分离苯甲苯混合液浮阀式精馏塔设计.docx

1、分离苯甲苯混合液浮阀式精馏塔设计前 言 错. 误! 未定义书签1.工艺流程的确定及说明 错. 误! 未定义书签2.精馏工艺设计 错. 误! 未定义书签物料衡算： 错. 误! 未定义书签平衡关系和塔内操作温度的确定 错 误! 未定义书签回流比的确定 错. 误! 未定义书签理论板数的计算 错. 误! 未定义书签实际板数的计算 错. 误! 未定义书签全塔效率 错. 误! 未定义书签3.精馏塔设备设计 错. 误! 未定义书签塔盘结构设计计算 错. 误! 未定义书签塔板初步设计 错. 误! 未定义书签溢流装置计算 错. 误! 未定义书签浮阀数目及排列 错. 误! 未定义书签塔板流体力学验算 错. 误!

2、未定义书签塔板压力降 hp 错. 误! 未定义书签液泛 错. 误!未定义书签雾沫夹带 错. 误! 未定义书签漏液 错. 误! 未定义书签液面落差 错. 误! 未定义书签液相负荷上限线 错. 误! 未定义书签液相负荷下限线 错. 误! 未定义书签液泛线 错. 误! 未定义书签漏液线 错. 误! 未定义书签4 结果与讨论 错. 误! 未定义书签设计结果 错. 误! 未定义书签课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运 用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在 整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。精馏是分离液体混合物 （含可液化的气体混

3、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。精馏过程在能量剂的驱动 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，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传 热的过程。主要设备：精馏装置系统一般有精馏塔，塔顶冷凝器、塔釜再沸器等相关 设备组成芳香族化合物是化工生产中重要的原材料，而苯和甲苯各有其重要作用。 苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料、树脂，合成农 药、合成橡胶、合成纤维和洗涤剂等等。甲苯不仅是有机化工合成的优良溶 剂，而且

4、可以合成异氰酸酯、甲酚等化工产品，同时还可以用来制造三硝基 甲苯、苯甲酸、对苯二甲酸、防腐剂、染料、泡沫塑料等。本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔， 实现苯甲苯的分离。 精馏塔 是大型的设备组装件，分为板式塔和填料塔两大类。板式塔又有筛板塔、泡 罩塔、浮阀塔等。鉴于设计任务的处理量不大，苯甲苯体系比较易于分离， 待处理料液清洁的特点，设计决定选用浮阀塔。浮阀塔于20世纪50年代初期在工业上开始推广使用， 由于它兼有泡罩塔 和筛板塔的优点，现已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油、化学工 业中使用最普遍。浮阀塔板的结构特点是在塔板上有若干大孔，每个孔上装 有一个可以上下浮动的阀片。浮阀塔具有

5、以下优点： 生产能力大。由于浮 阀塔板较大的开口率，故其生产能力比泡罩塔大，与筛板塔相似。 操作弹 性大。由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的 负荷操作范围比较宽。 塔板效率高。 气体压强降及液面落差较小。 塔的造价低。结合以上浮阀塔的特点， 决定使用浮阀塔来精馏分离此混合液。1.工艺流程的确定及说明进料时可以采用离心泵直接进料的方式，同时采用饱和液体进料，这种进 料方式使原料也加入后不会在加料板上产生汽化或冷凝，进料全部作为提馏 段的回流液，两段上升蒸汽流量相等。原料液在 25时从贮罐（ R-101）用离 心泵输送到塔前预热器（ E-101）中预热，然后再加一个换热器

6、直至接近泡点 温度为止，由精馏塔（ T-101）进料口进入塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝器， 在进料板上液体有一部分与自塔上部下部的回流液体混合后逐板溢流，最后 流到塔底。料液的一部分与自塔底上升的蒸汽相互接触进行热和质的传递过 程，上升的蒸汽由塔釜再沸器（ E-104）经饱和蒸汽换成 蒸汽由塔最下面一 块板上进入塔内， 逐层上升与溢流液体进行传质， 最后经塔顶冷凝器 （ E-102） 循环水冷凝成 下的饱和液体进入回流罐（ R-104），一部分重新回流，一部 分经塔顶冷却器（ E-103）用进口温度 15 的井水冷却到 25，输入苯贮槽。 塔底产品甲苯经换热器（ E-101）冷却至 25输入甲苯

7、贮槽（ R-102），再沸器 内水蒸气换热后变成同温度水可用于工人取暖和淋浴。2.精馏工艺设计3.物料衡算：对全塔进行物料衡算有F=D+WFxF =DxD +WxW即 =D+W=D+W平衡关系和塔内操作温度的确定表 2-1 苯 -甲苯物系在总压下的平衡数据溫度PA0/kPaPB0/kPax=(P-PB0)/(PA0-PB0)y=PA0x/P118488929610010410800=（+）/2= 根据表中数据画 t-x-y 图由 XF= 由 XD=查图可得 tF=94 查图可得 tD=由 XW=查图可得 tW=则塔内的定性温度 t= （81,13+）/2=回流比的确定进料方程：x=xF=平衡方

8、程2.465x1 1 x 1 1.465x联立两方程组可得 y=yq=xD yq 0.9537 0.6592得 Rmin =yq xq 0.6592 0.4402取 R=理论板数的计算由图解法求理论塔板数，见图精馏段操作线方程 y R x xD 0.6853 xR 1 R 10.3012由图可得共有块理论塔板，精馏段有 6 块，提馏段有块（包括再沸器）实际板数的计算2.5.1全塔效率由塔内定性温度为，可查得苯= ，甲苯=则L= -130+（） -13=0 则L=由此查精馏塔效率关联图可得 E= 取浮阀塔的系数为，ET=2.5.2实际板数 精馏段塔板数为 6/= 圆整 10 块 提馏段塔板数为

9、= 圆整 10 块 则第 11块板为加料板。4.精馏塔设备设计塔盘结构设计计算精馏段操作数据如下：物料苯分子量78操作压力操作温度液相密度Lm3气相密度vkg/m液相表面张力m液体最大流量 LSm3/s气体最大流量 VSs精馏塔的气相负荷 ;（1）L=RD=hLS=LM/3600L= m3/s （2）V=（R+1）D= kmol/hVS =VM/3600V=s3.1.1塔板初步设计1）暂定溢流型式初选单溢流，取板间距 HT=400mm2）估计塔径12 12Lh L 2 0.0023 807.5 2Vh V 1.040 2.66板间距 HT=，取板上液层高度 hL=则 HT-hL=根据以上数据，

10、可由史密斯关联图查得 C20=又物系表面张力=m，无需校正，即 C=C20=则 极限空塔气速 umax C L V max V取安全系数为，则空塔气速 u=s0.08 807.5 2.662.66则塔径 D4VS 4 1.040 1.287mu 0.8322 按标准塔径可圆整为 D=，则塔截面积 AT= D 1.4 1.54m244 实际空塔气速 u=VS/AT=s 塔径 D=，单溢流合适； D， HT=合适。3.1.2 溢流装置计算由于圆形降液管只适用于小直径塔，且易造成液相流量增大，形成淹塔，故选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：（ 1）堰长 lw取堰长 lw=，即（2）出口堰

11、高 hwlw=hw=hL-how 采用平直堰，则h 2.84 EhOW EOW 1000LhlW取 E=1 h 2.84 1 hOW 1OW 100020.0023 3600 30.023m0.84hw=hL-how=（3）弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af lw /D=，由图可查得 Af/AT=，Wd/D= 则 Af= = ，Wd= = 液体在降液管中的停留时间 Af HT 0.0847 0.40 14.7304s 5sLS 0.0023降液管尺寸合理。（4）降液管底隙高度 hoho=hW =3.1.3 浮阀数目及排列1）浮阀数此次实际采用的是 F1型重阀， Fo912时，板上所有阀全开，

12、操作性能 好。初取阀孔动能因数 FO=10do=VS d02 u 40 u04 1.0402 1420.0392 6.13（2）浮阀的排列取无效区宽度 WC=，安定区宽度 WS=由于塔径 D=，需采用分块式塔板四块 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，因为这种叉排方式气液接触效果较 好。取同一横排的孔心距 t=75mm= 考虑到塔径较大，必须采用分块式塔板，而分块式的支承与衔接也要占用一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜太大，故可取 t=65mm=按 t=75mm ，t=65mm 以等腰三角形叉排方式画出浮阀排列图，见图 5，排得阀孔数为 140 个，按 N=140重新核算孔速及阀孔动能因子F0 u

13、0 V 6.22 2.66 10.15，仍在 912 范围内，作出的阀数能满足要求塔板流体力学验算3.2.1塔板压力降 hphp=h 板+h 液+h 表（ 1）干板压降 h 板2h板 5.34 u0 V 5.34 6.22 6.22 2.66 0.035m液柱 板 2g L 2 9.81 807.52）板上充气液层阻力 h 液 本物系是苯和甲苯的混合液，液相为碳氢化合物，可取充气系数 h 液=ohL=液柱（3）液体表面张力所造成的阻力 h 表 对于浮阀塔，此阻力很小，可忽略不计。 因此 hp= +=液柱3.2.2液泛为了防止液泛现象的发生要求控制降液管中清液层高度 Hd（HT+hw） Hd=h

14、p+ hd +hL1）hp=液柱2）液体通过降液管的压头损失 因不设进堰口，故按下式计算22hd 0.153 LS 0.153 0.0023 0.00685m液柱d lWh0 0.84 0.0403）板上液层高度前已选定板上液层高度为 hL=Hd = += m 液柱取 =，又已选定 HT=， hw=则 （HT+hw） =（+）= m可见， Hd（HT+hw），符合防止液泛的要求，降液管高度足够， HT=合 适。3.2.3雾沫夹带VS V 1.36LSZL泛点率 L V 100% KCF Ab板上液体流径长度 ZL=D-2Wd= = 板上液流面积 Ab=AT-2Af= = m2苯和甲苯物系为正常

15、系统， 按物性参数表中 K=，又查得负荷系数 CF=（内 差法）1.040 2.66 1.36 0.0023 1.092泛点率807.5 2.66 100% 31.2%1.0 0.125 1.3706由于泛点率 80%，故可知雾沫夹带量能够满足 ev（液） /kg（气）的 要求。3.2.4漏液F0 10.08 6，故不漏液。3.2.5液面落差对于浮阀塔板，在塔径不很大时可忽略液面落差塔板负荷性能图3.3.1雾沫夹带线VS V 1.36LSZL泛点率LVVS2.66807.5 2.661.36 1.092LS1.0 0.125 1.3706100%依式算出按泛点率为 80%计算并化简结果如下：

16、VS= + 由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 LS值， 相应的 VS值， LS=0 时 VS=s， LS=s 时 VS=s。因此可作出雾沫夹带线。3.3.2液相负荷上限线以 =5s作为液体在降液管中停留时间下限求出的 LS max 值为常数，在负荷性能图上为一条竖直线。3.3.3液相负荷下限线取堰上液层高度 how=作为液相负荷下限的条件2.84 3600 LS min 3hOW E 0.006mOW 1000 lWLS min值为常数，在负荷性能图上该线也为一条竖直线。3.3.4液泛线液泛线由下式确定即+=5.34（HT+hw）=hp+hd+hL=24VS20.0392 14

17、02 9.81 807.525.34u0 V +ohL +0.153 2g L2.66+0.153LSLSlWh02+ hL0. 0.041则可将上式简化为： Vs2= 在操作范围内，任取若干个 LS值，列于表 3-1 中，据表中数据做出液泛线。液泛线的 VS LS关系LS/ ( m3/s)VS/ (m3/s)3.3.5漏液线取 Fo=5 作为发生漏液的下限d02 N 5 0.0392 130 5 0.476m3 /s4 0 V 4 2.66据此可做出与液体流量无关的水平漏液线。将以上五条线标绘在同一 Vs Ls直角坐标系中，画出塔板的负荷性能图 （见）。将设计点（，）标绘在 中，如 P点所示

18、，由原点 O 及 P作操作线 OP4 结果与讨论设计结果现将计算结果汇总于表 4-1 中表 4-1 浮阀塔工艺设计计算结果总表项目计算数值及说明备注塔径 D/m板间距 HT/m实际塔板数20空塔气速 u/（m/s）068溢流型式单溢流降液管型式弓形降液管堰长 lw/m堰高 hw/m降液管宽度 Wd/m降液管底隙高度 ho/m浮阀排列形式等腰三角形叉排浮阀数 N/ 个140阀孔气速 uo/(m/s)阀孔动能因数 FO孔心距 t/m指同一横排的孔心距排心距 t/m相邻横排中心线距离单板压降 hp/ m 液柱液体在降液管内停留时间/s降液管内清液层高度 Hd/m泛点率 /%气相负荷上限 (Vs)max/(m 3 /s)液泛控制气相负荷下限 (Vs)min/(m 3/s)漏液控制操作弹性讨论1任务规定的气液负荷下的操作点 P(实际点)，在适宜的操作区内：2塔板的气相负荷上限由液泛线控制，下限由漏液线控制；3由图可查出塔板的气相负荷上限( VS) max=s 气相负荷下限( VS)min=s操作弹性 =参考文献1国家医药管理局上海医药设计院编 化工工艺设计手册 京：化学工业出版社2卢焕章石油化工基础数据手册化学工业出版社3黄璐，王保国化工设计化学工业出版社4夏清，陈常青化工原理 （上下册 ） 天津大学出版社