甲苯~苯溶液 浮阀式间接加热精馏设计.doc

目录目录 目录目录2 一 前言一 前言 2 1 1 概述2 1 2 设计任务及要求3 1 3 设计方案3 二 塔的工艺计算二 塔的工艺计算 4 2 1 物料衡算4 2 2 理论板数的确定4 2 3 塔径及塔高的确定7 2 3 1操作参数及物性参数的确定7 1 压强7 2 平均温度8 3 平均分子量8 4 平均密度8 5 表面张力9 6 液体黏度10 7 气液负荷计算10 2 3 2塔板工艺尺寸计算11 1 塔径11 2 塔的有效高度12 3 溢流装置计算12 4 塔板布置与浮阀数目及排列15 2 3 3塔板流体动力学验算17 精馏段计算17 提留段计算17 2 3 4塔板的负荷性能图20 1 雾沫夹带线20 2 液泛线20 3 液体负荷上限线21 4 漏夜线21 5 液相负荷下限线22 三 设计结果一览表三 设计结果一览表24 四四 个人总结及对本设计的评述个人总结及对本设计的评述25 五五 参考文献参考文献26 一 前言一 前言 化工原理课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节 是理论系 实际的桥梁 是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试 通过化工原理课程设计 要 求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识 进行融汇贯通的独立思考 在规定的时 间内完成指定的设计任务 从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练 通过课 程设计 要求学生了解工程设计的基本内容 掌握典型单元操作设计的主要程序和方法 培养学生分析和解决工程实际问题的能力 同时 通过课程设计 还可以使学生树立正确 的设计思想 培养实事求是 严肃认真 高度负责的工作作风 1 11 1 概述概述 塔设备是炼油 化工 石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备 根据塔内气液接 触部件的结构型式 可分为板式塔和填料塔 板式塔内设置一定数目的塔板 气体以鼓泡 或喷射形式穿过板上液层进行质热传递 气液相组成呈阶梯变化 属逐级接触逆流操作过 程 填料塔内装有一定高度的填料层 液体自塔顶沿填料表面下流 气体逆流向上 也有 并流向下者 与液相接触进行质热传递 气液相组成沿塔高连续变化 属微分接触操作过 程 工业上对塔设备的主要要求是 1 生产能力大 2 传热 传质效率高 3 气 流的摩擦阻力小 4 操作稳定 适应性强 操作弹性大 5 结构简单 材料耗用量 少 6 制造安装容易 操作维修方便 此外 还要求不易堵塞 耐腐蚀等 板式塔大致可分为两类 1 有降液管的塔板 如泡罩 浮阀 筛板 导向筛板 新 型垂直筛板 蛇形 S 型 多降液管塔板 2 无降液管的塔板 如穿流式筛板 栅板 穿流式波纹板等 工业应用较多的是有降液管的塔板 如浮阀 筛板 泡罩塔板等 浮阀塔广泛用于精馏 吸收和解吸等过程 其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动 的浮阀 气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触 浮阀可根据 气体流量的大小而上下浮动 自行调节 浮阀有盘式 条式等多种 国内多用盘式浮阀 此型又分为 F 1 型 V 1 型 V 4 型 十字架型 和 A 型 其中 F 1 型浮阀结构较简单 节省材料 制造方便 性能 良好 故在化工及炼油生产中普遍应用 已列入部颁标准 JB 1118 81 其阀孔直径 为 39mm 重阀质量为 33g 轻阀为 25g 一般多采用重阀 因其操作稳定性好 浮阀塔的主要优点是生产能力大 操作弹性较大 塔板效率高 气体压强降及液面落 差较小 塔的造价低 塔板结构较泡罩塔简单 1 21 2 设计任务及要求设计任务及要求 设计题目 浮阀式间接加热精馏设计 原料 甲苯 苯溶液 处理能力 6800kg h 甲苯含量 41 质量分数 苯 59 质量分数 设计要求 馏出液甲苯含量不小于 90 质量分数 釜液甲苯含量不大于 3 质量分数 操作压力 自选 进料温度 泡点 进料状况 泡点 加热方式 间接蒸汽加热 1 31 3 设计方案设计方案 总的要求是在符合生产工艺条件下 尽可能多的使用新技术 节约能源和成本 少量 的污染 精馏塔对塔设备的要求大致如下 一 生产能力大 即单位塔截面大的气液相流率 不会产生液泛等不正常流 动 二 效率高 气液两相在塔内保持充分的密切接触 具有较高的塔板效率或传质效率 三 流体阻力小 流体通过塔设备时阻力降小 可以节省动力费用 在减压操作是时 易 于达到所要求的真空度 四 有一定的操作弹性 当气液相流率有一定波动时 两相均能维持正常的流动 而且不 会使效率发生较大的变化 五 结构简单 造价低 安装检修方便 六 能满足某些工艺的特性 腐蚀性 热敏性 起泡性等 本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数 二 塔的工艺计算二 塔的工艺计算 2 12 1 物料衡算物料衡算 1 原料液及塔顶 塔底摩尔分率 苯 MA 78kg kmol 甲苯 MB 92 kg kmol 进料液中轻组分质量分数为 41 的摩尔分率 XF 塔顶轻组分质量分数为 90 的摩尔分率 XD 塔底轻组分质量分数为 3 的摩尔分率 XW 2 原料液 塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 原料液 MF xFMA 1 xF MB 0 45 78 1 0 45 92 85 70kg kmol 塔 顶 MD xDMA 1 xD MB 0 91 78 1 0 91 92 79 26kg kmol 塔 底 MW xWMA 1 xW MB 0 035 78 1 0 035 92 91 51kg kmol 3 物料衡算 原料液处理量 F 总物料衡算 F D W 轻组分物料衡算 FxF DxD Wxw 79 35 D W 79 35 0 45 0 91D 0 035W D 37 63kmol h W 41 72kmol h 2 22 2 理论板数的确定理论板数的确定 所谓理论板就是离开某块塔板的气液两相互成平衡 且塔板上的液相组成也是均匀的 精馏塔的理论板数可通过 逐板计算法 或 图解法 求得 最小回流比 最小回流比 由吉利兰图解 将优化 如下图 取拐点有 1 44 为最优回流比在 1 2 2 之间 符合要求 3 逐板计算法求理论板数 精馏段操作线方程 相平衡方程 提馏段操作线方程 x1 0 80y1 Xd 0 91 x2 0 7y2 0 85 x3 0 6y3 0 79 x4 0 53y4 0 73 x5 0 47y5 0 68 x6 0 43y6 0 65 x7 0 387y7 0 609 x8 0 328y8 0 547 x9 0 257y9 0 461 x10 0 184y10 0 358 x11 0 118y11 0 248 x12 0 069y12 0 155 x13 0 036y13 0 085 x14 0 0153y14 0 037 由 x6 0 435s 故降液管尺寸可用 降液管底隙高度 可取降液管底隙处液体流速 取 则 合理 选用凹形受液盘 深度为 50mm 提留段计算提留段计算 堰长 lw 0 6 0 8 D 取堰长 lw 0 7D 0 7 1 0 7m 出口堰高 hw hl hw how故 hw hl how 采用平直堰 堰上液层高度高可按 近似取 E 1 02 则可由列线图查出 how 0 022m hw 0 06 0 022 0 038 m 弓型降液管宽度 Wd和面积 Af 由弓型降液管的宽度与面积图查得 则 Af 0 09 AT 0 071m2 Wd 0 15D 0 15m 按验算降液管内液体停留时间 停留时间 5s 故降液管尺寸可用 降液管底隙高度 可取降液管底隙处液体流速 取 则 合理 选用凹形受液盘 深度为 50mm 4 4 塔板布置与浮阀数目及排列塔板布置与浮阀数目及排列 选用 F1 型重阀 阀孔直径 d0 39mm 底边孔中心距 t 75mm 精馏段计算 取阀孔动能因子 F0 11 孔速 每层塔板上浮阀数 取边缘区域宽度 Wc 0 04m Ws 0 07m 塔板上的鼓泡面积 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 则估算排间距 考虑到塔的直径较大 必须采用分块式塔板 而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓 泡区面积 因此排间距不宜采用 90mm 而应小于此值 故取 t 65mm 0 065m 按 t 75mm t 65mm 以等腰三角形叉排方式作图 排得阀数 87 个 按 N 87 重新核算孔速及阀孔动能因数 阀孔动能因数 F0变化不大 仍在 9 12 范围内 塔板开孔率 提留段计算提留段计算 取阀孔动能因子 F0 11 孔速 每层塔板上浮阀数 取边缘区域宽度 Wc 0 04m Ws 0 07m 塔板上的鼓泡面积 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 则估算排间距 考虑到塔的直径较大 必须采用分块式塔板 而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓 泡区面积 因此排间距不宜采用 90mm 而应小于此值 故取 t 65mm 0 065m 按 t 75mm t 65mm 以等腰三角形叉排方式作图 排得阀数 87 个 按 N 87 重新核算孔速及阀孔动能因数 阀孔动能因数 F0变化不大 仍在 9 12 范围内 塔板开孔率 2 3 32 3 3 塔板流体动力学验算塔板流体动力学验算 精馏段计算精馏段计算 1 气相通过浮阀塔板的压强降 干板阻力 u0 6 428m s uoc 故 板上充气液层阻力 取充气系数 0 0 45 hI 0hL 0 45 0 06 0 027m 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强降所相当的液柱高为 hp 0 0413 0 027 0 0683m 液柱 则单板压降 0 0683 798 528 9 81 535 03Pa 700Pa 故设计合理 提留段计算提留段计算 同理有 5 491 0 0417m hI 0 027m hp 0 0687m 0 0687 789 455 9 81 532 05Pa 700Pa 故设计合理 2 淹塔 精馏段计算精馏段计算 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 HT hw Hd hp hl hd 气体通过塔板的压强降所相当的液体高度 hp 前已算 hp 0 0683m 液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰 故 板上液层高度 前已选定 hl 0 06m 则 Hd 0 0683 0 06 0 00159 0 130m 取 0 5 又已选定 HT 0 4m hw 0 048m 则 HT hw 0 5 0 4 0 048 0 224m 可见 Hd HT hw 符合防止淹塔的要求 提留段计算提留段计算 Hd HT hw Hd hp hl hd 气体通过塔板的压强降所相当的液体高度 hp 前已算 hp 0 0687m 液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰 故 板上液层高度 前已选定 hl 0 06m 则 Hd 0 0687 0 06 0 00611 0 1348m 取 0 5 又已选定 HT 0 4m hw 0 038m 则 HT hw 0 5 0 4 0 038 0 219m 可见 Hd HT hw 符合防止淹塔的要求 3 雾沫夹带 精馏段计算精馏段计算 泛点率 板上液体流经长度 ZL D 2Wd 1 2 0 15 0 7m 板上液体面积 Ab AT 2Af 0 785 2 0 0071 0 634m2 苯和甲苯按正常系统取物性系数 K 1 0 由泛点负荷系数图查得 CF 0 113 泛点率 0 61 0 8 泛点率均在 80 以下 故知雾沫夹带量能满足 ev 0 1 kg 液 kg 气的要求 提留段计算提留段计算 泛点率 板上液体流经长度 ZL D 2Wd 1 2 0 15 0 7m 板上液体面积 Ab AT 2Af 0 785 2 0 0071 0 634m2 苯和甲苯按正常系统取物性系数 K 1 0 由泛点负荷系数图查得 CF 0 113 泛点率 泛点率均在 80 以下 故知雾沫夹带量能满足 ev 0 1 kg 液 kg 气的要求 4 漏液验算 漏液验算 精馏段计算精馏段计算 动能因数 相应的气相最小负荷为 其中 0 3245m3 s 可见不会产生过量漏液 提留段计算提留段计算 动能因数 相应的气相最小负荷为 0 9386m3 s 可见不会产生过量漏液 2 3 42 3 4 塔板的负荷性能图塔板的负荷性能图 精馏段计算精馏段计算 1 1 雾沫夹带线雾沫夹带线 依据泛点率 按泛点率 整理得 提留段计算提留段计算 依据泛点率 按泛点率 整理得 2 2 液泛线液泛线 精馏段计算精馏段计算 联立 hp hc hI h Hd hp hL hd Hd HT hw 得 HT hw 由上式确定液泛线 忽略 h 项 液泛线方程为 其中 整理得 提留段计算提留段计算 液泛线方程为 其中 整理得 3 液体负荷上限线 液体负荷上限线 精馏段计算和提留段计算相同精馏段计算和提留段计算相同 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3 5s 液体在降液管内停留时间 以 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限 则 4 4 漏夜线漏夜线 精馏段计算精馏段计算 对于 F1 型重阀 依据 计算 则又知 式中 d0 N v 提均为已知数 故可由此式求出气相负荷 Vs 的下限值 据此作出与液体 流量无关的水平漏夜线 以 F0 5 作为规定气体最小负荷的标准 则 提留段计算提留段计算 同理有 5 5 液相负荷下限线液相负荷下限线 精馏段计算和提留段计算相同精馏段计算和提留段计算相同 取堰上液层上高度 how 0 006m 作为液相负荷下限条件 依计算出下限值 依此作出液相负荷下限线 该线为气相流出无关 的竖直线 取 E 1 02 则 由上述 5 条线作图 如下 精馏段精馏段 ls0 00050 00150 0020 0030 00350 00450 0050 00650 0075 雾沫夹带线 vs0 9601 0 9442 0 9363 0 9204 0 9125 0 8966 0 8887 0 8649 0 8490 液泛线 ls0 00050 00150 0020 0030 00350 00450 0050 00650 0075 vs1 3949 1 3566 1 3383 1 3000 1 2796 1 2350 1 2106 1 1273 1 0616 液体负荷上限 线 ls0 00710 00710 00710 00710 00710 00710 00710 00710 0071 vs0 20 40 50 70 811 11 41 6 漏夜线 ls0 00050 00150 0020 0030 00350 00450 0050 00650 0075 vs0 3040 3040 3040 3040 3040 3040 3040 3040 304 液相负荷下限 线 ls0 0003160 000320 0003160 000320 000320 000320 000320 000320 00032 vs0 20 40 50 70 811 11 41 6 oals00 001570 0032 vs00 7071 414 ls0 00050 00150 0020 0030 00350 00450 0050 0060 00650 008 雾沫夹带 线 vs0 961070 94520 93730 92140 913470 89760 88970 87380 86590 85 液泛线 ls0 00050 00150 0020 0030 00350 00450 0050 0060 00650 008 vs1 224931 18831 17171 13881 122071 08711 06871 02951 00860 964 液体负荷 上限线 ls0 00710 00710 00710 00710 00710 00710 00710 00710 00710 007 vs0 20 40 50 70 811 11 31 41 6 漏夜线 ls0 00050 00150 0020 0030 00350 00450 0050 0060 00650 008 vs0 2880 2880 2880 2880 2880 2880 2880 2880 2880 288 液相负荷 下限线 ls0 000320 00030 00030 00030 000320 00030 00030 00030 00033E 04 vs0 20 40 50 70 811 11 31 41 6 oals00 00420 0084 vs00 6781 356 三 设计结果一览表三 设计结果一览表 计算结果 序号项目符号单位 精馏段提馏段 1 平均温度 tm 89 68102 96 2 平均压力 Pmkpa108 8117 55 3 气相 Vsm3 s0 7070 678 4 平均流量 液相 Lsm3 s0 001570 00417 5 实际塔板数 Np 块 1015 6 塔的有效高度 Zm3 60 5 60 7 塔径 Dm1 00 1 00 8 板间距 Hm0 40 4 9 塔板溢流形式单流型单流型 10 空塔气速 um s0 8680 839 11 溢流管形式弓形弓形 12 溢流堰长度 Lwm0 70 7 13 溢流堰高度 hwm0 0480 038 14 板上液层高度 hLm0 060 06 15 溢流装置 堰上液层高度 howm0 0120 022 16 安定区宽度 Wsm0 070 07 17 开孔区到塔壁距离 Wcm0 040 04 18 开孔区面积 Aam20 4810 481 19 阀孔直径 dm0 0390 039 20 浮阀数个 n 个 8787 21 阀孔气速 u0m s6 4286 087 22 阀孔动能因数 F01111 23 开孔率 13 213 2 24 孔心距 tm0 0750 075 25 排间距 t m0 0650 065 26 塔板压降 Pkpa0 5530 532 27 液体在降液管内的停留时 间 ts18 26 8 28 底隙高度 hom0 0220 0298 30 泛点率 6163 31 液相负荷上限 Ls maxm3 s0 00710 0071 32 液相负荷下限 Ls minm3 s0 0003160 000316 33 气相负荷下限 Vs minm3 s0 3040 288 34 操作弹性 3 2073 212 四四 个人总结及对本设计的评述个人总结及对