苯乙苯浮阀精馏塔设计书.docx

1、苯乙苯浮阀精馏塔设计书目录一、 课程设计任务书 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 1二、 前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -2三、 物料衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 3四、 热量衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -

2、 - - - - - - - - - - 3五、 塔板工艺尺寸计算(精馏段)- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -71、塔径 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -72、溢流装置 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -73、塔板布置及浮阀数目与排列 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -8六、 塔板流体力学验算

3、- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -91、气相通过浮阀塔板的压强降- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 9 2、淹塔- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -9 3、雾沫夹带 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -10七、 塔板负荷性能图 - - - - - - - - -

4、- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 101、雾沫夹带线 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 10 2、液泛线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 11 3、液相负荷上限线 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 11 4、漏液线- - - - - - - - - - - - - - -

5、 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -12 5、液相负荷下限线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 12八、计算结果-13九、 提馏段相关计算（塔板工艺尺寸，流体力学验算，负荷性能图）- - - - - -14十、计算结果列表- - - - - - - - - - - - - - - - - 20十一、参考文献- - - - - - - - - - - - - - - - - 21 第一节 设计任务书题 目：设计一个分离苯乙苯双组分均相混合液的常压连续浮阀精馏塔。工艺条件

6、及数据：原料液量13000kg/h，含苯42%(质量分率，下同)，料液可视为理想溶液；馏出液含苯98%，残液含乙苯97%；泡点进料。操作条件：常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2(绝压)；冷却水进口温度30，出口温度40；设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。 设计内容：物料衡算，热量衡算；塔板数，塔径计算；溢流装置，塔板设计；流体力学计算，负荷性能图。第二节 前言在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。它的应用面广，量大。据统计，塔设备无论其投资费用还是所消耗的钢材重量，在整个过程设备中所占的比例都相当高。塔设备的

7、作用是实现气（汽）液相或液液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的目的，塔设备广泛用于蒸馏，吸收，介吸（气提），萃取，气体的洗涤，增湿及冷却等单元操作中，它的操作性能好坏，对整个装置的生产，产品产量，质量，成本以及环境保护，“三废”处理等都有较大的影响。目前，塔设备的种类很多，对塔设备进行分类：按操作压力分有加压塔，常压塔，减压塔；按单元操作分有精馏塔，吸收塔，介吸塔，萃取塔，反应塔，干燥塔等；按内部结构分有填料塔，板式塔。目前工业上应用最广泛的还是填料塔和板式塔。板式塔的种类很多，按塔板的结构可以分为：泡罩塔，筛板塔，浮阀塔，舌形塔等。目前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔因具有

8、优异的综合性能，在设计和选用塔型时常被首选的板式塔。优点：生产能力大，比泡罩塔提高20%40%；操作弹性大，在较宽的气相负荷范围内，塔板效率变化较小，其操作弹性较筛板塔有较大的改善；塔板效率较高，因为它的气液接触状态较好，且气体沿水平方向吹入液层，雾沫夹带较小；塔板结构及安装较泡罩塔简单，重量较轻，制造费用低，仅为泡罩塔的60%80%左右。其缺点：在气速较低时，仍有塔板漏液，故低气速时板效率有所下降；浮阀阀片有卡死吹脱的可能，这会导致操作运转及检修的困难；塔板压力降较大，妨碍了它在高气相负荷及真空塔中的应用。因此在此次设计中，我采用浮阀塔。第三节 物料衡算：进料组成： XF=（42/78）（4

9、2/78+58/76） =0.4960 XD=（98/78）（98/78+2/106) =0.9852 XW=（ 3/78）（3/78+97/106） =0.0403原料液的平均摩尔质量： MF= 0.496078 +（10.4960）106 = 92.112全塔的物料衡算：F=13000/92.112 =141.13 Kmol/h F= D+W F XF =D XD +W XW 把已知数据带入上式，得 141.3=D+W 141.30.4960=D0.9852+W0.0403 解得 D=68.06 Kmol/h W=73.07 Kmol/h第四节 热量衡算：求相对挥发度： Lg Po = A

10、 B（t+C） 查表得： A B C苯 6.0231206.35 220.24 乙苯 6.079 1421.91 212.93将P=101.325 KPa代入式,在分别代入苯和乙苯的A,B,C。求得苯的沸点为80.0488,乙苯的沸点为136.1520。Lg PAo = 6.0231206.35/ (136.1520+220.24) 得 PAo =434.614Lg PBo = 6.0791421.9 / ( 80.0488 +212.93) 得 PBo = 16.815在80.0488136.1520间分成七段： t8088 96 104 112 120 128136PAo101.32512

11、8.626161.560200.657246.627300.203362.131434.614PBo16.81522.59229.94339.12850.46064.28480.969101.325 x 10.743 0.542 0.385 0.259 0.1570.072 0 y 10.943 0.8650.762 0.631 0.465 0.257 06.02585.69355.39545.12824.88754.67004.47254.2893 m = (5.69355.39545.12854.88754.67004.4725)1/6 = 5.02作t-x-y图，见附图一，由XD=0.9

12、852，XW=0.0403 查得：塔顶t=82.5 塔底t=129.5,由手册1查得, t=82.5 乙苯 =20 mN/m 苯 = 21 mN/mt=129.5乙苯 =14.9 mN/m 苯 = 15 mN/m 顶=苯XD+乙苯(1XD )210.9852+20(10.9852) =20.9852 mN/m 底=苯XW+乙苯(1XW )150.0403+14.9(10.0403) =14.90403 mN/m求Rmin ,Nmin Rmin = 1/（1）XD / XF（1 XD）/（ 1XF ）=1（51）0.98520.49605（10.9852）（10.4960）=0.46Nmin =

13、 Lg XD /(1XD)(1XW)/ XD / Lgm1 = Lg0.9852/(10.9852) (10.0403)/0.0403 / Lg 5.021= 3.55通过R=1.17.5 Rmin ，求 （R Rmin）/（R+1），根据李德方程式Y=0.5458270.591422X+0.002743/X，求出（NNmin）/（N+2）画RN图，见附图 ： 1.11.21.3 1.4 1.5 1.6 1.7 1.8 1.9 2.03.06.07.07.5（R Rmin）/（R+1）0.0310.0590.0860.1120.1360.1590.1810.2010.2210.2400.387

14、0.6120.6540.654（N Nmin）/（N+1）0.620.560.530.500.490.470.450.440.430.420.320.190.180.16R0.5060.5520.5980.6440.6900.7360.7820.8280.8740.9201.382.763.223.45 N12.6110.619.819.108.888.478.097.917.747.576.164.854.774.76由图得， Ropt = 0. 640 Nopt = 9.5 10塔高 在塔顶,塔底温度下的粘度2,如下表：82.5129.5苯0.306 cp0.172 cp乙苯0.388 c

15、p0.232 cp 顶 = 0.306 XD +0.388(1XD) =0.307 cp 底 = 0.172 XW +0.232(1XW) =0.230 cp = (顶 +底) / 2 = 0.268 cp 全塔效率 ET =0.49()-0.245 =0.455 NP = NT / ET =10/0.455 =22块 Z =( NP 1) HT =(221)0.45 =9 m求LS , VS 精馏段： M=78XD +106（1XD）=780.9852+106(10.9852) = 78.41 g/mol 由化工原理上册附录查得, 20时, 苯 =880 Kg/m3 ，乙苯 =867 Kg/

16、m3 由于液体密度随温度变化不大，因此可视为定值。 L =880 XD +867（1XD）=8800.9852+867(10.9852)=879.81 Kg/m3 V =PM/RT顶 = 101.32578.41 / 8.315(273+82.5) = 2.69 Kg/m3对精馏段进行物料衡算： V =L+D=（R+1）D =（0.640 +1）68.06 = 111.61 Kmol/h L =RD =0.640 68.06 =43.55 Kmol/h VS =V M / 3600V =112.0278.41 / 36002.69 =0.904 m3 / S LS =LM / 3600L =

17、43.5578.41 / 3600879.81=0.0011 m3 / S提馏段： M = 780.0403+106(10.0403) =104.87 g/mol L =880 XW +867（1XW）=8800.0403+867(10.0403)=867.52 Kg/m3 V =PM/RT第 = 101.325104.87 / 8.315(273+129.5) = 3.17 Kg/m3 V =V =111.61 Kmol/h L = L+qF = 43,55+1141.13 = 185.16 Kmol/h VS =V M / 3600V =111.61104.87 / 36003.17=1.

18、029 m3 / S LS =LM / 3600L = 43.55104.87 / 3600867.52=0.0062 m3 / S热量衡算 由手册3查得：82.5 苯 =129Kcal / Kg=42260.4 KJ/Kmol 乙苯 =10.2 Kcal / g分子=42840 KJ/Kmol129 苯 =152.8Kcal / Kg=50057.28KJ/Kmol 乙苯 =9.02Kcal / g分子=37884KJ/Kmol 顶 =苯 XD +乙苯(1XD)=42260.40.9852+42840(10.9852) = 42268.98 KJ/Kmol 底 =苯 XW+乙苯(1XW)=5

19、0057.280.0403+37884(10.0403) = 38374.58 KJ/Kmol精馏段：Q =V=W水 CPC （t2 t1） W水 = V / CPC （t2 t1）=111.6142268.98/ 4.174(4030)=113024.45Kg/h提馏段：加 =(2258.4 KJ/Kg) / (1/18 Kmol/Kg) =40651.2 KJ/Kmol Q = V +QL = V加加 V = 0.95 V加加 V加 = V / 0.95加 =111.6138374.58/ 0.9540651.2=110.90 Kmol/h精馏段 第五节 塔板工艺尺寸计算：塔径： 欲求塔径

20、应先求出空塔气速 u ，而 u =（安全系数） umax umax = C（LV）/V1/2 C可由史密斯关联图查出，横标的数值为： （Lh / Vh）（L / V ）1/2 = （0.0011/ 0.904）（879.8/ 2.69）1/2 =0.022 取板间距HT = 0.045 m ，取板上液层高度hL = 0.05 m ，则图中参数值为 HT hL = 0.450.05 =0.40 m 根据以上数值，由史密斯关联图查得C20 =0.085 。因物系表面张力=21 mN/m ，校正，即C = C20 (/20)0.2 = 0.086 ，则 umax = 1.553 m/s 取安全系数为

21、0.8，则空塔气速为 u =0.8 umax = 0.81.553 = 0.963 m/s 塔径 D = （4 VS / u）1/2 =（40.904 / 1.242）1/2 = 0.963 m 按标准塔径圆整为D = 1 m ，则塔截面积 AT = D2 /4 = 0.785 m2 实际空塔气速 u =0.904/ 0.785 = 1.51 m/s溢流装置 选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：堰长lW ：取堰长lW = 0.6 D，即lW = 0.61=0.6 m出口堰高hW ：hW =hL hOW ，采用平直堰，堰上液层高度hOW可依 hOW = （2.84/1000）E(Lh

22、/ lW )2/3 计算，近似取E=1，则可根据化工原理下册列线图3-查出hOW 值。因lW =0.6 m，Lh =0.00113600 = 3.96 m3 /h，由该图查得 hOW = 0.01 m ，则hW = 0.04 m 。堰高hW 一般在0.030.05 m范围内，因此符合要求。弓形降液管宽度 Wd 和面积 Af ：用化工原理下册图3-10求取 Wd及 Af ，因为lW / D =0.6，由该图查得：Af / AT= 0.0550，Wd / D = 0.110，则 Af = 0.5500.785 = 0.043 m2 Wd = 0.1101 =0.110 m 依下式验算液体在降液管中

23、停留时间，即 = 3600 Af HT / Lh = Af HT / LS = 0.0430.110 / 0.011 = 17.59 s 停留时间5 s ,故降液管尺寸可用。降液管底隙高度 ho： 依下式知：ho=Lh / （3600lW uo ） = LS / （lW uo ） 取降液管底隙处液体流速 uo = 0.08 m/s ，则 ho = 0.0011 / （ 0.60.08 ）=0.029 m 取 ho =0.03 m 小塔 一般取2530 mm，故符合要求。塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子 Fo = 12，用下式求孔速 uo ， uo = Fo / （V ）1/2 = 12

24、 / （2.49 ）1/2 = 7.32 m/s 依下式求每层塔板上的浮阀数，即 N = VS / （ d2o uo /4 ）= 0.904/ （ 0,0392 7.32 /4 ） = 103 取边缘区宽度 WC = m ，破沫区宽度 WS = m 。依下式计算塔板上的鼓泡区面积，即 AS = 2x（R2x2）1/2 + R2 arcsin（x/R）/ 180 R =D/2 WC = 1.0/2 0.04 =0.46 m x = D/2 （Wd + WS ）= 1.0/2 （0.110+ 0.06） =0.33 m AS =20.33（0.4620.332）1/2 + 0.462arcsin（

25、0.33/0.46）/ 180 = 0.550 m2 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t = 75 mm=0.075 m ，则可按下式估算排间距t，即 t = AS / (Nt) = 0.550/(1030.075) =0.072 m= 72 mm 考虑到塔的饿直径较大,必须采用分快式塔板,而各分快板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 72 mm，而应小于此值，故取t = 65mm = 0.065 m 。 按t=75 mm，t= 65 mm 以等腰三角形叉排方式作图，见附图三,排得阀数 95 个。 按N= 95重排核算孔速及阀孔动能因数： uo = 0.

26、904 / （0.039）2 95 /4 = 7.97m/s Fo = 7.97 （2.69）1/2 = 12 阀孔动能因数Fo 变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率 = u / uo = 1.242 /7.97 100% = 15.58 %第六节 塔板流体力学验算：气相通过浮阀塔板的压强降 可根据下式计算塔板压强降，即 hP = hC + h1 + h干板阻力：由下式计算，即uoc =（73.1 /V）1.825 = (73.1/2.69）1.825 = 6.10 m/s 因uo uoc ，故按下式计算干板阻力，即 hC =5.34V u 2o /（L 2 g） = 5.342.69 8.

27、45 2 /（879.812 9.81）= 0.059 m液柱板上充气液层阻力：本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 o = 0.5 。根据下式知，h1 =o hL =0.5 0.05 = 0.025 m液柱液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为 hP =0.059 + 0.025 = 0.084 m液柱则 单板压降 PP = hP L g = 0.084879.81 9.81 = 725.0 Pa淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd（HT + hW ） 。Hd 可用下式计算，即

28、 Hd = hP + hL + hd与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hP ：前已算出 hP = 0.084 m液柱液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按下式计算，即 hd = 0.153（LS / lW ho ）2 = 0.153（ 0.0011 / 0.6 0.026）2 = 0.00076 m液柱板上液层高度：前以选定板上液层高度为 hL =0.050 m则 Hd = 0.084 + 0.05 +0.00076 = 0.135 m 取= 0.5 ，又已选定 HT = 0.45 m，hW =0.04 m。则 （HT + hW ）= 0.5 （ 0.45 +0.04 ）= 0.245 m可见Hd（HT + hW ），符合防止淹塔的要求。雾沫夹带 按下式计算泛点率，即 泛点率 = VS V/（LV）1/2 +1.36 LS ZL /K CF AT 100%或 泛点率 = VS V/（LV）1/2 /0.78K CF AT 100%板上液体流径长度 ZL =D2 Wd = 1 2 0.11 = 0.78 m 板上液流面积 Ab = AT 2 Af = 0.785 2 0.043 = 0.699 m2苯和乙苯正常系统，