苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计

1、目录1课程设计的目的32课程设计题目描述和要求33课程设计报告内容44对设计的评述和有关问题的讨论225参考书目221苯甲苯连续精溜浮阀塔设计1. 课程设计的目的2课程设计题目描述和要求号 号号 单5?单钦 4 木设计的题目是苯甲苯连续精镉浮阀塔的设计，即需设计一个精懈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：质量分率二（30+0.5*学号） 原料处理量：质蜃流罐二（10-0.1*学号）t/h（10+0.1* 学号）t/h产品要求：质量分率：xd二98%, xw=2%xd=96%, xw=1%工艺操作条件如下：常

2、压精饰，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，r= （1.22） rmino3.课程设计报告内容3.1流程示意图冷凝器-> 塔顶产品冷却器-> 苯的储罐-苯门回流原料-原料罐-原料预热器->精懈塔t回流！再沸器- 塔底产品冷却器一> 甲苯的储罐一> 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，在原料预热器屮加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精镉塔屮。因为被加热 到泡点，混合物屮既有气相混合物，乂有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混 合物在精懾塔屮上

3、升，而液相混合物在精懈塔屮下降。气和混合物上升到塔顶上方的冷凝器 >!',这些气相混合物被降温到泡点，其屮的液态部分进入到塔顶产品冷却器屮，停留一定的 时间然示进入苯的储罐，而其屮的气态部分重新回到精镉塔中，这个过程就叫做冋流。液相 混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器屮，一部分进入再沸器，在再沸器屮被加热到 泡点温度重新冋到精镉塔。塔里的混合物不断重复前而所说的过程，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。精镉设备所用的设备及其相互联系，总称为精镉装置，其核心为精懈塔。常用的精馆塔有板 式塔和填料塔两类，

4、通称塔设备，和具他传质过程一样，精饰塔对塔设备的要求人致如f： 3一：牛产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产牛液泛等不正常流动。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 使效率发牛较大的变化。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. 生产能力人，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面

5、积人于泡罩塔板，牛产能力比泡 罩塔板人20%40%,与筛板塔接近。2. 操作弹性人，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，泡罩塔都人。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牛产能力的泡罩塔的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)，所以一般采川不锈钢作成，致使 浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的

6、不断发展，各种新型填料，高效率塔板 的不断被研制出來，浮阀塔的推广并不是越來越广。近几年来，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= (30+0.5*19) %=39.5%；塔顶产品质量分数xd二98%,摩尔分数为97.6%；塔底产品质量分数xw二2%,摩尔分数为1.7%：由公式：f=d+wf*xf=d*xd+w*xw代入数值解方程组得：塔顶产品

7、(镉出液)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/so3.3.2.分段物料衡算lgpa*=6.02232-1206.350/(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从化匸原理p204表61杳出和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°cpa*=144.544p, pb*=57.809p,当 xa=0.98 时，假设

8、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,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 (t二80.1 °c)所以平衡方程为y二ax/1+(a 1 冈二2.500x/ (1+1.500x),最小回流比rmin为rmin=xd/x

9、f-a(1 -xd)/(1 -xf)/(a-1 )= 1.426,所以 r=1.5rmin=2.139,所以精镭段液相质虽流竝l(kg/s) = rd = 2.139*0.89=1.904,精僻段气相质量流量v(kg=(r+1)d=3.139p.89=2.794,所以，精憾段操作线方程yn+仁r*xn/(r+1)+xd/(r+1)=0.681xn+0.311因为泡点进料，所以进料热状态q=所以，提僻段液相质量流量 l*(kg/s)=l+qf = 1.904+1 *2.25=4.154,提镉段气相质量流量v(kg/s)=v-(1-q)f=2.794o所以，捉僻段操作线方程ym+仁l'xm

10、/ v-wxw/ v=1.487xm-0.0083.3.3理论塔板数的计算(1) 联立精馆段和提懈段操作线方程解得xd二0.3759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,然示可以根据平衡方程可 得x1,从第二块板开始应用精係段操作线方程求yn,用平衡方程求xn,直到x*xd,共需 n-1块精帽板，第n块板为进料板。第一板y1=xd0.98x1=y1/y1+a(1-y1)0.9514第二板y2=0.681x1+0.3110.9592x2=y2/y2+a(1-y2)0.9039第三板y3=0.681x2+0.3110.

11、9268x3=y3/y3+a (1-y3)0.8351第四板y4=0.681x3+0.3110.8799x4=y4/y4+a(1-y4)0.7456第五板y5=0.681x4+0.3110.8189x5=y5/y5+a(1-y5)0.6440第六板y6=0.681x5+0.3110.7497x6=y6/y6+a(1 -y6)0.54510.46210.6823第七板 y7=0.681x6+0.311x7=y7/y7+a(1-y7)第八板y8=0.681x7+0.3110.6258x8=y8/y8+a(1-y8)0.4008第九板y9=0.681x8+0.3110.5840x9=y9/y9+a(

12、1-y9)0.3596x9<xd所以木设计屮共需八块精懈板,第九块板为进料板。从笫十块板开始，用提僻段操作线求yn,丿ij平衡方程求xn, 一直到x*xw。第十板y10二 1.487x900080.5267x10=y10/y10+a(1-y10)0.3080第 v一板y1 仁1.487x10-0.0080.4500x11=y11/y11+a(1-y11)0.2466第十二板y12二 1.487x11 0.0080.3587x12=y12/y12+a(1-y12)0.1828第十三板 y13=1.487x12-0.0080.2638x13=y13/y13+a(1-y13)0.1254第十四

13、板y14 二 1.487x130.0080.1784x14=y14/y14+a(1-y14)0.0799第十五板 y15=1.487x14-0.0080.1108x15=y15/y15+a(1-y15)0.0475第十六板 y16h.487x150.0080.0626x16=y16/y16+a(1-y16)0.0260第十七板丫仃=1.487x16-0.0080.0307x17=y17/y17+a(1-y17)0.0125x17<xw,因为釜底间接加热，所以共需要17-1=16块塔板。精懾段和提镉段部需要八块板。3.3.4实际塔板数的计算根据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度pa(mpa.

14、s)=0.25,甲苯在泡点是的黏度pb(mpa.s)=0.27,所以：平均黏度 pav(mpa.s)=pa*xf+|jb*(1-xf)=0.25*0.395+0.27 (1-0.395) =0.262所以：总板效率 e=1/0.49 (a*pav)e0.245=0.544实际板数 ne二nt/et=29.412=30实际精镉段塔板数为ne仁14.705=5实际提谓段塔板数为ne2=14.705=15由上可知，在求取实际板数时，以精懾段，提憎段分别计算为佳。而且设计时，往往精馆段，提僻段都多加一层至儿层塔板作为余量，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人，所以选取单流

15、型，因为提镉段液相流量较人，所以以提镉段的数据确定全 塔数据更为安全可靠。所以：气和体积流量 vh(ma3/h)=3325.713219, vs(ma3/s) = 0.923809227,液相体积流量 lh(ma3/h)=25.123146,ls(ma3/h)=0.006978652o杏表得，液态苯的泡点密度pa(kg/ma3)=792.5,液态甲苯的泡点密度pb(kg/ma3)=790.5,根据公式 1/pl=x1/pa+(1-x1)/pb 得,液相密度 pl(kg/ma3)=791.1308658,根据公式苯的摩尔分率=(y1778)/yi'/78+(1-yi,)/92m苯的摩尔分

16、率f/i苯+甲苯的摩尔分率*m甲苯pv=m722.4*273/(273+120)*p/p0 得气相密度 pv(kg/ma3) = 2.7424531030气液流动参数，flv=lh/vh*(pl/pv)a0.5 = 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hi常压塔(50100mm)取为50mm,所以液体沉降高度hthl=0.4rm根据卜图可杏得，气相负荷因了 c20= 0.065,液休表面张力6(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,根据公

17、式： c=c20*(6/20)a0.2得，c= 0.064514585.所以,液泛气速uf(m/s)=c* (pl-pv)a0.5) / (pva0.5) = 1.093851627o设计气速u(rrvs)=u=(0.6 0.8)*uf=0.765696139,设计塔径d,(m)=(vs/0.785/u)a0.5 = 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塔截面积at(ma2)查表1.31ad/at(ad/at)/%查表10.2iw/diw

18、/d查表0.73降液管堰长lw(mm)杏表876降液管截面积的宽度bd(mm)查表290降液管截面积ad(ma2)杳表0.115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.木设计取为60mm, 降液管的校核单位堰长的液体流量，(lh/lw) (ma3/m.h)=27.47661034,不人于100130,符合要求堰上方的液头高度how(mm) = 2.84*0.001 *e*(lh/lw)a0.66667 =25.86020161, 式屮，e近似取一，how=25.86>6mm,符合要求。底隙流速，ub

19、(m/s)二ls/lw/hb=0.2544130,而且不人于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4mmo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."5口八2,入口安定区得宽度bs'(mm), 一般为50100,木设计取为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,木设计取为50,有效传质区,aa(ma2)= 2*x*(ra2-xa2)a0.5+ra2*arcsin(x/r)=24.59287702. 塔板结构如下两图浮阀

20、数排列选择f1型重型32g的浮阀阀孔肓径给定，d0(mm)=39mm,动能因了 f0 般取为812,木设计取为11.5。阀孔气速,uo(m/s)=f0/pva0.5= 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，与计算个数基木相同。所以，实际阀孔气速 uo(m/s)=vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938实际阀孔动能因了，f0=u0*pva0.5=11.48368564,开孔率屮=n*do

21、*do/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,杏表得 =1泛点负荷因数,cf二0.125,见下页图。f2=vs*pv/(pl-pv)a0.5+1.36*z*ls/ab/k/cf=0.41815191,f1=vs*pv/(pl-pv)a0.5/avk/cf/0.78=0.397830445,泛点率f1 <(0.8-0.82), f!,f2均符合要求。，塔板阻力的计算与较核临界孔速 uoc(m

22、/s) =(73/pv)a(1/1.875)= 5.7525979<uo二6.93,阀未全开,干板阻力,ho(m)=19.9/ pl* (u0a0.175) =0.035299005,充气系数£0=0.4,塔板充气液层的阻力hl(m)= &0*(hw+how)= 0.034344081,克服表面张力的阻力ho, 般忽略不计，所以塔板阻力hf(m)=ho+hl+ho=0.069643086o13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/hb)a2=0.009898418m,降液层的泡沫层的和对密度<p =0.5,降

23、液层的泡沫高度m'=mi(p=0.019796837(m),ht+hw=0.51m>hd,合格。液体在降液管屮停留时间较核平均停留时间t=ad*hvls=7.740082575s,(不小于 35 s)，合格。严重泄漏较核泄漏点气速 u0*=f0/(pva0.5) =3.017734967, f0=5,稳定系数，k=u0/u0*= 2.296737127 >1.52,合格。3.3.8全塔优化(如下图)illi线 1 是过量液沫夹带线，根据 f2=vspv/(plpv)f0.5+1.36*z*ls/ab/k/cff2=0.8得，方程 vh=6588-14.289lh,llh线

24、2 是液相 f限线，根据 lh=(0.00284a0.6667)*lw*(howa1.5) how=6mm 得lh(ma3/h)=2.690007381,illi线 3 是严重漏液线，根据 vh=3.1415926/4k/do*f0f/(pva0.5) f0=5 得 vh(mp/h)二 1349.696194,illi线 4 是液相上限线，根据 lh=ad*ht / t*3600 t=5s 得 lh(ma3/h)= 37.26, 曲线5是降液管泛线，根据hd< q> (ht+hw),得vh=(2.98*10e7-0.4*10e6*lha0.67-13.49*lha2)a0.5,曲线

25、 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143.3.9塔高规则塔体高h=np*ht=13.5m,开人孔处(屮间的两处人孔)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20min ,填充系数(p二0.7,所以体积流量 vgw/h)二lhfpl/(p =1.679350119 ,所以

26、釜液高度 a 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2苯(kj/kg)= 373,塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热2甲苯(kj/kg)=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)二vm 166.395822,因为加热蒸汽的潜热rr(kj/kg)= 2177.6(t=130°c),所以需要的加热蒸汽的质疑流

27、量gr(kg二qr/rr二0.535633644。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*yc7h8=378.88；所以冷凝器的热流量qc(kj二v*rv二1223.699463,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,冷却水的岀口温度 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

28、.3.11精谓塔接管尺寸回流液接管尺寸体积流量 vr(mv/s)二l/p二0.002893769,管流速 ur(m/s)=0.3,回流管直径 d(mm)=(4*vr/3.1415/ur)a0.5= 110.8220919=(p 133*6；进料接管尺寸料液体积流率 vf(ma3/s)=f/p= 0.003792206,管流速 uf(m/s)=0.5,进料管直径，d0(mm)=(4*vf/3.1415/uf)a0.5=98.26888955=(p108*5；釜液出口管体积流量 vw(ma3/s)=l7p=0.006685975,管流速 uw(m/s)二0.5出口管肓径 dw(mm)=(4*vw/

29、3.1415/uw)a0.5=130.4825516=(p159*8；塔顶蒸汽管体积流量 vdgt/s)二v/pv=1.176497471,管流速 ud(m/s)=15,出口管直径dd(mm)=(4*vd/3.1415/ud)a0.5=316.0129882=(p377*8o3.3.11辅助设备设计再沸器因为蒸汽温度ts(°c)=130,釜液进口温度tr(°c)=100,釜液出口温度t2vc)=110, 所以传质温差 atm(°c )=(ts-t1 ')(tst?)/ln(tst1 ')/(ts-t2f)= 24.66303462, 因为传质系数k

30、1(w/ma2/k)=300,所以传质而积 a(ma2)=qr/k/atm=157.6442694o冷凝器因为蒸汽进口温度t1(°c)=100,蒸汽出口温度t2(°c)二80,冷却水的进口温度t1=25°c,冷 却水的出口温度t2=70°c,所以传质温差 atm*(oc )=(at1 -at2)/ln(at1 /at2)= 41.2448825,因为 k2(w/ma2/k)=250,所以，传质而积 a,(ma2)=qc/k2/atm,=118.6764892o16储罐i原料罐因为停留时间t1(s)二1800 ,所以原 料 罐 的 容积量 v(ma3)=f* t 1/ p i/(p=9.751388076；ii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 i/(p=440.2166633；iii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* t