苯-甲苯浮阀塔-课程设计(共46页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上设计任务书设计题目：苯甲苯连续精馏浮阀塔设计设计条件： 常压： 处理量： 进料组成：馏出液组成： 釜液组成： （以上均为摩尔分率） 塔顶全凝器： 泡点回流 回流比： 加料状态： 单板压降： 设 计 要 求 ： (1) 完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。(2) 画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。(3) 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。专心-专注-专业目录摘 要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次

2、部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对苯和甲苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。采用浮阀精馏塔，塔高13.11米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为25。算得全

3、塔效率为0.534。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为13，提馏段实际板数为12。实际加料位置在第13块板(从上往下数)，操作弹性为3.43。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用140饱和蒸汽加热，用15循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。关键词：苯_甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构绪 论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸

4、馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。浮阀塔盘自20世纪50年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围内上下浮动的阀片

5、，其形状有圆形、条形及方形等。由于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作气速不可能会很高，因为会产生严重的雾沫夹带，这就限制了生产能力的进一步提高。 具有代表性的浮阀塔有F1型（V1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。 设计方案的选择和论证 1 设计流程本设计任务为分离苯_甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。设计中采用泡点进

6、料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 连续精馏塔流程流程图 连续精馏流程附图图1-1 流程图 2 设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，

7、分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。塔板工艺计算流体力学

8、验算塔负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算 图1-2 设计思路流程图1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选R=2.0Rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，

9、可显著提高操作弹性和效率。从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。第一章 塔板的工艺设计1.1基础物性数据 表1-1 苯、甲苯的粘度温度020406080100120苯0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228 表1-2 苯、甲苯的密度温度020406080100120苯-877.4857.3836.6815.07

10、92.5767.9甲苯885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0 表1-3 苯、甲苯的表面张力温度020406080100120苯 31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34 表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容温度050100150苯 72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6 表1-5 苯、甲苯的汽化潜热温度20406080100120苯 431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯 412.7402.1391

11、.0379.4367.1354.21.2物料衡算1.2.1塔的物料衡算（1）苯的摩尔质量：甲苯的摩尔质量：=（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：（3）物料衡算总物料衡算： 即 （1） 易挥发组分物料衡算： 即 （2）塔的物料衡算 总物料衡算：D+W=100 苯物料衡算：0.98D+0.02W=0.45100解得： D= W= 1.2.2平衡线方程的确定由文献1中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出算出。如表1-6 苯甲苯（101.3kPa）的t-x-y相平衡数据苯摩尔分数温度苯摩尔分数温度液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7

12、000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2=同理可算出其它的2.352.332.462.562.582.492.612.392.45从而推出所以平衡线方程因为q=0.96即取操作回流比。 1.2.4求精馏塔的气液相负荷 1.2.5操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：1.2.6用逐板法算理论板数同理可算出如下值：所以总理论板数为13块（包括再沸器），第7块板上进料。1.2.7实际板数

13、的求取由苯与甲苯不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。由图可知对应的温度为塔底温度，查得为。由它们的安托因方程2假设一个泡点t,代入上式检验，可知只有时，算出的，所以塔顶的温度为。这样，平均塔温为。由经验式3式中，相对挥发度；加料液体的平均粘度；及为塔顶及塔底平均温度时的数值。在苯的粘度：厘泊。 甲苯的粘度：厘泊。加料液体的平均粘度：厘泊。精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.3.1进料温度的计算依式=0.49（）查苯甲苯的气液平衡数据，由内插法求得： 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 1.3.2 操作压强塔顶压强 =101.3kPa取每层塔板压降

14、P=0.7kPa，进料板压强： =101.3+130.7=110.4kPa塔底压强：=101.3+250.7=118.8 kPa 精馏段平均操作压力： 提馏段平均操作压力：1.3.3平均摩尔质量的计算塔顶： XD=Y1=0.98，X1=0.951 进料板：YF=，XF= 塔釜： XW=0.0187，YW= 精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量： 1.3.4平均密度计算(1) 气相平均密度计算理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度：提留段气相密度：(2) 液相平均密度计算由式 求相应的液相密度。当时,用内插法求得下列数据 对于进料板：用内插法求得下列数据 对于塔底： 精馏段平均密度：提馏段平

15、均密度：1.3.5液体平均表面张力计算液体表面张力M = 由查手册得 由 查手册得 由查手册得 精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力： 1.3.6液体平均粘度计算塔顶液相平均的黏度的计算由 查表得：进料板液相平均黏度的计算由 查表得： 同理可得由 查表得：同理可得1.4 精馏塔工艺尺寸的计算1.4.1塔径的计算精馏段气液相体积流率为精馏段 提馏段 （1）精馏段塔径计算，由 （由式）由课程手册108页图5-1查图的横坐标为 选板间距，取板上液层高度 =0.06m ，故以为横坐标查图5-1得到 取安全系数为，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 （2）提馏段塔径计算 其中的查图，图的横坐标为取板

16、间距 板上液层高度 则 查图5-1得到取安全系数为，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 塔截面积为以下的计算将以精馏段为例进行计算： 实际空塔气速为 1.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为。故精馏塔的有效高度为1.5 塔板主要工艺尺寸的计算1.5.1溢流装置计算因塔径D=1.4可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下：（1）溢流堰长取堰长为0.66D，即（2）溢流堰堰高hw查1101图得，取E=1.0，则取板上清液层高度 故 （3）降液管的宽度Wd和降液管的面积

17、由，查图得故 计算液体在降液管中停留时间故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速为0.11m/s依式156计算降液管底隙高度h0，即：故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置（1）塔板的分块本设计塔径为，因，故塔板采用分块式。由文献（一）查表5-3得，塔板分为4块。（2）边缘区宽度确定 取 。（3）开孔区面积计算 其中： 故 （4）浮阀数计算及其排列预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速，即每层塔板上浮阀个数为浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按的等腰三角形叉排方式

18、排列，则设计条件下的阀孔气速为阀孔动能因数为所以阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范围内，故此阀孔实排数适用。此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。1.7塔板流体力学验算1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降每层塔板静压头降可按式计算。(1)计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即(2)计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式(3)计算液体表面张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为换算成单

19、板压降(设计允许值)1.7.2降液管中清夜层高度式(1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算(2)计算溢流堰（外堰）高度前已计算(3)液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中m(4)塔板上液面落差由于浮阀塔板上液面落差很小，所以可忽略。(5)堰上液流高度前已求出这样 为了防止液泛，按式：，取校正系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求。(6) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计5 s可见，所夹带气体可以释出。1.7.3计算雾沫夹带量（1）雾沫夹带量判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点

20、率来完成的。泛点率的计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为及为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。（2）严重漏液校核当阀孔的动能因数低于5时将会发生严重漏液，前面已计算，可见不会发生严重漏液。1.8精馏段塔板负荷性能图1.8.1雾沫夹带上限线对于苯甲苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率 (亦为上限值),利用式和便可作出此线。由于

21、塔径较大，所以取泛点率，依上式有整理后得即 即为负荷性能图中的线(1)此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 0.001 0.003 0.005 0.007 2.2212.173 2.1252.0771.8.2液泛线由式， 联立。即式中， ，板上液层静压头降 从式知，表示板上液层高度，。所以板上液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可用式则 式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系 式中各参数已知或已计算出，即 ；代入上式。整理后便可得与的关系，即 此式即为

22、液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依 0.001 0.003 0.005 0.007 3.0072.83 2.602.261用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(2)。1.8.3 液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于35s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量,即液相负荷上限，于是可得所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(3)。1.8.4气体负荷下限线（

23、漏液线）对于F1型重阀，因500(Re)-0.228;nc横过管束中心线的管子数，对正方形排列(式中n为换热器总管数)；NB折流挡板数；n折流挡板间距，m;u0按壳程流通截面积A0计算的流速，而A0=h(D-nCd0);D壳径，m;d0换热管外径，m。本题中，管子的排列方式对压力影响的校正因数Fs=1.15,壳层数Ns=1。管子为正方形斜转45排列，管子排列方法对压力降的校正系数F=0.4.横过管束中心线的管子数取折流挡板数壳程流通截面由于蒸汽冷凝后变成液体，所以这时涉及到的相关物性数据得带入液态时的数据。于是 Pa Pa所以通过以上压力降核算可知管程和壳程压力降都小于所要求的30kPa,所以

24、所选的冷凝器是合适的。第四章 塔附件设计4.1接管4.1.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下： 取， 4.1.2回流管采用直管回流管，取。，4.1.3塔底出料管取，直管出料 4.1.4塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速。4.1.5塔底进气管采用直管取气速，则4.2筒体与封头4.2.1筒体壁厚选6mm，所用材质为A34.2.2封头封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本样封设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1400mm，可查得曲面高,直边高度，内表面积，容积。选用封头，JB1154-73。4.3除沫器在空塔气速较大，塔顶带液现象严

25、重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取： 除沫器直径选取不锈钢除沫器 类型：标准型；规格：40-100；材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni19Ti）；丝网尺寸：圆丝0.23。4.4裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径,故裙座壁厚取16mm。基础环内径： 基础环外径： 经圆整后裙座取，；基础环厚度考虑到腐蚀余量去1.2m；考虑到再沸器，裙

26、座高度取2.2m，地脚螺栓直径取M22。4.5人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔1020块板才设一个孔，本塔中共25块板，需设置2个人孔，每个人孔直径为450mm，板间距为600mm,裙座上应开2个人孔，直径为450mm，人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。4.6塔总体高度的设计4.6.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离

27、为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。4.6.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。 =4.6.3塔立体高度 设计结果汇总 浮阀塔的工艺设计计算结果汇总表项目内容数值或说明备注塔径 D/m1.40 板间距HT/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速U/(m/s)0.840堰长(lw)0.792板上液层高度hW/m0.06降液管底隙高度h0/m0.03浮阀数N/个129等腰三角形叉排阀孔气速U0/(m/s)6.16临界阀孔气速U0c(m/s)5.97阀孔动能因数F010.30孔心距t/m0.075同一横排的孔心距

28、排间距h/m0.065相邻两横排中心线距离单板压降P/Pa504液体在降液管内停留时间/s15.4降液管内清液层高度Hd/m0.126泛点率(%)50.1气相负荷上限Vsmax/(m3/s)1.58雾沫夹带控制气相负荷下限Vsmin/(m3/s)0.46漏液控制操作弹性3.43结束语经过这段时间的查阅文献、计算数据和上机敲电子版，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑

29、思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次课程设计，我深深地体会到与人讨论的重要性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路。 在此，特别感谢化工原理教研室的刘放老师以及我的室友，通过与他们的交流使得我的设计工作得以圆满完成。在此我向他们表示衷心的感谢！ 参考文献1陈敏恒,从德滋,方图南等.化工原理(上册第二版).北京:化学工业出版社,19992陈敏恒,