化工原理课程设计-分离苯和甲苯混合物的浮阀塔设计

1、分离苯和甲苯混合物的浮阀塔设计化工原理课程设计任务书一、 设计题目分离苯和甲苯混合物的浮阀塔设计二、 设计任务及操作条件1.混合物流量f=5kg/s，其中易挥发组分含量为35%（质量比）；2.要求塔顶溜出液中含苯98%，塔釜残液中含苯不大于1.7%；3.塔内为常压操作；4.进料热状况为泡点饱和液体进料；5.塔顶为全凝器，泡点回流。冷却水进出冷凝器的温度分别为20和30；6.再沸器用绝压为200kpa的饱和蒸汽加热，在泡点下排出；7.总板效率为50%；8.采用f1性浮阀塔。三、 设计内容1.设计方案的选择及流程的确定；2.塔的无聊衡算、热量衡算；3.塔的主要工艺尺寸的确定；(1) 塔高、塔径及塔

2、板结构尺寸的确定；(2) 塔板的流体力学验算；(3) 塔板的负荷性能图。4.辅助设备的选型和计算；5.绘制工艺流程图（2号图一张）；6.绘制浮阀塔的设备图（1号图一张；）7.编写设计说明说。29目 录1.设计方案简介11.1设计方案选择11.2工艺流程简介22.设计基础物性数据23.塔的工艺设计计算43.1物料衡算43.2最小回流比和适宜回流比确定43.3精馏段和提馏段操作线方程53.4理论塔板数的确定53.5实际板数及实际加料位置63.6操作温度的计算73.7平均摩尔质量计算73.8平均密度计算83.9液相平均表面张力的计算93.10塔径的计算103.11精馏塔有效高度的计算123.12溢流

3、装置计算123.13塔板布置及浮阀数目与排列154.塔板流体力学验算164.1干板阻力164.2塔板清液层阻力174.3淹塔174.4雾沫夹带184.5塔板负荷性能图195.热量衡算235.1冷凝器235.2再沸器246.塔附属设备的计算246.1接管246.2筒体与封头256.3除沫器256.4裙座266.5人孔266.6塔总体高度设计277.工艺设计结果277.1物料衡算表277.2浮阀塔板工艺设计计算结果278.小结289.致谢28参考文献291. 设计方案简介1.1 设计方案选择本设计任务为分离苯_甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元

4、操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本设计为苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计，需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，设计浮阀塔。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀的常用形式有f1型和v-4型。f1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、

5、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中。浮阀塔的优点：(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%。浮阀塔盘的操作原理

6、：浮阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔的排列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。蒸汽自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。需要注意的是，浮阀塔不易处理易结焦或粘度大的系统。本设计中，苯-甲苯混合物粘度不大，浮阀塔可以正常工作。1.2 工艺流程简介工艺流程图见附图1。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。储罐中的原料液用机泵加入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液

7、在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择原则是使设备费用和操作费用之和最低；同时在设计时也应根据实际情况选择回流比，可以参考同类生产的经验值确定。考虑到该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。塔釜再沸器用饱和蒸汽作为热源加热料液。2. 设计基础物性数据表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c6h678.1180.1288.56833.4甲苯c6h5ch392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲

8、苯的表面张力(mn/m)温度/8090100110120苯21.1720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31表3 苯和甲苯的液相密度(kg/m3)温度/8090100110120苯814805791778763甲苯809801791780768表4 苯和甲苯的液体粘度(mpas)温度/8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228表5 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度/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

9、.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01

10、100.0100.0表六 苯和甲苯的液体汽化热(kj/kg)温度/8090100110120苯394.1386.9379.3371.5363.2甲苯379.9373.8367.6361.2354.63. 塔的工艺设计计算3.1 物料衡算苯的摩尔质量：ma = 78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量：mb = 92.13 kg/kmol进料组成：xf = 塔顶：xd = 塔底：xw = 原料液平均分子量：mf = 0.38878.11+0.61292.13 = 86.69原料液流量：f = 18000/86.69 = 207.64 kmol/h又 d + w = f，dxd + wxw = f

11、xf，联立解得： d = 79.35 kmol/h，w = 128.29 kmol/h3.2 最小回流比和适宜回流比确定通过苯甲苯混合液的平衡曲线图,因进料热状况为泡点饱和液体进料，则q = 1，交点坐标0.388, 0.610适宜回流比： = 1.5= 1.51.680 = 2.5203.3 精馏段和提馏段操作线方程精馏塔摩尔流率：l = rd = 2.5279.35 = 199.96 kmol/hv = (r+1)d = 3.5279.35 = 279.31 kmol/hl= l + qf = 199.96 + 1207.64 = 407.60 kmol/hv= v = 279.31 km

12、ol/h精馏段操作线方程：提镏段操作线方程：3.4 理论塔板数的确定泡点进料时，有 可解得 =2.47相平衡方程： 或 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：y1 = xd = 0.983 x1 = 0.959y2 = 0.965 x2 = 0.918y3 = 0.936 x3 = 0.855y4 = 0.891 x4 = 0.768y5 = 0.829 x5 = 0.662y6 = 0.753 x6 = 0.552y6 = 0.753 x6 = 0.552y7 = 0.674 x7 = 0.456y8 = 0.605 x8 = 0.383xf故精馏段理论板n = 7，第八块为加料板。用提馏

13、段操作线和相平衡方程继续逐板计算:y9 = 0.550 x9 = 0.331y10 = 0.474 x10 = 0.267y11 = 0.381 x11 = 0.199y12 = 0.282 x12 = 0.137y13 = 0.191 x13 = 0.087y14 = 0.118 x14 = 0.051y15 = 0.065 x15 = 0.028y16 = 0.031 x16 = 0.013xw故提馏段理论板n = 8。总理论板数为16块（包括再沸器）。3.5 实际板数及实际加料位置总塔效率为50%，可得：精馏段实际板数 提馏段实际板数故总板数 = 30 块，实际加料位置为第15块塔板。3

14、.6 操作温度的计算依下式试差计算操作温度因则精馏段平均温度提馏段平均温度3.7 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由y1 = xd = 0.983，代入相平衡方程得x1 = 0.959进料板平均摩尔质量计算：由相平衡方程，得yf = 0.605，xf = 0.383塔底平均摩尔质量计算：由相平衡方程，得yw=0.031，xw = 0.013精馏段平均摩尔质量：提馏段平均摩尔质量： 3.8 平均密度计算气相平均密度的计算：由理想气体状态方程计算，即精馏段：提馏段：液相平均密度的计算：液相平均密度依，即（为质量分数）求得。时，查化学工程手册得，进料板，由加料板液相组成，xa=0.383,则时

15、，查化学工程手册得，时，查化学工程手册得，故精馏段平均液相密度 提馏段平均液相密度3.9 液相平均表面张力的计算塔顶液相平均表面张力计算：由公式计算。时，查化学工程手册得，进料板液相平均表面张力计算：时，查化学工程手册得，塔底液相平均表面张力计算：时，查化学工程手册得，故精馏段平均表面张力提馏段平均表面张力3.10 塔径的计算气液相体积流量为精馏段：提馏段：(1) 精馏段由求得,其中c可由求得。由史密斯关联图查得，图的横坐标为：取板间距ht=0.50 m，板上液层高度hl=0.07 m，则查史密斯关联图得,取安全系数为0.6，则空塔气速为按标准塔径圆整后为d=2m塔截面积为实际空塔气速为(2)

16、 提馏段由史密斯关联图查得，图的横坐标为：取板间距ht=0.50 m，板上液层高度hl=0.07 m，则查史密斯关联图得取安全系数为0.6，则空塔气速为按标准塔径圆整后塔截面积为实际空塔气速为3.11 精馏塔有效高度的计算有效高度为3.12 溢流装置计算选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：(1) 堰长(2) 溢流堰高度精馏段：由,选用平直堰，堰上液层高度近似取e=1，则取板上层清液高度,则：提馏段：(3) 弓形降液管高度和截面积精馏段：由，查弓形降液管的参数图得：验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理。提馏段：因,故，则故降液管设计合理。(4) 降液管底隙高度取降液管底隙

17、的流速，则精馏段：取h0=40mm提馏段：取=90mm3.13 塔板布置及浮阀数目与排列精馏段：取阀孔动能因子=10，用下式求孔速每层塔板上的上的浮阀数：取边缘区宽度,破沫区宽度提馏段：取阀孔动能因子=10，用下式求孔速每层塔板上的上的浮阀数：为了加工方便，精馏段和提馏段塔板上的浮阀数取一致数目：n=338塔板上的鼓泡区面积:浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的空心距t=75mm,则估算排间距:考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块塔板的支撑和衔接也要占去一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜采用86.8mm,而应小于此值，故取,按t=75mm,以等腰三角形叉排方式作图4. 塔板

18、流体力学验算4.1 干板阻力气体通过塔板的压强降相当的液柱高度，依据计算塔板压降。精馏段：因，故：提馏段：因，故：4.2 塔板清液层阻力（克服表面张力）由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数。已知板上液层高度，所以精馏段：换算成单板压强降提馏段：换算成单板压强降4.3 淹塔（液泛）为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度，单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：精馏段：提馏段：液体通过降液管的压头损失：精馏段：提馏段：板上液层高度：精馏段，则提馏段，则：取已选定则精馏段：,所以符合防止淹塔的要求。提馏段：,所以符合防止淹塔的要求。4.4 雾沫夹带由公式：泛点率=板上液体流经长

19、度：板上液流面积：精馏段：取物性系数k=1.0，泛点负荷系数图查得，带入公式有：泛点率提馏段：取系数k=1.0，泛点负荷系数图查得物沫夹带是指下层塔板上产生雾滴被上升气流带到上层塔板上的现象，物沫夹带将导致塔板效率下降。为了避免物沫夹带过量，应使每千克上升气体中带到上层塔板的液体量控制在一定范围内，才能保证一定的生产能力和塔板效率。物沫夹带量应满足小于0.1kg(液)/kg(干气体)的要求。对于大塔径泛点需控制在80%以下，从以上计算的结果可知，其泛点率低于80%，所以物沫夹带满足要求。4.5 塔板负荷性能图(1) 物沫夹带线泛点率=据此可做出负荷性能图的物沫夹带线。按泛点率80%计算：精馏段

20、：得： 由上式可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内取两个：表1 物沫夹带曲线表10.0020.0013.8773.914提馏段：得：在操作范围内取两个:表2 物沫夹带曲线表0.0020.0013.6793.715(2) 液泛线由此确定液泛线，忽略式中精馏段：提馏段：在操作范围内，任取若干个值，算出相应的值表3 液泛线精馏段提馏段0.0017.050.0016.530.0056.720.0056.250.0096.430.0096.020.0136.120.0135.82(3) 液相负荷上限液体的最大流量应保证激昂也管中停留时间不低于3-5s，液体降液管内停留时间以为液体在降液管中停留时间的下限

21、,则=(4) 漏液线对于型重阀,依=5作为规定气体最小符合的标准，则 精馏段： 提馏段： (5) 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，依计算出的下限值以此作出液相负荷下限线，该线为与气体流量无关的竖直线：取e=1.0,则由以上作出塔板负荷性能图图1 精馏段塔板负荷性能图图2 提馏段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可看出：(a) 在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜操作区的适中位置。(b) 踏板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下线由漏液控制。按照固定的液气比由塔板负荷性能图查出踏板的气相负荷上限:=0.068（0.0625）/s气相负荷下限:=0.

22、032（0.030）/s所以精馏段操作弹性为:提馏段操作弹性为:5. 热量衡算5.1 冷凝器冷凝器的热负荷为：式中：全凝器的热负荷，kj/h; 塔顶上升蒸气的焓，kj/kmol塔顶馏出液的焓，kj/kmol由于塔顶馏出液几乎为纯苯，焓可按纯苯的进行计算： 冷却水消耗量为： 5.2 再沸器再沸器的热负荷为：由于釜残液几乎为纯甲苯，焓可按纯甲苯进行计算：查得，p=200kpa时，水的气化潜热为2205kj/kg加热蒸气消耗量：6. 塔附属设备的计算6.1 接管(1) 进料管：本设计采用直管进料，经济流速取，则： 选用851mm的冷拔无缝钢管。(2) 回流管本设计采用直管回流管，经济流速取，则： 选

23、用701mm冷拔无缝钢管。(3) 塔釜出料管：本设计采用直管出料管，经济流速取，则： 选用881mm冷拔无缝钢管。6.2 筒体与封头筒体：壁厚选4mm，所选材质为。封头：选取椭圆形封头，由公称直径2200mm，查得曲面高度，直边高度，故选用封头。6.3 除沫器空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。这里选用丝网除沫器，具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点。设计气速选取：,系数除沫器直径：故选取不锈钢除沫器，类型：标准型，规格40-100，材料：不锈钢丝网（1cr18ni9ti），丝网尺

24、寸，圆丝6.4 裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为2200mm,取裙座壁厚16mm，则基础环内径：基础环外径：圆整：，基础环厚度，腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器裙座高取2m，地角螺栓直径去。6.5 人孔人孔的设置应便于进入任何一层塔板，但是，又考虑到强度问题，所以，本设计采用每1020块塔板设一个人孔，本塔共30块板，在进料板、塔顶、塔底各设一个人孔，在裙座设一个人孔，共计四个人孔。每个人孔直径600mm,设人孔处的塔板间距为800mm。6.6 塔总体高度设计塔顶部空间高度是指塔顶第一层到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。塔总体高度：7. 工艺设计结果7.1 物料衡算表塔顶馏出液塔底釜残液原料液流量（kmol/h）79.35128.29207.64摩尔分率0.9830.0200.3887.2 浮阀塔板工艺设计计算结果项目单位数据备注精馏段提馏段平均温度87.98102.39气相流量m3/s2.302.40液相流量m3/s0.00570.0128塔径m2.0实际塔板数层1416塔有效高度m14.5塔总有效高度板间距m0.