苯甲苯二元物系浮阀式精馏塔的设计

吉林化工学院化工原理课程设计13吉林化工学院化工原理课程设计目录化工原理课程设计任务书 1摘要 2绪论 3设计方案的选择 4第一章工艺计算 51.1物料衡算 51.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 51.2物性参数的计算 51.2.1温度的计算 51.2.2密度的计算 61.2.4混合物的黏度 101.2.5相对挥发度的计算 111.3.理论塔板数及实际塔板数的计算 111.3.1最小回流比的计算 111.3.2操作线方程的确定 121.3.3精馏塔理论板数的计算 121.3.4全塔效率计算 13第二章板式塔主要的工艺尺寸的设计 142.1.1操作压力计算 142.1.2热量衡算 14①加热介质的选择 14②比热容的计算 142.1.3气液相体积流量的计算 172.1.4精馏塔塔径的计算 17（1）精馏段塔径D的计算 17（2）提馏段塔径D的计算： 182.2塔体工艺尺寸的计算 192.2.1精馏塔塔径的计算 192.3塔板工艺尺寸的计算 202.3.1溢流装置的设计 202.3.2浮阀布置设计 212.3.3浮阀板流体力学验算 232.4塔板负荷性能图 252.4.1液沫夹带线的绘制 252.4.2液泛线的绘制 262.4.3漏液线的绘制 272.4.4液相负荷的下限线的绘制 272.4.5液相负荷的上限线的绘制 272.4.6小结 28第三章辅助设备及选型 293.1接管的计算与选择 293.1.1进料管的选择 293.1.2回流管的选择 293.1.3釜底出口管路的选择 293.1.4塔顶蒸汽管 293.1.5加料蒸汽管的选择 303.1.6塔总体高度的计算 304) 3.1.7裙座的计算 303.1.8人孔的设计 31第四章塔总体高度的计算 314.1塔的顶部空间高度 314.2塔的底部空间高度 31第五章附属设备计算 315.1冷凝器的选择 315.2再沸器的选择 32化工原理课程设计任务书题目：苯甲苯二元物系浮阀式精馏塔的设计设计条件：操作压力为常压处理量：120kmol/h进料组成xf=0.5馏出液组成xD=0.98釜液组成xw=0.03加料状态为泡点进料设计任务：完成工艺设计与计算，画出塔板负荷性能图，有关附属设备的设计和选型，绘制工艺流程图和塔的工艺条件图，编写设计说明书。摘要本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本文设计了浮阀精馏塔及其附属元件的尺寸、管线路线的铺设，并对摩尔分数为0.5的苯—甲苯二元溶液进行精馏过程，其中塔顶使用全凝器，部分回流。按逐板计算理论板数为13块。由平均粘度得到全塔效率为52%，从而得到了塔的精馏段实际板数为25块，提馏段实际板数为13。实际加料位置在第13块板。确定了塔的主要工艺尺寸，塔板采用单溢流弓型降液管齿型堰如塔径1.6米、塔高19.78米等。且经过液泛线，漏液线，液相负荷上限，液相负荷下限的校核，确定了操作点符合操作要求。精馏段的操作弹性为 关键词：苯甲苯精馏塔浮阀操作弹性绪论精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易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分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。浮阀塔是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型，其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下侧水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，从而收到很好的传质效果。浮阀有三条带钩的腿，将浮阀放进筛孔后，将其腿上的钩扳转，可防止操作时气速过大将浮阀吹脱。此外，浮阀边沿冲压出三块向下微弯的“脚”。当筛孔气速降低，浮阀降至塔板时，靠这三只“脚”使阀片与塔板间保持2.5mm左右的间隙；在浮阀再次升起时，浮阀不会被粘住，可平稳上升。浮阀塔的生产能力比泡罩塔约大20%～40%，操作弹性可达7～9，板效率比泡罩塔约高15%，制造费用为泡罩塔的60%～80%，为筛板塔的120%～130%。浮阀一般都用不锈钢制成，国内常用的浮阀有三种，即V-4型、T型与F1型。V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷嘴形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB1118—68）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm的钢板冲成，阀质量约33克，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25克设计方案的选择本设计任务是分离苯-甲苯混合物,对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程,设计中采用泡点进料,将原料液通过加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,其余部分经冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，产品经冷却后送入储罐。由于该物系易分离且从现代能源经济方面考虑最终选操作回流比为最小回流比的2倍。且从苯—甲苯的相关物性中可看出该物系可近似地看作理想物系。同时由于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，所以最终选择用浮阀塔来将该混合物系分离。第一章工艺计算1.1物料衡算1.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率=0.5=0.98=0.031.1.2总的物料衡算：D+W=75易挥发组分物料衡算：0.98D+0.03W=0.5*75得：D=37.1053kmol/hW=37.8947kmol/h1.2物性参数的计算1.2.1温度的计算由苯甲苯的气液平衡关系表3-21可知：（101.3KPa）温度t/℃苯的摩尔分数温度t/℃苯的摩尔分数液相x/％汽相y/％液相x/％汽相y/％110.560.000.0090.1155.075.5109.911.002.5080.8060.079.1108.793.007.1187.6365.082.5107.615.0011.286.5270.085.7105.0510.020.885.4475.088.5102.7915.029.484.4080.091.2100.7520.037.283.3385.093.698.8425.044.282.2590.095.997.1330.050.781.1195.098.095.5835.056.680.6697.098.894.0940.061.980.2199.099.6192.6945.066.780.01100.0100.091.4050.071.3温度的确定由表3-21中数据利用插值法确定进料温度,塔顶温度，塔底温度进料温度：==91.40℃塔顶温度：==80.435℃塔底温度：=0.03=108.79℃精馏段平均温度：===85.9175℃提馏段平均温度：===100.095℃1.2.2密度的计算塔顶温度：℃汽相组成:进料温度：℃汽相组成:塔釜温度：℃汽相组成:精馏段平均液相组成：精馏段平均汽相组成：精馏段液相平均相对分子量：精馏段汽相平均相对分子量：提馏段平均液相组成：提馏段平均汽相组成：提馏段液相平均相对分子量：提馏段汽相平均相对分子量：表3-23苯和甲苯的液相密度温度t/℃8090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0利用表3-23中的数据利用插值法确定进料温度,塔顶温度，塔底温度下的A(苯)和B（甲苯）的密度=91.40℃，℃,℃，所以：同理算得：1.2.3混合液体表面张力的计算表3-24苯和甲苯的表面张力温度t/℃809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31利用表3-24中数据计算进料温度,塔顶温度底温度下的苯和甲苯的表面张力苯的表面张力：甲苯的表面张力：1.2.4混合物的黏度表3-25苯和甲苯的黏度温度t/℃80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228利用表3-25中数据计算进料温度,塔顶温度，塔底温度下的苯和甲苯的黏度苯的黏度：甲苯的黏度：1.2.5相对挥发度的计算由得由得由得精馏段平均相对挥发度：提馏段平均相对挥发度：全塔平均相对挥发度：1.3.理论塔板数及实际塔板数的计算1.3.1最小回流比的计算由泡点进料q=1q线方程：得：由平衡线方程：带入得到取操作回流比61.3.2操作线方程的确定精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：1.3.3精馏塔理论板数的计算采用逐板计算法计算理论塔板①（精馏段）此时精馏段理论板数为6层，第7层为进料板②（提馏段）此时提馏段理论塔板数为7层（含塔釜）理论板数为13层（包含塔釜）1.3.4全塔效率计算实际塔板数的计算以及全塔效率的计算精馏段已知提馏段已知实际塔板数计算：实际塔板数为25层。吉林化工学院化工原理课程设计PAGEPAGE33吉林化工学院化工原理课程设计PAGE16第二章板式塔主要的工艺尺寸的设计计2.1.1操作压力计算塔顶压强=101.325kPa，每层塔板压降ΔP=0.7kPa，进料板压力=101.325+13×0.7=111.425kPa，塔底压力=101.325+24×0.7=118.125kPa精馏段平均操作压强Pm=(101.325+111.425)/2=106.375kPa提馏段平均操作压强pm’2.1.2热量衡算①加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气，本设计选用温度140℃原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气压力越高冷凝温差越大，管程数相应减，小，但蒸气压力不宜太高。②比热容的计算由理想气体定压比热容式中—理想气体定压比热容，；—计算比热容所取的温度，；—理想气体比热容方程系数，见下表。名称ABC苯甲苯塔顶温度下的比热容进料温度下的比热容塔底温度下的比热容③塔顶温度下的汽化潜热表3-26苯和甲苯的汽化潜热温度t/℃8090100110120394.1386.9379.3371.5363.2379.9373.8367.6361.2354.6℃下，利用表3-26数据利用插值法计算塔顶：℃时候塔顶气体上升的焓回流液的焓回流液组成与塔顶组成相同离开系统的热量：塔顶馏出液的焓冷凝器消耗的焓进料口的焓塔底残液的焓再沸器热负荷计算塔釜热量损失为10%，则设再沸器损失：因为得：2.1.3气液相体积流量的计算精馏段液相质量流量气相质量流量液相体积流量汽相体积流量提馏段饱和液进料q=1液相质量流量汽相质量流量液相体积流量汽相体积流量2.1.4精馏塔塔径的计算（1）精馏段塔径D的计算选板间距=0.45m，取板上液层高度=0.07m，故－查史密斯关联图得，C20=0.076依式校正到物系张力为20.715mN/m时的C：取安全系数为0.80=0.80=1.320.80=1.056m/s则精馏段塔径D=按标准塔经圆整为D=1.则精馏段塔截面积为AT=实际空塔气速为U=（2）提馏段塔径D的计算：选板间距=0.50m，取板上液层高度=0.07m，故－查史密斯关联图得，C20=0.084依式校正到物系张力为19.388mN/m时的C：取安全系数为0.80=0.80=1.3930.80=1.114m/s提馏段塔径D=按标准塔经圆整为D=1.提馏段塔截面积为At=实际空塔气速为U=2.2塔体工艺尺寸的计算2.2.1精馏塔塔径的计算（1）精馏段塔径D的计算选板间距=0.50m，取板上液层高度=0.07m，故－查史密斯关联图得，C20=0.085依式校正到物系张力为20.715mN/m时的C：取安全系数为0.70=0.70=1.4690.70=1.028m/s则精馏段塔径D=按标准塔经圆整为D=1.6m则精馏段塔截面积为AT=实际空塔气速为U=（2）提馏段塔径D的计算：选板间距=0.45m，取板上液层高度=0.07m，故－查史密斯关联图得，C20=0.090依式校正到物系张力为19.388mN/m时的C：取安全系数为0.80=0.80=1.4920.80=1.19m/s提馏段塔径D=按标准塔经圆整为D=1.提馏段塔截面积为At=实际空塔气速为U=2.3塔板工艺尺寸的计算2.3.1溢流装置的设计由精馏段塔径D=1.4m溢流堰长=0.65D=0.65×1.4=0.91m出口堰高h=h-h式中：h——板上液层高，取0.07mh——板上方液头高度选用平行堰，则堰上液头高度可由下式计算：式中溢流收缩系数E可近似取为1对于精馏段：所以出口堰高：h=0.07-0.0113=0.057m对于提馏段：出口堰高：h=0.07-0.021=0.049m降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由查化工原理课程设计图3-16得Wd/D=0.124，Af/AT=0.0721故Wd=0.124×1.4=0.1736mAf=0。0721×1.5386=0.计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,即精馏段提馏段故降液管设计符合要求。降液管底隙高度h的计算取液体通过降液管底隙的流速，则降液管底隙高度h可依下式计算：对于精馏段：对于提馏段：所以可知降液底隙高度设计合乎要求，且选用凹形受液盘深度为50mm。2.3.2浮阀布置设计浮阀的形式很多，如F1型、十字架型、V-4型、A型、V-O型等，目前应用最广泛的是F1型（相当于国外V-1型）。F1型又分为重阀（代号为Z）和轻阀(代号为Q)两种，分别由不同厚度薄板冲压而成，前者重约32克，最为常用；后者阻力略小，操作稳定性也略差，适用于处理量大并要求阻力小的系统，如减压塔。V-4型基本上和F1型相同，除采用轻阀外，其区别仅在于将塔板上的阀孔制成向下弯的文丘里型以减小气体通过阀孔阻力，主要用于减压塔。两种形式阀孔的直径d0均为39mm。阀孔一般按正三角形排列，常用中心距有75、100、125、150mm等几种，它又分为顺排和错排两种，通常认为错排时两相接触情况较好，采用较多。对于大塔，当采用分块式结构时，不便于错排，阀孔也可按等腰三角形排列。此时多固定底边尺寸B,例如B为70、75、80、90、100、110mm等。如果塔内气相流量变化范围大，可采用一排重阀一排轻阀方式相间排列，以提高塔的操作弹性。当气体流量已知时，由于阀孔直径给定，因而塔板上浮阀的数目N即浮阀数就取决于阀孔的气速,并可按下式求得：阀孔的气速常根据阀孔的动能因子来确定。反映密度为的气体以速度通过阀孔时动能的大小。综合考虑对塔板效率、压力降和生产能力等的影响，根据经验可取=8～12，即阀孔刚全开时比较适宜，由此可知适宜的阀孔气速为①塔板分块因D=1400mm，故采用分块塔板，查表的分为四块。②边缘安定区宽度的确定取破沫区宽度WS=WS=0.10m边缘区宽度WC=0.060m③浮阀数目，阀孔排列及塔板布置预选取发空功能因子F0=12精馏段：每层塔板上的浮阀数目取122个计算塔板鼓泡区面积其中R=D/2–WC=1.4/2–0.06=0x=D/2–（Wd+WS）=1.4/2–（0.1736+0.10）=0.浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm，估算排列间距考虑到塔径较大采用分块式塔板，不宜采用77.5mm小于此值，故取=65mm以等腰三角形排列作图重排得浮阀数为236个。按N=136个重新核算孔速和阀孔动能因子阀孔动能因子变化不大仍在9-13之间。塔板开孔率提馏段：按t=75mm,等腰三角形叉排作图的140个。按N=140个阀孔重新核算动能因子与孔速阀孔动能因子变化不大仍在9-13之间。塔板开孔率=2.3.3浮阀板流体力学验算气体通过浮阀塔板的静压头降因为,②板上漏层阻力即塔板上含气液层静压头降选充气因数ε0=0.5==0.5×0.07=0.035m③液体表面张力造成的静压头降对浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力阻力很小，计算时一般可以忽略。所以气体通过浮阀塔板的静压头=0.05+0.035=0.085换算成单板压降△Pf=hfg=0.085×805.24×9.81=670.76Pa<700Pa提馏段：eq\o\ac(○,1)因为,②板上漏层阻力即塔板上含气液层静压头降选充气因数ε0=0.5==0.5×0.07=0.035m③液体表面张力造成的静压头降对浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力阻力很小，计算时一般可以忽略。所以气体通过浮阀塔板的静压头=0.042+0.035=0.077m换算成单板压降△Pf=hfg=0.077×790.96×9.81=596.858Pa<700Pa降液管液面高度的计算eq\o\ac(○,1)单层气体通过塔板的压降相当于液柱高度hp1=0.085m②液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式m③板上液层高度：hL=0.07m,从而可知，符合防止液泛的要求。（2）提馏段：eq\o\ac(○,1)单层气体通过塔板的压降相当于液柱高度hp2=0.077m②液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式m③板上液层高度：hL=0.07m,从而可知，符合防止液泛的要求液沫夹带量计算判断液沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率F1来完成的。泛点塔板上液体流程长度塔板上液流面积m2苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数CF=0.13,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足<0.1kg(液)/kg(干气体)的要求。提馏段：取系数k=1.0,泛点负荷系数CF=0.13由以上计算可知，符合要求根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径和各项工艺尺寸是合适的。2.4塔板负荷性能图2.4.1液沫夹带线的绘制液沫夹带线上线时，ev=0.10.1则有=（1）精馏段：整理可得：（2）提馏段：整理得：2.4.2液泛线的绘制当降液管中泡沫总高度=（HT+）时将出现液沫由此确定液泛线而式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系。即对于精馏段：解得液泛方程对于提馏段：解得液泛方程2.4.3漏液线的绘制精馏段计算取动能因数F=5提馏段计算因此不会产生漏液现象2.4.4液相负荷的下限线的绘制对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体符合标准==0.006式中E=12.4.5液相负荷的上限线的绘制液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5秒，液体在降液管中停留时间为以t=5s座为液体在降液管中停留时间的下限图表SEQ图表\*ARABIC1图表22.4.6小结从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得精馏段气相负荷上限Vsmax=2.41m3/s,气相负荷下限Vsmin=1.62提馏段气相负荷上限Vsmax=2.45m3/s,气相负荷下限Vsmin=1.60塔板的这一操作弹性在合理的范围(3～5)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。

第三章辅助设备及选型3.1接管的计算与选择3.1.1进料管的选择则进料管的直径可由以下公式计算：式中：为料液在进液管内的流速，且取=1.6m/s选取规格的热轧无缝钢管。3.1.2回流管的选择冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高。即回流管设计如下：回流管直径依下式计算：为液料在回流管内的流速，且取=1.6m/s选取规格的热轧无缝钢管。3.1.3釜底出口管路的选择为液料在釜底出口管内的流速，且取=1.6m/s3.1.4塔顶蒸汽管从塔顶至冷凝器的蒸汽管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压过程中，过大压降会影响塔的真空度。为液料在塔顶蒸汽管内的流速，且取=20m/s；近似取为精馏段的体积流率，且=1.057。取3.1.5加料蒸汽管的选择式中：为液料在塔顶蒸汽管内的流速，且取=23m/s；3.1.6塔总体高度的计算(1)塔总体高度利用下式计算。封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1400mm，可查得曲面高=350mm,直边高度=40mm，这样封头高为0.390m。内表面积A=2.3005容积V=0.42023.1.7裙座的计算塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径>800mm,故裙座壁厚取16mm。基础环内径：=(1400+214)-0.2103=1228mm基础环外径：=(1400+214)+0.2103=1628mm圆整：，；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取M30.3.1.8人孔的设计人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由