苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案9.docx

1、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221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

2、 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=1.22）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

3、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

4、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

5、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

6、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*=6.02232-1206.350/(t+220.237 安托尼方程 lgPb*=6.078

7、26-1343.943/(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61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

8、设，全塔的流率一致，相对挥发度也一致。 a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500x=2.500x/(1-xf/(a-11.426，所以 R=1.5Rmin2.139， 所以精馏段液相质量流量 L(Kg/sRD2.139*0.89=1.904，精馏段气相质量流量 V(Kg/s(R+1D3.139*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/sL+qF1.904+1*2.25=4.154， 提馏段气相质量流量 V(Kg/

9、sV-(1-qF2.794。 所以，提馏段操作线方程 ym+1= Lxm/ V-Wxw/ V =1.487xm-0.0083.3.3 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=0.0172）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 0.9514 第二板 y2=0.681x1+0.311 0.9592x2=y2/y2+a(1-y2 0.9039第三板 y3=0.681x2+0.311 0.9268

10、x3=y3/y3+a 0.8351第四板 y4=0.681x3+0.311 0.8799x4=y4/y4+a(1-y4 0.7456第五板 y5=0.681x4+0.311 0.8189x5=y5/y5+a(1-y5 0.6440第六板 y6=0.681x5+0.311 0.7497x6=y6/y6+a(1-y6 0.5451第七板 y7=0.681x6+0.311 0.6823x7=y7/y7+a(1-y7 0.4621第八板 y8=0.681x7+0.311 0.6258x8=y8/y8+a(1-y8 0.4008第九板 y9=0.681x8+0.311 0.5840x9=y9/y9+a(

11、1-y9 0.3596x9xd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第十一板 y11=1.487x10-0.008 0.4500x11=y11/y11+a(1-y11 0.2466 第十二板 y12=1.487x11-0.008 0.3587x12=y12/y12+a(1-y12 0.1828第十三板 y13=1.487x12-0.008 0.2638x13=y13/y13+a(1-y13 0.1254第十四板 y14=1.487x13-0.008 0.1784 x14=y14/y14+a(1-y

12、14 0.0799第十五板 y15=1.487x14-0.008 0.1108x15=y15/y15+a(1-y15 0.0475第十六板 y16=1.487x15-0.008 0.0626x16=y16/y16+a(1-y16 0.0260 第十七板 y17=1.487x16-0.008 0.0307x17=y17/y17+a(1-y17 0.0125x170.25， 甲苯在泡点是的黏度b(mPa.s0.27， 所以：平均黏度av(mPa.sa*xf+b*(1-xf0.25*0.395+0.27e0.2450.544 实际板数 Ne=Nt/Et29.41230 实际精馏段塔板数为 Ne1=1

13、4.705=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(m3/h3325.713219，Vs(m3/s0.923809227， 液相体积流量 Lh(m3/h25.123146， Ls(m3/h0.006978652。 查表得，液态苯的泡点密度a(Kg/m3792.5， 液态甲苯的泡点密度b

14、(Kg/m3790.5，根据公式 1/l=x1/a+(1-x1/b 得， 液相密度l(Kg/m3791.1308658， 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 v=M/22.4*273/(273+120*P/P0 得气相密度v(Kg/m32.742453103。 气液流动参数，Flv=Lh/Vh*(l/v0.50.12830506， 根据试差法，设塔径 D(m1.2，根据经验关系:可设板间距 Ht0.45m, 清液层高度 Hl常压塔）取为50mm, 所以液体沉降高度 Ht-hl0.4m。 根据下图可查得，气相负荷因子

15、 C20= 0.065, 液体表面张力(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*(/200.2得，C= 0.064514585. 所以，液泛气速 uf(m/sC*(l-v0.5/v0.51.093851627。 设计气速 u(m/su=(0.60.8*uf0.765696139， 设计塔径 D(m=(Vs/0.785/u0.51.197147394，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

16、径 D(mm 1200塔截面积 At(m2 查表 1.31Ad/At (Ad/At/% 查表 10.2lw/D lw/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(m2 查表 0.115底隙 hb(mm, 一般取为 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 (m3/m.h27.47661034， 不大于100130，符合要求 堰 上 方 的 液 头 高 度 how(mm 2.84*0.

17、001*E*(Lh/lw0.66667 25.86020181， 式中，E 近似取一， how=25.866mm,符合要求。 底隙流速，ub(m/s =Ls/lw/hb0.2544130，而且不大于 0.3 0.5，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 0.115m2, 受液区的面积按 Ad 计算，取为 0.115m2, 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，

18、 有效传质区，Aa(m2 2*x*(r2-x20.5+r2*arcsin(x/r24.59287702. 塔板结构如下两图 9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/v0.5= 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

19、/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938实际阀孔动能因子，F0=u0*v0.5=11.48368564， 开孔率=n*d0*d0/D/D = 0.10985，一般 1014，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(m2 =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*v/(l-v0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf=0.41815191，F1=Vs*v/(l-v0.5/At/K/Cf/0.78=0.39783

20、0445，泛点率 F1(0.80.82，F!,F2 均符合要求。，塔板阻力的计算与较核 临界孔速 u0c(m/s =(73/v(1/1.875= 5.7525979 =19.9/ l*= 0*(hw+how= 0.034344081， 克服表面张力的阻力 h，一般忽略不计，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/hb2=0.009898418m, 降 液 层 的 泡 沫 层 的 相 对 密 度 =0.5, 降 液 层 的 泡 沫 高 度 hd=h

21、d/ =0.019796837(m, Ht+hw=0.51mhd,合格。 液体在降液管中停留时间较核 平均停留时间Ad*Ht/Ls=7.740082575s, =3.017734967，F0=5， 稳定系数，k=u0/u0= 2.296737127 1.52，合格。 3.3.8 全塔优化0.5+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=(0.002840.6667*lw*(how1.5 how=6mm 得 Lh(m3/h=2.690007381， 曲线3是严重漏液线，根据 Vh=3.1415926/4*d

22、o*do*F0*n/(v0.5 F0=5 得 Vh(m3/h= 1349.696194， 曲线 4 是液相上限线，根据 Lh=Ad*Ht*3600 =5s 得 Lh(m3/h= 37.26， 曲 线 5 是 降 液 管 泛 线 ， 根 据 hd ， 得Vh=(2.98*10E7-0.4*10E6*Lh0.67-13.49*Lh20.5，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(m3/h= 4779，Vmin(m3/h= 1349 操作弹性Vmax/Vmin=,3.542624166，大于2，小于4

23、，合格14 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, 釜液停留时间为 20min , 填充系数=0.7，所以体积流量 V(m3/h=Lh*/l/ =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

24、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， 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=130， 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

25、 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 回流液接管尺寸 体积流量 Vr(m3/s=L/=0.002893769，管流速 ur(m/s=0.3， 回流管直径 d(mm=(4*Vr/3.1415/ur0.5= 110.8

26、220919=133*6； 进料接管尺寸料液体积流率 Vf(m3/s=F/= 0.003792206，管流速 uf(m/s=0.5， 进料管直径，d0(mm=(4*Vf/3.1415/uf0.5=98.26888955=108*5； 釜液出口管体积流量 Vw(m3/s=L/=0.006685975，管流速 uw(m/s=0.5 出口管直径 dw(mm=(4*Vw/3.1415/uw0.5=130.4825516=159*8；塔顶蒸汽管体积流量 Vd(m3/s=V/v=1.176497471，管流速 ud(m/s=15， 出口管直径 dd(mm=(4*Vd/3.1415/ud0.5=316.01

27、29882=377*8。 3.3.11 辅助设备设计 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tm(=(ts-t1-(ts-t2/ln(ts-t1/(ts-t2= 24.66303462， 因为传质系数 K1(W/m2/K=300， 所以传质面积 A(m2=Qr/K/tm=157.6442694。 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tm(=(t1-t2/ln(t1/t2= 41.2448825， 因为 K2(W/m2/K=250， 所以，传质面积 A(m2=Qc/K2/tm=118.6764892。 16储罐 原料罐 因 为 停 留 时 间 1