苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案9

1、目 录 1课程设计的目的 3 2课程设计题目描述和要求 3 3 课程设计报告内容 4 4对设计的评述和有关问题的讨论 22 5参考书目 22 1苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 1 课程设计的目的 2课程设计题目描述和要求 本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，即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，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参 数如下： 原料苯含量：质量分率 =（30+0.5*学号% 原料处理量：质量流量 =10-0.1*学号）t/h 单号 10+0.1* 学号）t/h 双号 产品要求：质量分率：xd=98% , xw=2%单号 xd=96%,

2、 xw=1%双号 工艺操作条件如下： 常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=1.22） Rmin。 3 .课程设计报告内容 3.1流程示意图 冷凝器t塔顶产品冷却器t苯的储罐t苯 f回流 原料T原料罐T原料预热器T精馏塔 帼流J 再沸器JT塔底产品冷却器 T甲苯的储罐T甲苯 3.2流程和方案的说明及论证 3.2.1流程的说明 首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料 预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被 加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了， 气相混合物在

3、精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方 的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中， 停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫 做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再 沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进 料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 3.2.2方案的说明和论证 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

4、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： 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。而浮阀塔的优点正是： 而浮阀塔的优点正是： 1 生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑

5、，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作成，致 使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着

6、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。 3.3设计的计算与说明 3.3.1全塔物料衡算 根据工艺的操作条件可知： 料液流量 F=10-0.5*19 ) t/h=2.25Kg/s =94.285Kmol/h 料液中易挥发组分的质量分数xf =流量D=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s ; 塔底产品(釜液 流量 W=53.218Kmol/h=1.360 Kg/s 。 3.3.2 .分段物料衡算 lgPa*=6.02232-

7、1206.350/(t+220.237安托尼方程 lgPb*=6.07826-1343.943/(t+219.377安托尼方程 xa=(P 总-Pb*/(Pa*-Pb*泡点方程 根据xa从化工原理P204表6 1查出相应的温度 根据以上三个方程，运用试差法可求出Pa*,Pb* 当 xa=0.395 时，假设 t=92 C Pa*=144.544P , Pb*=57.809P, 当 xa=0.98 时，假设 t=80.1 C Pa*=100.432P , Pb*=38.904P, 当 xa=0.02 时，假设 t=108 C Pa*=222.331P , Pb*=93.973P, t=92 C,

8、既是进料口的温度， t=80.1 C是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度， t=108 C是釜液需被加热的温度。 根据衡摩尔流假设，全塔的流率一致，相对挥发度也一致。 a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500 x=2.500 x/(1-xf/(a-1= 1.426 , 所以 R=1.5Rmin = 2.139 , 所以精馏段液相质量流量 L(Kg/s = RD = 2.139*0.89=1.904 , 精馏段气相质量流量 V(Kg/s = (R+1D = 3.139*0.89=2.794 , 所以，精馏段操作线方程 yn+仁R*x n/(R+1+xd/(R+1 =0.681x

9、n+0.311 因为泡点进料，所以进料热状态q=1 所以，提馏段液相质量流量L(Kg/s = L+qF = 1.904+1*2.25=4.154 , 提馏段气相质量流量V(Kg/s = V-(1-qF = 2.794。 所以，提馏段操作线方程ym+仁Lxm/ V-Wxw/ V =1.487xm-0.008 3.3.3理论塔板数的计算 1 )联立精馏段和提馏段操作线方程解得xd=0.3759且前面已算得xw=0.017 2 )用逐板计算法计算理论塔板数 第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以y仁xd,然后可以根据平衡方程可得 x1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求yn,用平衡方程求x

10、n,直到xn 0.9514 第二板 y2=0.681x1+0.311 0.9592 x2=y2/y2+a(1-y2 0.9039 第三板 y3=0.681x2+0.311 0.9268 x3=y3/y3+a 0.8351 第四板 y4=0.681x3+0.311 0.8799 x4=y4/y4+a(1-y4 0.7456 第五板 y5=0.681x4+0.311 0.8189 x5=y5/y5+a(1-y5 0.6440 第六板 y6=0.681x5+0.311 0.7497 x6=y6/y6+a(1-y6 第七板 y7=0.681x6+0.311 0.5451 0.4621 0.6823 第

11、八板 y8=0.681x7+0.311 0.6258 x7=y7/y7+a(1-y7 0.4008 0.5840 x8=y8/y8+a(1-y8 第九板 y9=0.681x8+0.311 x9=y9/y9+a(1-y90.3596 x9xd所以本设计中共需八块精馏板，第九块板为进料板。 从第十块板开始，用提馏段操作线求yn,用平衡方程求xn，一直到xn 0.3080 第 一板 y11-1.487x10-0.008 0.4500 x11-y11/y11+a(1-y11 0.2466 第十二板 y12-1.487x11-0.008 0.3587 x12-y12/y12+a(1-y12 0.1828

12、 第十三板 y13-1.487x12-0.008 0.2638 x13-y13/y13+a(1-y13 0.1254 第十四板 y14-1.487x13-0.008 0.1784 x14-y14/y14+a(1-y14 0.0799 第十五板 y15-1.487x14-0.008 0.1108 x15-y15/y15+a(1-y15 0.0475 第十六板 y16-1.487x15-0.008 0.0626 x16-y16/y16+a(1-y16 0.0260 第十七板 y17-1.487x16-0.008 0.0307 x17-y17/y17+a(1-y17 0.0125 x17 = 0.2

13、5 , 甲苯在泡点是的黏度卩b(mPa.s = 0.27 , 所以：平均黏度卩 av(mPa.s =卩 a*xf+ 卩 b*(-kf = 0.25*0.395+0.27e0.245= 0.544 实际板数 Ne=Nt/Et = 29.412 = 30 实际精馏段塔板数为Ne1=14.705=15 实际提馏段塔板数为Ne2=14.705=15 由上可知，在求取实际板数时，以精馏段，提馏段分别计算为佳。而且设计时，往往精馏 段，提馏段都多加一层至几层塔板作为余量，以保证产品质量，并便于操作及调节。 3.3.5塔径计算因为液流量不大，所以选取单流型，因为提馏段液相流量较大，所以以提馏段的数据确定 全

14、塔数据更为安全可靠。 所以：气相体积流量Vh(mA3/h = 3325.713219 , Vs(mA3/s = 0.923809227 , 液相体积流量Lh(mA3/h = 25.123146 , Ls(mA3/h = 0.006978652。 查表得，液态苯的泡点密度p a(Kg/mA3 = 792.5 , 液态甲苯的泡点密度p b(Kg/mA3 = 790.5 , 根据公式 1/ p l=x1/ p a+(X1/ p b得， 液相密度 p l(Kg/mA3 = 791.1308658 , 根据公式苯的摩尔分率=(y1/78/yi/78+(1-yi/92 M =苯的摩尔分率*M苯+甲苯的摩尔

15、分率*M甲苯 p v=M /22.4*273/(273+120*P/P0 得 气相密度 p v(Kg/mA3 = 2.742453103。 气液流动参数，Flv=Lh/Vh*( p 1/ p va。右 0.12830506 , 根据试差法，设塔径 D(m = 1.2，根据经验关系： 可设板间距Ht = 0.45m, 清液层高度 Hl常压塔 )取为50mm, 所以液体沉降高度 Ht-hl = 0.4m。 根据下图 可查得，气相负荷因子C20= 0.065, 液体表面张力 S (mN/m, 100 C时， 查表 苯18.85 甲苯19.49 所以，平均液体表面张力为19.26427815 , 根据

16、公式：C=C20*( S /20A0.得, C= 0.064514585. 所以，液泛气速uf(m/s = C* ( p-lp vA0.5/p vA0.5= 1.093851627。 设计气速 u(m/s = u=(0.6 0.8*uf = 0.765696139 , 设计塔径 D(m=(Vs/0.785/uA0.5= 1.197147394，根据标准圆整为1.2m, 空塔气速 u0(m/s=0.785*Vs/D/D=0.469409612. 3.3.6确定塔板和降液管结构 确定降液管结构 塔径 D(mm 1200 1.31 10.2 0.73 876 290 0.115 塔截面积At(mA2

17、 查表 Ad/At(Ad/At/% 查表 lw/Dlw/D查表 降液管堰长lw(mm 查表 降液管截面积的宽度bd(mm 查表 降液管截面积Ad(mA2 查表 底隙 hb(mm, 般取为3040mm,而且小于 hw,本设计取为30mm, 溢流堰高度hw(mm,常压和加压时，一般取 5080mm .本设计取为 60mm, 降液管的校核 单位堰长的液体流量，(Lh/lw (mA3/m.h = 27.47661034 , 不大于100130 ,符合要求 堰上方的液头高度 how(mm = 2.84*0.001*E*(Lh/lwA0.66667= 25.86020181 , 式中，E近似取一，how=

18、25.866mm,符合要求。 底隙流速，ub(m/s =Ls/lw/hb = 0.2544130，而且不大于 0.30.5，符合要求。 塔盘及其布置 由于直径较大，采取分块式，查表得分三块，厚度取位4mm。 降液区的面积按 Ad计算，取为0.115mA2, 受液区的面积按 Ad计算，取为0.115mA2, 入口安定区得宽度 bs(mm，一般为50100 ,本设计取为60。 出口安定区得宽度 bs(mm，一般为50100，本设计取为60。 边缘区宽度bc(mm，一般为5075，本设计取为50 , 有效传质区， Aa(mA2 = 2*x*(rA2-xA2A0.5+A2*arcsi n(x/r= 2

19、4.59287702. 塔板结构如下两图 浮阀数排列 选择F1型重型32g的浮阀 阀孔直径给定，d0(mm=39mm,动能因子F0 般取为812，本设计取为11.5。 阀孔气速，uo(m/s=F0/ p vA0.5= 6.940790424, 阀孔数 n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614，取 104。 实际排列时按等腰三角形排冲心距取为75mm,固定底边尺寸B(mm= 70,所以 实际排出104个阀孔，与计算个数基本相同。 所以，实际阀孔气速 uo(m/s=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938 实际阀孔动能因子，F0=u0*

20、p vA0.5=11.48368564 , 开孔率 “ =n*d0*d0/D/D = 0.10985 ，一般 10 %14 %，符合要求。 3.3.7塔板的流体力学校核 (1液沫夹带量校和核 液体横过塔板流动的行程，Z(m =D-2*bD=0.62 塔板上的液流面积，Ab(mA2 =At-2*Ad=1.08 物性系数，K，查表得 =1 泛点负荷因数，Cf=0.125，见下页图。 F2=Vs* p v/( -plvA0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf=0.41815191, F1=Vs* p v/( -pplvA0.5/At/K/Cf/0.78=0.397830445, 泛点率F1 v

21、(0.80.82 , F!,F2均符合要求。 ，塔板阻力的计算与较核 临界孔速 uOc(m/s =(73/ p va(1/1.875= 5.7525979 =19.9/p l*= 0*(hw+how= 0.034344081 , 克服表面张力的阻力he, 般忽略不计，所以塔板阻力hf(m=ho+hl+h =0.069643086 13 降液管液泛校核 液体通过降液管的流动阻力， hd=1.18*0.00000001*(Lh/lw/hbA2=0.009898418m, 降液层的泡沫层的相对密度0 =0.5，降液层的泡沫高度 hd=hd/ 0 =0.019796837(m, Ht+hw=0.51m

22、hd ，合格。 液体在降液管中停留时间较核平均停留时间 t= Ad*Ht/Ls=7.740082575s, =3.0177349 67 , F0=5 , 稳定系数，k=u0/u0= 2.296737127 1.52，合格。 3.3.8全塔优化 F0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf F2=0.8 得，方程 Vh=6588-14.289Lh, 曲线 2 是液相下限线，根据 Lh=(0.00284A0.6667*lw*(howA1.5 how=6mm 得 Lh(mA3/h=2.690007381, 曲线3是严重漏液线，根据 Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/( p vA0.

23、5 F0=5 得 Vh(mA3/h= 1349.696194 , 曲线4是液相上限线，根据 曲线5是降液管泛线， Lh=Ad*Ht / t *3600 根据 hd t =|sLh(mA3/h= 37.26 得 Vh=(2.98*10E7- 0.4*10E6*LhA0.67-13.49*LhA2A0.5, 曲线 5 必过的五点(0, 5461(10,5268(20,5150 (0, 5461(10,5268(20,5150 作图如下 Vmax(mA3/h= 4779, Vmin(mA3/h= 1349 操作弹性=Vmax/Vmin=,3.542624166 ，大于2，小于4,合格 14 3.3.

24、9塔咼 规则塔体高h=Np*Ht=13.5m, 开人孔处(中间的两处人孔 塔板间距增加为0.6m,进料处塔板间距增加为0.6m, 塔两端空间，上封头留1.5m ，下封头留1.5m, 釜液停留时间t为20mi n , 填充系数0 =0.7, 所以体积流量 V(mA3/h=Lh* t / p l/ 0 =1.679350119, 所以釜液高度 Z(m=0.333*V/(3.1415926*D*D/4= 0.49495223=0.5m 所以，最后的塔体高为17.59m. 3.3.10热量衡算 塔底热量衡算 塔底苯蒸汽的摩尔潜热rv苯(KJ/Kg= 373 , 塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热rv甲苯(KJ/K

25、g=361 ; 所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热rv(KJ/Kg= rv 苯(KJ/Kg*yC6H6+rv 甲苯*yC7H8=361.1412849, 15 所以再沸器的热流量Qr(KJ=V*rv=1166.395822, 因为加热蒸汽的潜热rR(KJ/Kg= 2177.6(t=130C , 所以需要的加热蒸汽的质量流量Gr(Kg/s=Qr/rR=0.535633644。 塔顶热量衡算 塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热rv苯(KJ/Kg=379.3 塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热rv甲苯(KJ/Kg=367.1 所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热rv(KJ/Kg= rv 苯(KJ/Kg*yC6H6+rv 甲苯*yC7H

26、8=378.88 ; 所以冷凝器的热流量 Qc(KJ/s=V*rv= 1223.699463, 因为水的定压比热容Cc(KJ/Kg/K=4.174 ，冷却水的进口温度 t1=25 C,冷却水的出口温 度 t2=70 C, 所以需要的冷却水的质量流量Gc(Kg/s=Qc/Cc/(t2-t1=6.514930857。 3.3.11精馏塔接管尺寸 回流液接管尺寸 体积流量 Vr(mT/s=L/ p =0.002893769，管流速 ur(m/s=0.3 , 回流管直径 d(mm=(4*Vr/3.1415/urA0.5= 110.8220919=$ 133*6; 进料接管尺寸 料液体积流率 Vf(mA

27、3/s=F/ p = 0.003792206，管流速 uf(m/s=0.5 , 进料管直径，d0(mm=(4*Vf/3.1415/ufA0.5=98.26888955= $ 108*5; 釜液出口管 体积流量 Vw(mA3/s=L7 p =0.006685975，管流速 uw(m/s=0.5 出口管直径 dw(mm=(4*Vw/3.1415/uwA0.5=130.4825516= $ 159*8; 塔顶蒸汽管 体积流量 Vd(mA3/s=V/ p v=1.176497471，管流速 ud(m/s=15 ,出口管直径 dd(mm=(4*Vd/3.1415/udA0.5=316.0129882=$

28、 377*8。 3.3.11辅助设备设计 再沸器 因为蒸汽温度ts( C =130，釜液进口温度t1( C =10 0,釜液出口温度t2( C =110 , 所以传质温差 tm(C =(ts-t1-(ts-t2/ln(ts-t1/(ts-t2= 24.66303462, 因为传质系数 K1(W/mA2/K=300, 所以传质面积 A(mA2=Qr/K/ tm=157.6442694。 冷凝器 因为蒸汽进口温度 T1( C =100，蒸汽出口温度 T2( C =80，冷却水的进口温度t仁25 C , 冷却水的出口温度 t2=70 C, 所以传质温差 tmfC =( t1- t2/ln( t1/

29、t2= 41.2448825 因为 K2(W/mA2/K=250, 所以，传质面积 A(mA2=Qc/K2/ tm=118.6764892。 16 储罐 I原料罐 因为停留时间t 1(s= 1800 , 所以原料罐的容积量 V(mA3=F* t 1/ p 1/$ =9.751388076 n塔顶产品罐 因为 t 2(s=259200 , 所以塔顶产 品罐的容积量Vd(mA3=D* t 2/ p 1外=440.2166633 ; 川塔底产品罐 因为 t 3(s=259200 , 所以塔顶产 品罐的容积量Vw(mA3=W% 3/ p 1/$ =963.9832197 3.4设计参数表 17塔板设计结构汇总