2022年苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案1 .pdf

1 / 12 精馏塔设计苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计1课程设计的目的课程设计是 “ 化工原理 ” 课程的一个总结性教案环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教案计划中它也起着培养学生 独 立 工 作 能 力 的 重 要 作 用 ， 通 过 课 程 设 计 就 以 下 几 个 方 面 要 求 学 生 加 强 训 练1查阅资料选用公式和搜集数据的能力2树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。3迅速准确的进行工程计算包括电算）的能力。4用简洁文字清晰表达自己设计思想的能力。2 课程设计题目描述和要求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% 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 2 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，精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页，共 12 页2 / 12 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4 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 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页，共 12 页3 / 12 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*=6.07826-1343.943/(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=92Pa*=144.544P，Pb*=57.809P, 当xa=0.98 时，假设t=80.1Pa*=100.432P，Pb*=38.904P, 当xa=0.02 时，假设t=108Pa*=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 x=2.500 x/(1-xf/(a-11.426，所以R=1.5Rmin2.139，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+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/s L+qF 1.904+1*2.25=4.154，提馏段气相质量流量V(Kg/sV-(1-qF2.794。所以，提馏段操作线方程ym+1= Lxm/ 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 0.9514 第二板y2=0.681x1+0.311 0.9592 x2=y2/y2+a(1-y2 0.9039 第三板y3=0.681x2+0.311 0.9268 x3=y3/y3+a 0.8351 第四板y4=0.681x3+0.311 0.8799 x4=y4/y4+a(1-y4 0.7456 第五板y5=0.681x4+0.311 0.8189 x5=y5/y5+a(1-y5 0.6440 第六板y6=0.681x5+0.311 0.7497 x6=y6/y6+a(1-y6 0.5451 第七板y7=0.681x6+0.311 0.6823 x7=y7/y7+a(1-y7 0.4621 第八板y8=0.681x7+0.311 0.6258 x8=y8/y8+a(1-y8 0.4008 第九板y9=0.681x8+0.311 0.5840 x9=y9/y9+a(1-y9 0.3596 x9&lt 。 xd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&lt 。 xw 。第十板y10=1.487x9-0.008 0.5267 x10=y10/y10+a(1-y10 0.3080 第十一板y11=1.487x10-0.008 0.4500 x11=y11/y11+a(1-y11 0.2466 第十二板y12=1.487x11-0.008 0.3587 x12=y12/y12+a(1-y12 0.1828 第十三板y13=1.487x12-0.008 0.2638 x13=y13/y13+a(1-y13 0.1254 第十四板y14=1.487x13-0.008 0.1784 x14=y14/y14+a(1-y14 0.0799 第十五板y15=1.487x14-0.008 0.1108 x15=y15/y15+a(1-y15 0.0475 第十六板y16=1.487x15-0.008 0.0626 x16=y16/y16+a(1-y16 0.0260 第十七板y17=1.487x16-0.008 0.0307 x17=y17 /y17+a(1-y17 0.0125 x17&lt 。 xw，因为釜底间接加热，所以共需要17-1=16 块塔板。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a(mPa.s0.25 ，甲苯在泡点是的黏度b(mPa.s0.27，精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页，共 12 页5 / 12 所 以 ： 平 均 黏 度av(mPa.s a*xf+ b*(1-xf 0.25*0.395+0.27e0.2450.544 实际板数Ne=Nt/Et29.41230 实际精馏段塔板数为Ne1=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。.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/h 3325.713219 ， Vs(m3/s 0.923809227 ，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/m 3792.5，液态甲苯的泡点密度b(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mm, 所以液体沉降高度Ht-hl.m。根据下图可查得，气相负荷因子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/s C* ( l-v0.5 / v0.5 1.093851627 。设计气速u(m/su=(0.60.8*uf0.765696139，设 计 塔 径D(m=(Vs/0.785/u0.5 1.197147394 ， 根 据 标 准 圆 整 为 . m, 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径D(mm 1200 塔截面积At(m2 查表1.31 Ad/At (Ad/At/% 查表10.2 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页，共 12 页6 / 12 lw/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30 40mm, 而 且 小 于hw, 本 设 计 取 为 mm, 溢 流 堰 高 度hw(mm, 常 压 和 加 压 时， 一 般 取50 80mm 本 设计 取为 mm, 降液管的校核单位堰长的液体流量，(Lh/lw (m3/m.h27.47661034 ，不大于，符合要求堰上方的液头高度how(mm 2.84*0.001*E*(Lh/lw0.66667 25.86020181，式中，E 近似取一，how=25.86&gt。6mm,符合要求。底 隙 流 速 ， ub(m/s =Ls/lw/hb 0.2544130 ， 而 且 不 大 于0.30.5 ， 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50 100 ， 本 设 计 取 为 。出 口 安 定 区 得 宽 度bs(mm ， 一 般 为50 100 ， 本 设 计 取 为 。边缘区宽度bc(mm ，一般为50 75 ，本设计取 为50 ，有 效传质区 ，Aa(m2 2*x*(r2-x20.5+r2*arcsin(x/r 24.59287702. 塔板结构如下两图9 浮阀数排列10 11 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页，共 12 页7 / 12 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812，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/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(m2 =At-2*Ad=1.08 物性系数，K，查表得泛点负荷因数，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=0.397830445，泛点率F1(0.80.82，F!,F2 均符合要求。12 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页，共 12 页8 / 12 ，塔板阻力的计算与较核临 界 孔 速u0c(m/s =(73/ v(1 /1.875= 5.7525979&lt。 uo=6.93, 阀 未 全 开 ，干板阻力，ho(m =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=0.069643 086。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=hd/ =0.019796837(m, Ht+hw=0.51m&gt。hd,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 &gt。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，曲线是严重漏液线，根据Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/( v0.5F0=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 ，曲线是降液管泛线，根据hd&lt 。 (Ht+Hw，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，小于，合格精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页，共 12 页9 / 12 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 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页，共 12 页10 / 12 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= 110.8220919=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=316.0129882= 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(s= 1800 ，所以原料罐的容积量V(m3=F* 1/ l/ =9.751388076；塔顶产品罐精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页，共 12 页11 / 12 因为 2(s=259200 ，所以塔顶产品罐的容积量Vd(m3=D* 2/ l/ =440.2166633；塔底产品罐因为 3(s=259200 ，所以塔顶产品罐的容积量Vw(m3=W* 3 / l/ =963.9832197。3.4 设计参数表17塔板设计结构汇总表数据塔板主要结构参数数据塔板主要流动性能参数数据塔的有效高度Z0(m 13.5 液泛气速uf(m/s 1.093407044 实际塔板数Np 30 空塔气速u(m/s 0.469409612 塔( 塔板 内径D(m 1.2 设计泛点率rf=u/uf 0.696675915 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页，共 12 页12 / 12 板间距Ht(m 0.45 阀孔动能因子F0 11.48368564 流动形式单流型阀孔气速uo(m/s 6.940790424 降液管总截面积与塔截面之比Ad/At 10.2% 泄漏点气速uo(m/s 3.017734967 降液管堰长lw(mm 876 雾沫夹带泛点率F1 0.41815191 降液管截面积的宽度bd(mm 290 稳定系数k 2.296737127 溢流堰高度hw(mm 60 临界孔速u0c(m/s 5.752597951 降液管底隙hb(mm 30 堰 上 方 的 液 头 高 度how(mm 25.86020181 边缘区宽度bc(mm 50 塔板阻力hf(m 0.069643086 出 入口 安定区宽bs,bs (mm 60 液 体在 降液管中平均 停留时间s ）7.740082575 塔板厚度 9.9 塔板分块数3 降液层的泡沫高度hd(mm 19.80浮阀形式F 1 底隙流速ub(m/s 0.254413059 浮阀个数104 Vmax(m3/h 4779 浮阀排列形式等腰三角形排列Vmin(m3/h 1349 开孔率 0 .10985 操作弹性 =Vmax/Vmin 3.542624166精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 12 页，共 12 页