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分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计题 目：设计一台分离苯甲苯板式精馏塔学生姓名： 张庆光指导老师：陈雪梅 同组人 ：完成时间：2012年12月24日 目录第一章 设计任务书4第二章 设计内容.52.1 设计方案的确定及工艺流程的说明52.2 精馏塔的物料衡算及塔板数的确定52.2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率.52.2.2 料液及塔顶底产品的摩尔流率.52.2.3 平衡曲线的绘制. .6湖北理工学院化工原理课程设计第 2 页 共 27 页分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计2.2.4 操作回流比的确定.72.2.5 理论塔板数的确定.72.2.6 实际塔板数的确定.9 2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.102.3.1 平均压强Pm.102.3.2 平均温度tm.102.3.3 平均摩尔质量Mm.112.3.4 液体的平均粘度L,m.112.3.5 液体的平均密度.122.3.6 气液负荷计算.132.3.7 液体的平均表面张力计算.13 2.4 精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算.14 2.4.1 塔径的计算.14 2.4.2 精馏塔有效高度的计算.15 2.4.3 溢流装置计算.152.4.3.1 溢流堰长.152.4.3.2 出口堰高.152.4.3.3 降液管的宽度Wd和降液管的面积Af.162.4.3.4 降液管的底隙高度h0.16 2.4.4塔板布置.172.4.4.1 塔板的分块.172.4.4.2 边缘区宽度的确定.172.4.4.3 开孔区面积Aa.17 2.4.5 浮阀的布置.17 2.4.5.1 阀孔速度.17 2.4.5.2 开孔率.18分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计2.4.5.3 阀孔总面积.18 2.4.5.4 浮阀总数.18 2.4.5.5 塔板上布置浮阀的有效操作面积.19 2.4.5.6 浮阀的排列.19 2.5 塔板的流体力学验算.19 2.5.1塔板压降.192.5.1.1 干板阻力hc.192.5.1.2 气体通过液层的阻力hl.192.5.1.3 液体表面的张力所造成的阻力.19 2.5.2 液沫夹带.20 2.5.3 液泛.20 2.6 塔板的负荷性能图的绘制.20 2.6.1漏液线.20 2.6.2 液沫夹带线.21 2.6.3 液相负荷下限线.22 2.6.4 液相负荷上限线.22 2.6.5 液泛线.222.7 精馏塔接管尺寸计算.24 2.7.1 塔顶蒸汽出口管径.24 2.7.2 回流液的管径.24 2.7.3 进料管管径.24 2.7.4 釜液出口管径.24 附：1.设计筛板结果汇总表.252.精馏工艺流程图.263. 参考文献.27第一章 设计任务书1.设计题目：设计一台分离苯甲苯板式精馏塔2.工艺条件：生产能力：苯-甲苯混合液处理量 2万吨/年年工作日：8000h原料组成：苯含量XF=（25+0.5）%（摩尔百分率，下同）产品组成：XD=0.98 XW=0.02塔顶压力：常压进料状况：泡点进料回流比：自选单板压降：0.7kpa加热方式:间接蒸气加热冷凝方式:全凝器,泡点回流浮阀塔板(F1 重阀)回流比:自选3.设计内容：1）精馏塔的物料衡算及塔板数的确定；2)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；3)精馏塔的塔体及塔体工艺尺寸计算；4)塔板的流体力学验算；5)塔板负荷性能图的绘制；6)精馏塔接管尺寸计算；7)绘制带控制点的生产工艺流程图（A4图纸）；8）绘制主体设备图（A3图纸）；第二章 设计内容2.1 设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.2 精馏塔的物料衡算及塔板数的确定 2.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/mol和92.13kg/mol原料液含苯的摩尔分率： XF=0.255塔顶含苯的摩尔分率：XD=0.98 塔底含苯的摩尔分率：XW=0.02 2.2.2料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：年操作时数8000h，得： F,200001000kg/8000h2500kg/h，平均摩尔分子量:MD=0.9878.11+0.0292.13=78.39kg/molMF=0.25578.11+0.74592.13=88.555kg/molMW=0.0278.11+0.9892.13=91.85kg/mol全塔物料衡算：进料液： F=2500（kg/h）/88.555（kg/kmol）=28.23kmol/h总物料恒算： F=D+W苯物料恒算： F0.255=D0.98+W0.02联立解得： W21.32kmol/h D6.91kmol/h2.2.3平衡曲线的绘制根据苯-甲苯的相平衡数据绘制平衡曲线苯（x）-甲苯（y）的相平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率X气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0 苯甲苯混合液的y-x图本方案中，操作压强采用常压。将上表中数据作图得X-Y曲线：2.2.4操作回流比的确定 苯-甲苯物系在某些温度t下的a值（附x值）t( )80.184889296100104108110.62.602.562.532.492.462.432.402.372.35x10.8160.6510.5040.3730.2570.1520.0570可见随着温度的升高，变化不大，可对表中两端数据取平均值=（2.60+2.35）/2=2.475在y-x图（图1）上，因q=1，得XF=XP=0.255，YP=0.459。故由式（3-53a）得最小回流比：也可根据课本中公式得，代入数据计算得：两种计算方法结果相同。考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回流比的1.17倍，即： R=1.17Rmin=1.172.55=3精馏塔的汽、液相负荷： 精馏段：液相流量：L=RD=36.91=20.73kmol/h 气相流量：V=(R+1)D=(3+1)6.91=27.64kmol/h 提镏段：液相流量：L=L+F=20.73+28.23=48.96kmol/h 气相流量：V=V=27.64kmol/h 2.2.5理论塔板数的确定 苯-甲苯物系精馏分离理论塔板数的图解精馏段操作线为： =0.75+0.245平衡方程:提馏段操作线可由(xW，xW)及精馏段操作线和q线的交点f决定。泡点加料时q=1 （1） （2）对全塔物料衡算 D+W=F （3） D+W=F （4）由(1)、(2)式得 (5) (6)将(5)式值带入(6)中得 提留段操作线为 将x=0.255代入精馏段操作线，求得y=0.436，即有f(0.255，0.436)。(1)精馏段利用平衡方程和精馏段操作线方程计算精馏段的塔板数：y1=0.98 x1=0.952y2=0.959 x2=0.904 y3=0.923 x3=0.829 y4=0.867 x4=0.725 y5=0.788 x5=0.601 y6=0.696 x6=0.480 y7=0.605 x7=0.382 y8=0.532 x8=0.315 y9=0.481 x9=0.272 y10=0.449 x10=0.248 x10=0.248xf=0.255所以进料位置在第10块板(2)提馏段 利用相平衡方程和提馏段操作线方程计算提馏段塔板数： y11=0.395 x11=0.209 y12=0.330 x12=0.166 y13=0.260 x13=0.124 y14=0.192 x14=0.087 y15=0.131 x15=0.057 y16=0.081 x16=0.035 y17=0.044 x17=0.018 x17=0.0182m时，可达100mm。安定区宽度：规定 m时， mm； m时，mm本设计取： mm，mm。（3）开孔区面积 R=故： 2.4.5 浮阀的布置选用十字架型圆盘浮阀，阀径为50毫米，阀重3032克，塔板上孔径为40毫米，最大开度8毫米，塔板一般板厚为3mm。 2.4.5.1 阀孔速度由公式 求阀孔的临界速度（或选定适宜的阀孔动能因数，求出阀孔速度）。（1） 精馏段： （2）提馏段：上下两段相应的阀孔动能因数为： 均属正常操作范围。 2.4.5.2 开孔率 由公式求得： 精馏段：提馏段：考虑到板加工方面起见，上下两段的开孔率均采用=12%。2.4.5.3 阀孔总面积由公式求得： 2.4.5.4 浮阀总数由公式求得： 取整为28（个）(采用F1型重阀)2.4.5.5 塔板上布置浮阀的有效操作面积 AT=0.283m2 Aa=0.122m2塔板有效操作面积为： 2.4.5.6 浮阀的排列浮阀采取等腰三角形叉排排列。设垂直于液流方向的阀孔中心间距为t，与此相应的每排浮阀中心线之间距离，由公式求得：m 取t=70mm。2.5 塔板的流体力学验算 2.5.1塔板压降由公式计算：（1）干板阻力hC 因为u0u0c,故应在浮阀全开的状态计算干板阻力。 （2） 气体通过液层的阻力hl取=0.5，h=hL=0.035m（3）液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为：满足工艺要求。2.5.2 液沫夹带m HT=0.35m 满足要求 式中： 2.5.3 液泛为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯甲苯物系属于一般物系，取=0.5 hd=0.153（Ls/lwh0）2=0.0001m而： 板上不设进口堰，则0.187m成立，故不会产生液泛。2.6 塔板负荷性能图的绘制 2.6.1漏液线漏液点气速:依据表5中数据作出漏液线（见图3a）0m=Vs,m/A0，整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表： 漏液线数据Ls，m3/s0.00030.000450.000550.00065Vs，m3/s0.2040.2050.2070.2082.6.2 液沫夹带线 以 气为限，求Ls-Vs关系如下： （1）式中： , 故将已知数据代入式（1） （2）在操作范围内，任取几个值，依式（2）算出对应的值列于下表：依据表6中数据作出雾沫夹带线（图3b）雾沫夹带线数据Ls,m3/s0.00030.000450.000550.00065 Vs,m3/s0.3060.2990.2950.2912.6.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。由公式得，并取E=1则:据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（图3c）2.6.4 液相负荷上限线以=4s作为液相在降液管中停留时间的下限，由公式得s故: 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（图3d）2.6.5液泛线令由；联立得：忽略h，将how与hS，hd与LS，hC与VS的关系代入上式，并整理得 将有关的数据代入，得： 故在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表7液泛线数据Ls，m3/s0.00030.000450.000550.00065Vs，m3/s0.7140.7070.7020.698由上表数据即可作出液泛线（图3e）根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3所示。在负荷性能图上，作出操作点A（Ls，Vs），连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图3查得：故操作弹性为： 2.7 精馏塔接管尺寸计算2.7.1 塔顶蒸汽出口管径dv u为气体速度，常压下u取为15m/s,则dv=0.133m=133mm2.7.2 回流液的管径dR 重力回流内液流速度取=0.20.5m/s ,取=0.3m/s,则dR=0.05m2.7.3 进料管管径dF 取料液速度=2m/s Fs=0.000877m3/s dF=0.024m2.7.4 釜液出口管径dw WS=0.000697 m3/s dW=0.021m附：1. 设计筛板结果汇总表项 目符 号单 位精 馏 段平均压强PmkPa111.6平均温度tm90.5平均流量气相m3/s0.208液相m3/s0.0006实际塔板数块34板间距m0.35塔段的有效高度Zm12塔径Dm0.6空塔气速um/s0.735塔板液流型式单流型溢流装置溢流管型式弓形堰长m0.42堰高m0.05