒸发器。进料预热器（列管式加热器） 进料冷夜的温度为15.7，经过加热器变成饱和液体温度为101.46，用列管式加热器。加热蒸汽消耗量及换热器的选型 Q=qm1r1 Q=qm2r2 Q单位时间内的传热量，J/s或W； qm1, qm2热、冷流体的质量流量，kg/s; r1 ,r2热，冷流体的汽化潜热，J/kg r1=2210.4kJ/ r2=425.17kJ/ 进料液体流量F=200Kmol/h=4.425Kg/s 即 qm2=4.425kg/s Q=qm2r1=4.425425.17=1881.4 kJ/s=2210.4 qm1 蒸汽消耗量qm1为0.851kg/s传热面积： A=蒸汽温度为120，冷液进口温度为15.7，出口温度为101.86。 则 = 由于溶液黏度小于0.0005pa.s 所以K初取900Wm-2/ A=列管外径一般都选25mm，管长取3m。因为 所以 L=540m, 则 算得管数为：N=181根根据这些数据可以查得：外壳直径D/mm公称压强/(kgf/cm2)公称面积A/m2管子排列方式管长l/m管子外径/mm管子总数N/根管程数壳程数60010、16、256032526911可以算得此换热器的换热面积为 =269*3.14159*0.025*3=63.4m2则满足要求，也用此换热器加热。进料泵塔总高（不包括群座）由下式决定式中 H塔高，m； -塔顶空间，m； -塔板间距，m； -开有人孔的塔板间距，m； -进料段高度，m； -塔底空间，m； -实际塔板数，m； -人孔数（不包括塔顶空间与塔底空间的人孔数）。 所以 取1.5m ， =34块 ，=0.45m ，=0.6m , =0.8m，每8块取一个人孔，则=4个。 的计算，塔釡料液最好能在塔底有35分钟的存储，所以取5分钟来计算。因为 =0.01002*300=3.006m3 =1.49m则=1.5+(34-2-4)*0.45+2.4+0.8+1.49=18.79m群座高度取5m，所以总高度为 23.79m。F=180Kmol/h=4.425Kg/s=20.16m3料液罐的压强为常压1atm，加料板的压强为110925pa进料口的高度为15.24m ，进料段的表压为0.126at，管路阻力管路的高度为 15.24m+0.126*10+=16.5+,所以要选一个适合这个流量和高度的泵，查型离心泵性能表 从各个方面考虑下来，65-50-160比较适合作进料泵，其有关参数为：流量/(m3/h)扬程/m转速/(r/min)气蚀余量/m泵效率/%轴功率配带功率253229002.0653.355.5使用重力回流。10、设计结果汇总物性数据表名称结构式相对分子质量密度20沸 点101.33kPa比热容(20)KJ/(kg.)黏度(20mPa.s)表面张力(20) N/m苯78.1877.8980.131.640.64868.78甲苯92869.16110.551.620.58264.05浮阀塔板工艺设计计算结果项目数值及说明 精馏段提馏段塔径