化工原理课程设计-F1型浮阀精馏塔的设计.doc

湖北理工学院 大型作业 化工原理课程设计题 目： F1型浮阀精馏塔的设计 教 学 院： 化学与化工学院 专 业：化学工程与工艺（精细化工方向）学 号： 01 02 14 44 学生姓名：指导教师： 2015年 5 月 25 日化工原理课程设计任务书学生姓名： 专业班级： 化学工程与工艺(精细化工)2012（1） 指导教师： 工作部门： 化工教研室 一、课程设计题目：F1型浮阀精馏塔的设计二、课程设计内容（含技术指标）1. 工艺条件与数据在一常压操作的连续精馏塔内分离苯甲苯混合物。要求年处理量为8万吨，组成为苯0.40（质量分率，下同），馏出液组成为0.99，塔釜液组成为0.02。2. 操作条件操作压力：4kPa（表压）；进料状况：自选；回流比：自选；单板压降：0.7kPa；全塔效率：ET523. 设计内容精馏塔的物料衡算；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；塔板主要工艺尺寸的计算；塔板的流体力学验算；塔板负荷性能图；精馏塔接管尺寸计算；绘制生产工艺流程图；绘制塔体及内件尺寸图及对设计过程的评述和有关问题的讨论。工作时间：每年300天，每天24小时连续运行。三、进度安排15月18日：分配任务；25月19日-5月24日：查询资料、初步设计；35月25日-5月29日：设计计算，完成报告。四、基本要求1. 设计计算书1份：设计说明书是将本设计进行综合介绍和说明。设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点的工艺流程图。设计说明书具体包括以下内容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算；设计结果概览；附录；参考文献等。2. 图纸1套：工艺流程图(2号图纸) 指导老师签名：年 月 日目录1 基础数据的搜集42 详细数据计算72.1 精馏塔的物料计算72.2 塔板数的确定72.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算102.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算142.5 塔板主要工艺尺寸的计算152.6 塔板的流体力学验算172.7 塔板负荷性能图192.8 精馏塔接管尺寸计算223 参考文献241 基础数据的搜集表1-1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1480.1110.6288.5318.576833.44107.7表1-2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1848892961001081106,kPa101.31141128414411613180022242377，kPa39.04455085786567429401013表1-3 常温下苯甲苯气液平衡数据温度80.1849296100104110.6液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率1.0001.0000.8160.9190.5040.7170.3730.5940.2560.4550.1520.30000表1-4 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表1-5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表1-6 液体粘度 温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228表1-7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.587.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0图1-1 常压下苯甲苯的气液平衡数据图2 详细数据计算2.1 精馏塔的物料计算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 MA=78.11 kgkmol-1 甲苯的摩尔质量 MB =92.14 kgkmol-1=0.440=0.984=0.0232.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量=0.44078.11+(1-0.440)92.14=85.97 kgkmol-1=0.98478.11+(1-0.984)92.14=78.33 kgkmol-1=0.02378.11+(1-0.023)92.14=91.82 kgkmol-13.物料衡算产品产量kmolh-1总物料衡算 F=D+W苯物料衡算 F0.440=0.984D+0.023W联立解得 F=293.76Kmolh-1，W=166.67Kmolh-12.2 塔板数的确定 1.理论板层数的求取 由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图表 2-1 物系的气液平衡数据x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.831y00.1280.3040.4530.5960.720.830.9431图 2-1 物系的气液平衡x-y图 相对挥发度 =2.46由公式， 计算出苯和甲苯的t-x-y数据如下表 2-2 苯和甲苯的t-x-y数据t/80.184889296100104108110.6x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250绘制出t-x-y图图 2-2 t-x-y关系图用作图法求取 并选取R本设计的进料状态选取的是泡点进料，即q=1，q线方程为 ,作图得=0.660 相平衡方程 故最小回流比为：= 回流比为：R=2Rmin=21.47=2.94求精馏塔的气、液相负荷 Kmolh-1 Kmolh-1 Kmolh-1 Kmolh-1求操作线方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程 用逐板法求理论板层数，详细数据见下一页。表 2-3每层塔板的X-Y数据塔板数XY10.976 0.990 20.950 0.979 30.908 0.960 40.840 0.929 50.745 0.878 60.629 0.807 70.511 0.721 80.411 0.632 90.338 0.558 100.259 0.463 110.181 0.353 120.116 0.244 130.068 0.153 140.037 0.087 150.018 0.044 总理论板层数N=15（包括再沸器），进料板位第9块板，精馏段为8块，提馏段为7块。2. 实际板层数的求取全板效率ET=0.52 精馏段实际板层数：，取16 提馏段实际板层数：，取142.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1.操作压力计算塔顶操作压力 kPa每层塔板压降 kPa进料板压力 kPa 塔釜压力 kPa kPa精馏段平均压力 kPa提馏段平均压力 2.操作温度计算读图知：塔顶温度TD=80.40进料板温度TF=97.33塔釜温度TF=111.52精馏段平均温度提馏段平均温度 3.平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量计算：由 查平衡线得 kgkmol-1 kgkmol-1 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得 查平衡曲线，得 kgkmol-1 kgkmol-1 （3）塔釜摩尔质量计算 kgkmol-1kgkmol-1 （3）精馏段平均摩尔质量 kgkmol-1 kgkmol-1（4）提馏段平均摩尔质量kgkmol-1 kgkmol-1 4.平均密度计算气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 精馏段 kgm-3 提馏段 kgm-3液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算： 塔顶液相平均密度计算： 由，查手册得 A1=805.1kgm3，B1=801.08kgm-3kgm-3 进料板液相平均密度计算 由，查手册得 A2=795.6kgm3，B2=792.69kgm-3 进料板液相的质量分数计算kgm-3kgm-3 塔釜液相平均密度计算： 由，查手册得A3=778.8kgm3，B3=779.2kgm-3kgm-3kgm-3 精馏段液相平均密度为 kgm-3提馏段液相平均密度为 5.液相平均表面张力计算 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计算 由，查手册得A=21.22mNm-1，B=21.65mNm-1 mNm-12 进料板液相平均表面张力计算 由，查手册得 A=19.17mNm-1，B=19.78mNm-1 mNm-1塔釜段液相平均表面张力计算 由，查手册得 A=17.5 mNm-1，B= 18.5mNm-1 mNm-1 精馏段液相平均表面张力为：mNm-1 提馏段液相平均表面张力为：mNm-1 6.液相平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算： 塔顶液相平均粘度计算 由，查手册得 解得 进料板液相平均粘度计算 由，查手册得 解得 塔顶液相平均粘度计算 由，查手册得 解得 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.精馏段塔径的计算 （1） 精馏段的气、液相体积流率为： m3s-1 m3s-1由，其中的由图查取，图的横坐标为： 取板间距HT=0.60m，板上液层高度hL=0.1m，则 m查图得=0.110 ms-1取安全系数0.7，u=0.7 =1.27 ms-1D=m按标准塔径圆整后为 m塔截面积为 m2实际空塔气速为 ms-1 降液管总截面积 Ad=0.12A=0.122.54=0.3m2 塔净截面积 An=0.88A=0.882.54=2.24m2塔板工作面积 Aa=0.76A=0.762.54=1.93m2孔总面积 Ao=0.10A=0.102.54=0.254m2 2.精馏塔的高度的计算 精馏段有效高度为 m 提馏段有效高度为 m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的高度为m2.5 塔板主要工艺尺寸的计算精流段:1.溢流装置计算根据本设计中塔径以及负荷大小选用弓形降液管，平流堰，单溢流形式，对于弓形降液管,各项计算如下：(1)堰长 取m溢流堰高度 由，选用平直堰，堰上液层高度m 近似取E=1取板上清液层高度 m3 弓形降液管宽度和截面积 由,查图，得故m2m液体在降液管中停留时间 故降液管设计合理。降液管底隙高度，液体通过降液管底隙的流速一般为0.07-0.25ms-1，取流速ms-1 故降液管底隙高度设计合理。 2.塔板布置 塔板的分块 因，故塔板采用分块式。查得，板块分为4块。 开孔区面积 m 其中 m故m2 阀孔计算及其排列 由于本设计用的是F1型浮阀塔，且目标分离物为苯和甲苯混合物，所以取F0=10来粗算阀孔数目，对于F1型浮阀塔m ms-1 取469m2浮阀在塔板上采用等腰三角形叉排，t=0.075m m实际阀孔n=210则实际的ms-1 核算 在913之间，故上述排列方式可行。开孔率 2.6 塔板的流体力学验算精馏段1.塔板压降 干板压降m清液注 气体通过液层的阻力由式 查图，得。故 m1清液注 液体表面张力的阻力计算m清液注 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算：m清液注 气体通过每层塔板的压降为： 2.液沫夹带 故 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.漏液 对筛板塔，漏液点气速可由式（5-25）计算： ms-1 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。5.液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 苯-甲苯物系属一般物系，取，则板上不设进口堰 故在本设计中不会发生液泛现象。2.7 塔板负荷性能图 （1）漏液线 根据式（11-10），漏液点的干板压降为 已规定m，又前2.（5）已算出=0.0025,堰液头与有关，由式（11-9）得故有 根据干板压降的式（11-7），得令=，得漏液点与的关系为化简得 （2）流体流率下限线 规定=0.06m时，流体流率达到下限，在前4.（1）中已求得=达到下限时的值带入0.06=解得=0.053m3s-1 (3)流体流率上限线 以液体在降液管内的停留时间为3s规定液体流率上限，因停留时间=代入得解得液体上限流率m/s（4）液泛线 当降液管内的泡沫液面高等于板距与堰高之和，使达到液泛，即亦即 (a)式子中以确定的各量有：板间距 m ，堰高 m ，液面落差 ，泡沫相对密度 ，以及堰液头中确定为 (b)由式子(11-15)得降液管压头损失 (c)又因塔板压降 （d）式（d）中的干板压降已于4.（1）中确定为 =0.349 （e）式（d）中的泡沫层压降可由式（11-8）求得为 =0.03+0.716 （f）将已确定的量和式（b）(f)代入式（a），得化简后得 （5）雾沫夹带上限线 令可容许的雾沫夹带最大量为0.1,并将已知的量和关系式代入式（11-19） u= 化简后得 解题中用到的