苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案9.docx

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苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案9

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%，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=<1.2～2）Rmin。

3．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

↑↓回流

原料→原料罐→原料预热器→精馏塔

↑回流↓

再沸器←→塔底产品冷却器→甲苯的储罐→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：

3

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，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=<30+0.5*19）%=39.5%；

塔顶产品质量分数xd=98%，摩尔分数为97.6%；

塔底产品质量分数xw=2%，摩尔分数为1.7%；

由公式：

F=D+W

F*xf=D*xd+W*xw

代入数值解方程组得：

塔顶产品（馏出液>流量D=41.067Kmol/h=0.89Kg/s；

塔底产品（釜液>流量W=53.218Kmol/h=1.360Kg/s。

3.3.2．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℃Pa*=144.544P，Pb*=57.809P,

当xa=0.98时，假设t=80.1℃Pa*=100.432P，Pb*=38.904P,

当xa=0.02时，假设t=108℃Pa*=222.331P，Pb*=93.973P,

t=92℃，既是进料口的温度，

t=80.1℃是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，

t=108℃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

所以平衡方程为y=ax/[1+（a－1>x]=2.500x/<1+1.500x），

最小回流比Rmin为

Rmin=[xd/xf-a（1-xd>/（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+1>D＝3.139*0.89=2.794，

所以，精馏段操作线方程yn+1=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=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-q>F＝2.794。

所以，提馏段操作线方程ym+1=L'xm/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y1=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xn,一直到xn

第一板y1=xd0.98

x1=y1/[y1+a（1-y1>]0.9514

第二板y2=0.681x1+0.3110.9592

x2=y2/[y2+a（1-y2>]0.9039

第三板y3=0.681x2+0.3110.9268

x3=y3/[y3+a<1-y3>]0.8351

第四板y4=0.681x3+0.3110.8799

x4=y4/[y4+a（1-y4>]0.7456

第五板y5=0.681x4+0.3110.8189

x5=y5/[y5+a（1-y5>]0.6440

第六板y6=0.681x5+0.3110.7497

x6=y6/[y6+a（1-y6>]0.5451

第七板y7=0.681x6+0.3110.6823

x7=y7/[y7+a（1-y7>]0.4621

第八板y8=0.681x7+0.3110.6258

x8=y8/[y8+a（1-y8>]0.4008

第九板y9=0.681x8+0.3110.5840

x9=y9/[y9+a（1-y9>]0.3596

x9

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

第十板y10=1.487x9-0.0080.5267

x10=y10/[y10+a（1-y10>]0.3080

第十一板y11=1.487x10-0.0080.4500

x11=y11/[y11+a（1-y11>]0.2466

第十二板y12=1.487x11-0.0080.3587

x12=y12/[y12+a（1-y12>]0.1828

第十三板y13=1.487x12-0.0080.2638

x13=y13/[y13+a（1-y13>]0.1254

第十四板y14=1.487x13-0.0080.1784

x14=y14/[y14+a（1-y14>]0.0799

第十五板y15=1.487x14-0.0080.1108

x15=y15/[y15+a（1-y15>]0.0475

第十六板y16=1.487x15-0.0080.0626

x16=y16/[y16+a（1-y16>]0.0260

第十七板y17=1.487x16-0.0080.0307

x17=y17/[y17+a（1-y17>]0.0125

x17

精馏段和提馏段都需要八块板。

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μa（mPa.s>＝0.25，

甲苯在泡点是的黏度μb（mPa.s>＝0.27，

所以：

平均黏度μav（mPa.s>＝μa*xf+μb*（1-xf>＝0.25*0.395+0.27<1-0.395）=0.262

所以：

总板效率E=1/[0.49（a*μav>e0.245]＝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塔数据更为安全可靠。

所以：

气相体积流量Vh（m^3/h>＝3325.713219，Vs（m^3/s>＝0.923809227，

液相体积流量Lh（m^3/h>＝25.123146，Ls（m^3/h>＝0.006978652。

查表得，液态苯的泡点密度ρa（Kg/m^3>＝792.5，

液态甲苯的泡点密度ρb（Kg/m^3>＝790.5，

根据公式1/ρl=x1/ρa+（1-x1>/ρb得，

液相密度ρl（Kg/m^3>＝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＋甲苯的摩尔分率*M甲苯

ρv=M’/22.4*273/（273+120>*P/P0得

气相密度ρv（Kg/m^3>＝2.742453103。

气液流动参数，Flv=Lh/Vh*（ρl/ρv>^0.5＝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Hl[常压塔<50～100mm>）]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δ（mN/m>，100℃时，查表苯18.85甲苯19.49

所以，平均液体表面张力为19.26427815，

根据公式:

C=C20*[（δ/20>^0.2]得，C=0.064514585.

所以，液泛气速uf（m/s>＝C*〔（ρl-ρv>^0.5〕/〔ρv^0.5〕＝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/u>^0.5＝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

⑴确定降液管结构

塔径D（mm>1200

塔截面积At（m^2>查表1.31

Ad/At（Ad/At>/%查表10.2

lw/Dlw/D查表0.73

降液管堰长lw（mm>查表876

降液管截面积的宽度bd（mm>查表290

降液管截面积Ad（m^2>查表0.115

底隙hb（mm>,一般取为30～40mm,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50～80mm．本设计取为60mm,

⑵降液管的校核

单位堰长的液体流量，（Lh/lw>（m^3/m.h>＝27.47661034，

不大于100～130，符合要求

堰上方的液头高度

how（mm>＝2.84*0.001*E*[（Lh/lw>^0.66667]＝25.86020181，

式中，E近似取一，how=25.86>6mm,符合要求。

底隙流速，ub（m/s>=Ls/lw/hb＝0.2544130，而且不大于0.3～0.5，符合要求。

⑶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0.115m^2,

受液区的面积按Ad计算，取为0.115m^2,

入口安定区得宽度bs'（mm>，一般为50～100，本设计取为60。

出口安定区得宽度bs'（mm>，一般为50～100，本设计取为60。

边缘区宽度bc（mm>，一般为50～75，本设计取为50，

有效传质区，Aa（m^2>＝2*{x*（r^2-x^2>^0.5+r^2*[arcsin（x/r>]}＝24.59287702.

塔板结构如下两图

9

⑷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F0一般取为8～12，本设计取为11.5。

阀孔气速，uo（m/s>=F0/[ρv^0.5]=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,中心距取为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*ρv^0.5=11.48368564，

开孔率ψ=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（m^2>=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*[ρv/（ρl-ρv>]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf=0.41815191，

F1=Vs*[ρv/（ρl-ρv>^0.5]/At/K/Cf/0.78=0.397830445，

泛点率F1＜（0.8～0.82>，F!

F2均符合要求。

⑵，塔板阻力的计算与较核

临界孔速u0c（m/s>=（73/ρv>^（1/1.875>=5.7525979

干板阻力，ho（m>=19.9/ρl*

充气系数ε0=0.4，塔板充气液层的阻力hl（m>=ε0*（hw+how>=0.034344081，

克服表面张力的阻力hσ，一般忽略不计，所以塔板阻力hf（m>=ho+hl+hσ=0.069643086。

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⑶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>^2]=0.009898418m,

降液层的泡沫层的相对密度φ=0.5,降液层的泡沫高度

hd'=hd/φ=0.019796837（m>,

Ht+hw=0.51m>hd’,合格。

⑷液体在降液管中停留时间较核平均停留时间τ＝Ad*Ht/Ls=7.740082575s,<不小于3～5s）,合格。

⑸严重泄漏较核

泄漏点气速u0'=F0/（ρv^0.5>=3.017734967，F0=5，

稳定系数，k=u0/u0'=2.296737127>1.5～2，合格。

3.3.8全塔优化<如下图）

曲线1是过量液沫夹带线，根据F2={Vs*[ρv/（ρl-ρv>]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/CfF2=0.8得，方程Vh=6588-14.289Lh，

曲线2是液相下限线，根据Lh=（0.00284^0.6667>*lw*（how^1.5>how=6mm得Lh（m^3/h>=2.690007381，

曲线3是严重漏液线，根据Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/（ρv^0.5>F0=5得Vh（m^3/h>=1349.696194，

曲线4是液相上限线，根据Lh=Ad*Ht／τ*3600τ=5s得Lh（m^3/h>=37.26，

曲线5是降液管泛线，根据hd<φ（Ht+Hw>，得Vh=（2.98*10E7-0.4*10E6*Lh^0.67-13.49*Lh^2>^0.5，

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（m^3/h>=4779，Vmin（m^3/h>=1349

操作弹性＝Vmax/Vmin=,3.542624166，大于2，小于4，合格

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3.3.9塔高

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τ为20min,

填充系数φ=0.7，

所以体积流量V（m^3/h>=Lh*τ/ρl/φ=1.679350119，

所以釜液高度ΔZ（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

⑴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/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，

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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=130℃>，

所以需要的加热蒸汽的质量流量Gr（Kg/s>=Qr/rR=0.535633644。

⑵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/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℃，冷却水的出口温度t2=70℃，

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

⑴回流液接管尺寸

体积流量Vr（m^3/s>=L/ρ=0.002893769，管流速ur（m/s>=0.3，

回流管直径d（mm>=（4*Vr/3.1415/ur>^0.5=110.8220919=φ133*6；

⑵进料接管尺寸

料液体积流率Vf（m^3/s>=F/ρ=0.003792206，管流速uf（m/s>=0.5，

进料管直径，d0（mm>=（4*Vf/3.1415/uf>^0.5=98.26888955=φ108*5；

⑶釜液出口管

体积流量Vw（m^3/s>=L'/ρ=0.006685975，管流速uw（m/s>=0.5

出口管直径dw（mm>=（4*Vw/3.1415/uw>^0.5=130.4825516=φ159*8；

⑷塔顶蒸汽管

体积流量Vd（m^3/s>=V/ρv=1.176497471，管流速ud（m/s>=15，出口管直径dd（mm>=（4*Vd/3.1415/ud>^0.5=316.0129882=φ377*8。

3.3.11辅助设备设计

⑴再沸器

因为蒸汽温度ts（℃>=130，釜液进口温度t1'（℃>=100，釜液出口温度t2'（℃>=110，

所以传质温差Δtm（℃>=[（ts-t1'>-（ts-t2'>]/ln[（ts-t1'>/（ts-t2'>]=24.66303462，

因为传质系数K1（W/m^2/K>=300，

所以传质面积A（m^2>=Qr/K/Δtm=157.6442694。

⑵冷凝器

因为蒸汽进口温度T1（℃>=100，蒸汽出口温度T2（℃>=80，冷却水的进口温度t1=25℃,冷却水的出口温度t2=70℃，

所以传质温差Δtm'（℃>=（Δt1-Δt2>/ln（Δt1/Δt2>=41.2448825，

因为K2（W/m^2/K>=250，

所以，传质面积A'（m^2>=Qc/K2/Δtm'=118.6764892。

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⑶储罐

Ⅰ原料罐

因为停留时间τ1