浮阀精馏塔工艺课程设计.doc

浮阀精馏塔工艺课程设计目 录 1 课程设计的目的2 课程设计题目描述和要求3 课程设计报告内容4 对设计的评述和有关问题的讨论5 参考书目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=（1.22）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=41.067 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=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（t=80.1） 所以平衡方程为 y=ax/1+(a1)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=1.5Rmin2.139， 所以精馏段液相质量流量 L(Kg/s)RD2.139*0.89=1.904， 精馏段气相质量流量 V(Kg/s)(R+1)D3.139*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+qF1.904+1*2.25=4.154， 提馏段气相质量流量 V'(Kg/s)V-(1-q)F2.794。 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<xd,共需 n-1 块精馏板，第 n 块板为进料板。 第一板 y1=xd 0.98 x1=y1/y1+a(1-y1) 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（1-y3) 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<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<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<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.s)0.25， 甲苯在泡点是的黏度b(mPa.s)0.27， 所以：平均黏度av(mPa.s)a*xf+b*(1-xf)0.25*0.395+0.27（1-0.395）=0.262 所以：总板效率 E=1/0.49 (a*av)e0.2450.544 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。 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/h)3325.，Vs(m3/s)0.， 液相体积流量 Lh(m3/h)25.， Ls(m3/h)0.。 查表得，液态苯的泡点密度a(Kg/m3)792.5， 液态甲苯的泡点密度b(Kg/m3)790.5， 根据公式 1/l=x1/a+(1-x1)/b 得， 液相密度l(Kg/m3)791.， 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/m3)2.。 气液流动参数，Flv=Lh/Vh*(l/v)0.50.， 根据试差法，设塔径 D(m)1.2，根据经验关系: 可设板间距 Ht0.45m, 清液层高度 Hl常压塔（50100mm)）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 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.， 根据公式: C=C20*(/20)0.2得，C= 0. 所以，液泛气速 uf(m/s)C*(l-v)0.5/v0.51.。 设计气速 u(m/s)u=(0.60.8)*uf0.， 设计塔径 D'(m)=(Vs/0.785/u)0.51.，根据标准圆整为1.2m, 空塔气速 u0(m/s)=0.785*Vs/D/D=0. 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 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 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.h)27.， 不大于100130，符合要求 堰 上 方 的 液 头 高 度 how(mm) 2.84*0.001*E*(Lh/lw)0.66667 25.， 式中，E 近似取一， how=25.86>6mm,符合要求。 底隙流速，ub(m/s) =Ls/lw/hb0.，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， 有效传质区，Aa(m2) 2*x*(r2-x2)0.5+r2*arcsin(x/r)24. 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.， 阀孔数 n=Vs*4/d0/d0/u0/3.=103.，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.=6. 实际阀孔动能因子，F0=u0*v0.5=11.， 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-v)0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf=0.， F1=Vs*v/(l-v)0.5/At/K/Cf/0.78=0.， 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.<uo=6.93,阀未全开， 干板阻力，ho(m) =19.9/ l*（u00.175）=0.， 充气系数0=0.4，塔板充气液层的阻力 hl(m)= 0*(hw+how)= 0.， 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.。 13 降液管液泛校核 液 体 通 过 降 液 管 的 流 动 阻 力 ， hd=1.18*0.*(Lh/lw/hb)2=0.m, 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.(m), Ht+hw=0.51m>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.s,（ 不小于 35 s）,合格。 严重泄漏较核 泄漏点气速 u0'=F0/(v0.5) =3.，F0=5， 稳定系数，k=u0/u0'= 2. >1.52，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*v/(l-v)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.， 曲线3是严重漏液线，根据 Vh=3./4*do*do*F0*n/(v0.5) F0=5 得 Vh(m3/h)= 1349.， 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< (Ht+Hw) ， 得Vh=(2.98*10E7-0.4*10E6*Lh0.67-13.49*Lh2)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(m3/h)= 4779，Vmin(m3/h)= 1349 操作弹性Vmax/Vmin=,3.，大于2，小于4，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. ， 所 以 釜 液 高 度 Z(m)=0.333*V/(3.*D*D/4)= 0.=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.， 15 所以再沸器的热流量 Qr(KJ)=V'*rv'=1166.， 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.。 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.， 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.。 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.，管流速 ur(m/s)=0.3， 回流管直径 d(mm)=(4*Vr/3.1415/ur)0.5= 110.=133*6； 进料接管尺寸 料液体积流率 Vf(m3/s)=F/= 0.，管流速 uf(m/s)=0.5， 进料管直径，d0(mm)=(4*Vf/3.1415/uf)0.5=98.=108*5； 釜液出口管 体积流量 Vw(m3/s)=L'/=0.，管流速 uw(m/s)=0.5 出口管直径 dw(mm)=(4*Vw/3.1415/uw)0.5=130.=159*8； 塔顶蒸汽管 体积流量 Vd(m3/s)=V/v=1.，管流速 ud(m/s)=15， 出口管直径 dd(mm)=(4*Vd/3.1415/ud)0.5=316.=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.， 因为传质系数 K1(W/m2/K)=300， 所以传质面积 A(m2)=Qr/K/tm=157.。 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.， 因为 K2(W/m2/K)=250， 所以，传质面积 A'(m2)=Qc/K2/tm'=118.。 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.； 塔顶产品罐 因 为 2(s)= ， 所 以 塔 顶 产 品 罐 的 容 积 量 Vd(m3)=D* 2/ l/ =440.； 塔底产品罐 因 为 3(s)= ， 所 以 塔 顶 产 品 罐 的 容 积 量 Vw(m3)=W* 3/ l/ =963.。 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. 实际塔板数 Np 30 空塔气速 u(m/s) 0. 塔 ( 塔 板 ) 内径D(m) 1.2 设计泛点率 rf=u/uf 0. 板间距 Ht(m) 0.45 阀孔动能因子 F0 11. 流动形式 单流型 阀孔气速 uo(m/s) 6. 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. 降 液 管 堰 长lw(mm) 876 雾 沫 夹 带 泛 点 率F1 0. 降液管截面积的宽度 bd(mm) 290 稳定系数 k 2. 溢 流 堰 高 度hw(mm) 60 临界孔速 u0c(m/s) 5. 降 液 管 底 隙hb(mm) 30 堰上方的液头高度how(mm) 25. 边 缘 区 宽 度bc(mm) 50 塔板阻力 hf(m) 0. 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. 塔 板 厚 度 （mm） 4 液体通过降液管的流动阻力 hd(mm) 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. 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. 4.对设计的评述和有关问题的分析讨论 4.1 对设计的评述 本设计是一次常规的练习设计，目的在于掌握设计的过程和分析问题的能力，必定有许多不足之处，希望老师多多批评。 4.2 有关问题的讨论 无。 参考书目 匡国柱，史启才主编 化工单元过程及设备课程教材，化学工业出版社，2005.1 天津大学华工学院柴诚敬主编化工原理下册，高等教育出版社，2006.1 大连理工大学主编化工原理下册，高等教育出版社，2002.12 谭天恩，李伟等编著过程工程原理，化学工业出版社，2004.8 大连理工大学化工原理教研室主编化工原理课程设计。 汤金石等著化工原理课程设计，化学工业出版社，1990.6 化学工业物性数据手册，有机卷。