化工课程连续精馏塔设计.doc

化工原理课程设计设计题目 一台分离苯和乙苯双组分均相混合液常压(1atm)连续精馏浮阀塔3.主要基础数据 表1.苯和乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强Pa苯AC6H6781180128856833.4乙苯BC8H101061613623485743077饱和蒸汽压为P*苯和乙苯的饱和蒸汽压可用Antoire方程计算 即P*=A-其中P* 单位为mmHg,T 单位为K 表2.组分ABC苯15.90082788.51-52.36乙苯16.01953279.47-59.95表3.苯和乙苯在某些温度下的表面张力（mN/m）t/20406080100120140mN/m28.8026.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯29.3027.1425.0122.9220.8518.8116.82 表4.苯和乙苯在某些温度下的粘度(mpas)t/020406080100120140L苯0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184L乙苯0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226表5.苯和乙苯的液相密度L（kg/m3）t/20406080100120140L苯8774857383668150792576897441L乙苯8677849883188136795277627567表6.液体气化热（kj/kg）t/20406080100120140苯43114200407.7394.1379.3363.2345.5乙苯399.6390.1380.3370.0359.3347.9335.9表7.不同塔径的板间距塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距Ht/mm200-300250-350300-450350-600400-6004.设计方案的确定及工艺流程说明本方案主要是采用浮阀塔。精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：1：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。2：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。3：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。4：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。5：结构简单，造价低，安装检修方便。6：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 浮阀塔的优点是：1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%40%，与筛板塔接近。2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%80%，但是比筛板塔高20%30%。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢做成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。流程示意图： 冷凝器塔顶产品冷却器苯的储罐乙苯 回流 原料原料罐原料预热器精馏塔 回流 再沸器塔底产品冷却器苯的储罐乙苯5.工艺计算及主体设备设计.5.1.物料衡算及塔板数的确定5.1.1全塔物料衡算F=D+WFxF=DxD+Wxw原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率:苯的摩尔质量:MA=78.11 kg/kmol乙苯的摩尔质量:MB=106.16 kg/kmol原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量MF=0.55978.11+(1-0.559)106.16=90.48 kg/kmolMD=0.99278.11+(1-0.992)106.16=78.33 kg/kmolMW=0.02778.11+(1-0.027) 106.16=105.40 kg/kmolxF=0.4878.110.4878.11+0.52106.16=0.559 kmol/hxD =0.9978.110.9978.11+0.01106.16=0.992 kmol/h xW=0.0278.110.002+0.98106.16=0.027 kmol/h XF、XD、XW原料产品、残液的摩尔分数因为F= 16000.4878.11 +16000.52106.16=17.670kmol/h 代入物料衡算可知D=9.741kmol/h W=F-D=17.670-9.741=7.929kmol/h5.1.2相对挥发度a的计算苯和乙苯在某些温度t下蒸汽压PA,PB及所对应的，对于理想溶液=PA/PB表8 txy101.316.836.011184114.119.55.850.860.97488128.423.55.460.740.93992144.126 5.540.6350.90696161.329.9 5.390.5410.86410018034.35.250.4850.816104200395.10.40.8108222.444.55.00.3180.7110.6237.748.34.920.2780.654115265.755.34.80.2170.571120299.664.24.670.1560.46312525405564.570.1030.34413028356394.440.0550.20513531657354.310.010.042136.232947604.3300相对挥发度可取表中x=0(=4.33)和x=1(=6.01)时的的几何平均值 = 4.336.01=5.1015.1.3.平衡线，q线，精馏段操作线，提馏段操作线方程的确定平衡线方程：y=x1+(-1)x =5.101x1+4.101xq线方程：x=0.559 而Rmin=1-1xDXF-(1-XD)1-XF=0.410 取R=1.15Rmin=1.50.410=0.615精馏段质量流量：液相 L(s)=RD=0.6159.741=5.991kmol/h 气相 V(s)=L+D=(1+R)D=1.6159.741=15.732kmol/h提馏段质量流量：液相 L=L+qF=5.991+117.670 =23.66 kmol/h 汽相 V=V=15.732kmol/h精馏段操作线方程: y=R(R+1)x+XDR+1=0.6151.615x+0.9921.615=0.3808x+0.614由于提馏段操作线方程y=则提馏段操作线方程为 y=1.504 x-0.01365.1.4塔板数的计算Nmin=lg(xD(1-xD)(1-xf)xf)lg=lg(0.9921-0.9921-0.0270.027)lg5.101=5.158应用吉科兰关联求理论板数NX=R-RminR+1=0.615-0.4100.615+1=0.127Y=0.751-x0.567=0.75(1-0.1270.567)=0.517由N-NminN+1=YN=Nmin+Y1-Y=5.158+0.5171-0.517=11.75块先求精馏段的最少理论板数Nmin，1Nmin，=lg(0.9921-0.9921-0.5590.559)lg5.7231=2.627N1= Nmin，*N/ Nmin=2.627*11.75/5.158=5.985故提馏段理论板数N2=N-N1=11.75-5.985=5.765根据表8作t-x-y图，由xD=0.992 xw=0.027查得塔顶温度tD=82.50c,塔底温度tw=129.50c,进料温度tF=94.50c全塔平均温度tm =XD+XF+XF3 =82.5+94.5+129.53=102.20c在温度tm下查液体黏度共线图得 苯=0.235mpas 乙苯=0.310mpas因为L=xiLiLf =0.5590.235+(1-0.559)0.310=0.268 mPas全塔液体的平均粘度:Lm=(0.2728+0.235+0.310)/3=0.271 mPas全塔效率ET=0.49(aL)-0.245=(0.491)/(5.1970.2726)0.245=0.4526实际塔板数:N1p=5.985/0.4526=13.22 取14块 N2p=5.765/0.4526=12.74 取13块(含塔釜)故实际塔板数N实=14+13=27 进料板在第14快。5.2塔主体尺寸的计算由公式=A+BT+CT2+DT3 +ET4 其中T单位为K，其中常数为ABCDE苯1114.71-2.46925-5.7533510-31.4180210-5-1.3339310-8乙苯1166.29-1.358891.8101810-3-2.2449610-6由此计算得：tD=82.5tF=94.5 tW=129.5苯密度 /m3813.681794.029754.545乙苯密度 /m3812.821796.517764.0705.2.1精馏段的体积流量MD=78.33kg/mol,查得82.5 苯=813.681kg/mol 乙苯=812.821kg/mol则L=xD苯+(1-xD)乙苯=813.681 0.992+812.8210.008=877.32kg/m3G=PMRT=101.378.338.314355.65=2.68kg/m3VG=VM3600G=15.73278.3336002.68=0.128 m3.s-1VL =LM3600L=5.99178.333600877.32=1.48610-4m3.s-15.2.2提馏段的体积流量液相平均摩尔质量:Mw=105.40kgkmol-1塔底温度tm=129.5 查得苯=754.545kg/m3乙苯=764.07 kg/m3l=苯 xw+(1-xw)乙苯=754.5450.027+764.07(1-0.027)=763.81kg/m3G=PMRT=101.3105.408.314(129.5+273.15)=3.189 kg/m3VG=VM3600G=15.732105.4036003.189=0.144m3/sVL=LM3600L=23.66105.403600763.81=9.410-4m3/s5.2.3塔径的计算 由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大,为便于制造,取两端的塔径相等.由上述计算可得到下述结果:汽塔的平均蒸汽流量:VS=(Vg+Vg)/2=(0.128+0.144)/2=0.136m3s-1汽塔的平均液相流量:LS=（Ln+Ln）/2=（1 .486+9.4）10-4/2=5.44310-4m3s-1汽相平均密度:V=(V精+V提)/2=(2.68+3.189)/2=2.934kgm-3液相平均密度:L=(L精+L提)/2=(877.32+763.81)/2=820.56kgm-3塔径 D=由于适宜的空塔气速 =（0.6-0.8）max, 因此,需先计算出最大允许气速max. max=c取板间距HT=0.3m , 取清夜层高度hL=60mm 于是得HT-hL=0.3-0.06=0.24mFP=5.44310-40.136877.322.68=0.0724查化工原理下册图11-8可得气相负荷因子C20=0.063 液沫夹带分率=0.032全塔的平均温度为102.2，在102.2时液体表面张力 苯（mN/m）=18.0 mN/m乙苯（mN/m）=20.176 mN/m平均液体表面张力经计算当t=102.2时，X苯=0.4879=18.996 mN/m根据公式C=C20(/20)0.5=0.0623故气速max=c=0.0623=1.0398m/s取=0.7max=0.71.0398=0.7279m/sD= D=4VSU =40.1363.1420.7279 =0.488m按标准塔径圆整为500mm. 塔的截面积AT =4D2=0.1963m2 实际空塔气速u=0.136/0.1963=0.693m/s5.2.4塔高的计算塔高: Z=HD+(N-2-S)HT+SHT、+HF+HW已知实际塔板数为N=27块，板间距HT=0.3，由于料液清洁，无须经常清洗，可取每隔7块板设一个手孔，则手孔数目S为S=279-1=2个取手孔两板之间的间距HT、=0.6m,塔两端空间上封头留HD=1.5m,下封头留HW=1.5m进料处板空间高度HF=0.6m,那么全塔Z=1.5+(27-2-2)0.3+20.6+0.6+1.5=11.7m5.3.板塔结构尺寸的确定溢流装置：选用单溢流弓形降液管，不设进口堰：5.3.1堰长Lw:取Lw=0.6D=0.60.5=0.35.3.2堰高hWhw=hL-how采用平直堰堰上液层高度可由how=2.8410-3E(LsLw)计算，近似取E=1，可依据how列线图查出how由Lw=0.3 Ls= 544310-43600=1.96m3.s-1查得how=0.02前面已取Hl=60mm所以hw=hL-howW=0.060-0.02=0.04m堰高hW一般在0.03到0.05范围内，因此符合要求5.3.3弓形降液管宽度Wd 和面积Af由lw/D=0.3/0.5=0.6查化工工艺设计手册上册图（1050）得AfAT=0.051 WdD=0.110则Af=0.0510.1963=0.01m2Wd=0.1100.5=0.055m验算:液体在精馏段降液管内的停留时间=（3600AfHT）/Ls精=（0.010.3）/1.48610-4=20.195s故降液管可用5.3.4降液管底隙高度ho取底隙内液体流速为uo=0.08ms-1则ho=Ls/lW uo=5.44310-40.30.8=0.0227m可取ho=0.025m,小塔一般取25到30mm,故符合要求5.3.5采用F1型阀，重量为33克，孔径为39mm5.3.6浮阀数目浮阀数目 N=4VS/0d02又气体通过阀孔时的速度uo=F/（V）1/2 uo=102.93412=5.84 ms-1又F为811，可取F=10 N=40.1363.1425.840.0392=19.5 20个5.3.6排列取无效边缘区宽度Wc=35，安全区宽度Ws=65mmR=D/2-Wc=0.5/2-0.035=0.215mX=D/2-Wd-Ws=0.5/2-0.0551-0.065=0.13m采用等边三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距t=75mm,那么相邻两排间阀孔中心距t为 td0Aa =2 =20.130.2152-0.132+0.2152 sin-1 0.130.215 =0.104m2td03910-30.9070.10440.039220=0.0775m 取=80mm即可满足要求5.3.7 校核气体通过阀孔的实际速度U0=4VsNd02=40.1363.140.039220=5.695m/sF0=5.6952.934=9.8阀孔动能因数F0变化不大，仍在8到11之间5.3.8开孔率：=阀孔面积塔截面积100%=Nd02N4Af=3.140.03922040.1963100% =12.16%6. 塔板的流体力学验算6.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hp=hc+h1+h6.1.1干板阻力 浮阀由部分全开转为全开临界速度Uoc=1.82573.1v=1.82573.12.934=5.823m/shc=5.34uo2v2lg=(5.342.9345.8232)2820.569.81=0.033m6.1.2液层阻力h1取板上液层充气程度因素=0.5，则hl=hl=0.50.06=0.03m表面张力引起的阻力（此阻力很小可忽略）则hp=0.033+0.03=0.063m(液柱)单板压降pp=h plg=0.063820.569.8=506.61pa6.2 漏夜验算取动能因素F0=5，相应的气相最小负荷Vsmin=/4d02Nu0min其中u0min=F0/（v）1/2=5/2.9340.5=2.919m/s故Vsmin=/4（0.039）2202.919=0.0697m3/s0.128m3/s可见不会产生过液漏夜。6.3 液泛验算溢流管内的清液层高度Hd=hp+hd+hl+ 其中h可忽略hl=0.03mhd=0.2(Ls/Lwh0)2=0.2Hd=0.063+0.0011+0.03=0.0941m为防止液泛，通常Hd不大于（HT+hw） 取校正系数=0.5，则有（HT+hw）=0.5（0.3+0.04）=0.17Hd故不会产生液泛6.4雾沫夹带验算泛点率F1= 其中K=1.0，Z=D-2Wd=0.5-2*0.055=0.39Ab=AT-2Af=0.1963-2*0.01=0.1763CF查图化工工艺设计手册上册图（1069）可知：CF=0.08则F1=59.8%80可见雾沫夹带在允许范围内7.操作负荷性能71雾沫夹带上限取泛点率为80代入泛点率计算公式F1=得雾沫夹带上限方程为Vs=0.1890-8.87ls在操作范围内，任取几个ls值，依上式计算出vs，列表lsm3/s0.00010.00030.00050.0006vsm3/s0.18810.18630.18460.18377.2液泛线由于存在hw+how+hd+hp=(HT+hw) 取=0.5，忽略，代入各相应值化简后得Vs2=0.064-1590.6Ls2-1.304Ls2/3同样列表lsm3/s0.00020.00030.00050.0006vsm3/s0.0.1970.1830.1640.1567.3液体负荷上限线:Lsmax=AfHT/t停液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s,以t=5计算，则Lsmax=0.01*0.3/5=0.0006m/s7.4液体负荷下限线:取堰上液层高how=0.006m为下限条件，得2.8410-3E(Lsmin/lw)2/3=0.06 取E=1即Lsmin=0.000137m3/s 作性能图如下：操作点（0.0005443，0.136）在正常操作范围内，由图查得Vsmax=0.149m3/s Vsmin=0.0697m3/s 故操作弹性为VsmaxVsmin=0.149/0.0697=2.148.热量蘅算81塔底热量衡算：（tw=129.5）塔底苯蒸汽的摩尔潜热rv1(kj/kg)=355.6塔底乙苯蒸汽的摩尔潜热rv2(kj/kg)=341.9所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热rv=rv1yw+rv2(1-yw)=355.6*0.027+341.9*（1-0.027）=342.27kj/kg故再沸器热流量Qr(kj/s)=Vrv=15.732*7.929*342.27/3600=118.6 kj/kg因为设备热损失为加热蒸汽供热量的5，且加热蒸汽潜热rR(kj/kg)=2177.6故所需蒸汽的质量流量Gr(kg/s)=Qr/rR=0.057kg/s82. 塔顶热量衡算：（塔顶tD=82.5）塔顶苯蒸汽的摩尔潜热rv1=379.3kj/kg塔顶乙苯蒸汽的摩尔潜热rv2=359.3kj/kg所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热rv(kj/kg)=rv1y1+rv2(1-y1)=379.30.992+359.30.008=379.4 kj/kg故冷凝器的热流量Qc(kj/s)=Vrv2=(R+1)Drv2=0.1361.615378.9=83.22 kg/s因为水的定压比热容Cc(kj/kgk)=4.174,冷却水进口温度为30，出口温度为45故所需冷却水的质量流量Gc(kg/s)=83.22/4.174(45-30)=1.329 kg/s9设计结果一览表 浮阀塔工艺设计计算结果项目数值与说明备注塔径D,m0.5板间距HT,m0.3塔板型式单流型弓形塔板空塔气速u，m/s0.693溢流堰长度hw,m0.3板上液层高度hl,m0.06浮阀数N，个20等边三角形叉排阀孔气速u0,m/s5.695阀孔动能因素F010孔心距t,m0.08同一横排孔心距排间距t,m0.08阀孔直径，m0.039降