苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案 .docx

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1、精品名师归纳总结1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，是培育同学综合运用本门课程及有关先修课程的基本学问去解决某一设计任务的一次训练，在整个教案方案中它也起着培育同学独立工作才能的重要作用，通过课程设计就以下几个方面要求同学加强训练1. 查阅资料选用公式和搜集数据的才能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，并留意到操作时的劳动条件和环境爱护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的才能。3. 快速精确的进行工程运算 包括电算）的才能。4. 用简洁文字清楚表达自己设计思想的才能。2 课程设计题目描

2、述和要求精馏是分别液体混合物 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=1.22）Rmi n。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可编

3、辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结3.2.1 流程的说明第一，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留肯定的时间之后，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。由于被加热到泡点，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，停留肯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

4、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，而进料口不断有新奇原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分别。3.2.2 方案的说明和论证 本方案主要是采纳浮阀塔。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：生产才能大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流淌。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的亲密接触，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，可以节约动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空

5、度。四：有肯定的操作弹性：当气液相流率有肯定波动时，两相均能维护正常的流淌，而且不会使效率发生较大的变化。五：结构简洁，造价低，安装检修便利。六：能满意某些工艺的特性：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生产才能大，由于塔板上浮阀支配比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产才能比泡罩塔板大 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，因此维护正常操作而答应的负荷波动范畴比筛板塔，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

6、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才能的泡罩塔的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），所以一般采纳不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到肯定限制。随着科学技术的不断进展，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。可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结近几十年来，人们对浮阀塔的争论越来越深化，生产体会越来越丰富，积存的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。3.3 设计的运算与说明43.3.1 全塔物料衡算依据工艺的操作条件可知：料液流量 F=

7、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 =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*泡点方程依据xa从化工原理 P204表61查出相应的温度依据以上三个方程，运用试差法可求出Pa*,Pb*当 xa=0.395 时，假设 t=92Pa*

8、=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=80.1t=108是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，是釜液需被加热的温度。依据衡摩尔流假设，全塔的流率一样，相对挥发度也一样。a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500x=2.500x/1-xf/a-1 1.426， 所以 R=1.5Rmin 2.139，所以精馏段液相质量流量 LKg/s RD2.139*0.89=1.904

9、， 精馏段气相质量流量 VKg/s R+1D 3.139*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由于泡点进料，所以进料热状态q=1所以，提馏段液相质量流量 LKg/s L+qF 1.904+1*2.25=4.154， 提馏段气相质量流量 VKg/sV-1-qF 2.794。所以，提馏段操作线方程 ym+1= Lxm/ V-Wxw/ V可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结=1.487xm-0.0083.3.3 理论塔板数的运算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=0.0

10、170.9514其次板y2=0.681x1+0.3110.9592x2=y2/y2+a1-y20.9039第三板y3=0.681x2+0.3110.9268x3=y3/y3+a0.8351第四板y4=0.681x3+0.3110.8799x4=y4/y4+a1-y40.7456第五板y5=0.681x4+0.3110.8189x5=y5/y5+a1-y50.6440第六板y6=0.681x5+0.3110.7497x6=y6/y6+a1-y60.5451第七板y7=0.681x6+0.3110.6823x7=y7/y7+a1-y70.4621第八板y8=0.681x7+0.3110.6258x

11、8=y8/y8+a1-y80.4008第九板y9=0.681x8+0.3110.5840x9=y9/y9+a1-y90.3596x9< 。xd所以本设计中共需八块精馏板，第九块板为进料板。从第十块板开头，用提馏段操作线求yn, 用平稳方程求 xn，始终到xn< 。xw。第十板y10=1.487x9-0.0080.5267x10=y10/y10+a1-y100.3080第十一板 y11=1.487x10-0.0080.4500x11=y11/y11+a1-y110.2466第十二板 y12=1.487x11-0.0080.3587x12=y12/y12+a1-y120.1828第十三板

12、y13=1.487x12-0.0080.2638x13=y13/y13+a1-y130.1254第十四板 y14=1.487x13-0.0080.1784x14=y14/y14+a1-y140.0799第十五板 y15=1.487x14-0.0080.1108x15=y15/y15+a1-y150.0475第十六板 y16=1.487x15-0.0080.0626x16=y16/y16+a1-y160.0260可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结第十七板 y17=1.487x16-0.0080.0307x17=y17/y17+a1-y170.0125x17< 。xw ，由于釜底

13、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。可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结3.3.4 实际塔板数的运算依据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度amPa.s0.25，可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结甲苯在泡点是的黏度 bmPa.s 0.27，可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结所以：平均黏度 avmPa.s 0.395） =0.262a*xf+ b*-x1f 0.25*0.395+0.27e0.245 0.544实际板数 Ne=Nt/Et 29.412 30实际精馏段塔板数为Ne1=14.705=15实际提馏段塔板数为Ne2=

14、14.705=15由上可知，在求取实际板数时，以精馏段，提馏段分别运算为佳。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，并便于操作及调剂。 .塔径运算由于液流量不大，所以选取单流型，由于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牢靠。所以 ：气相体积流量 Vhm3/h3325.713219， Vsm3/s 0.923809227，液相体积流量 Lhm3/h 25.123146， Lsm3/h 0.006978652。查表得，液态苯的泡点密度 aKg/m3792.5，液态甲苯的泡点密度 bKg/m3790.5，依据公式 1/ l=x1/ a-+x1

15、1/ b得，液相密度 lKg/m3791.1308658，依据公式 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/P得0气相密度 vKg/m3 2.742453103。气液流淌参数， Flv=Lh/Vh* l/ v0.05.12830506，依据试差法，设塔径 Dm1.2，依据体会关系 :可设板间距 Ht 0.45m,清液层高度 Hl 常压塔） 取为 mm,所以液体沉降高度 Ht-hl .m。依据下图可查得，气相负荷因子 C20= 0.065,液体表面张力 mN/m， 100时， 查表

16、 苯 18.85甲苯 19.49所以，平均液体表面张力为 19.26427815，依据公式 :C=C20* /200.2得 ， C= 0.064514585.所以，液泛气速ufm/sC* -lv0.5 /v0.5 1.093851627。设计气速um/su=0.6 0.8*uf 0.765696139，设计塔径Dm=Vs/0.785/u0.5 1.197147394，依据标准圆整为 .m,空塔气速u0m/s=0.785*Vs/D/D=0.469409612.可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结3.3.6 确定塔板和降液管结构确定降液管结构塔径 Dmm 1200塔截面积Atm2查表1

17、.31Ad/AtAd/At/%查表10.2lw/Dlw/D查表0.73降液管堰长lwmm查表876降液管截面积的宽度bdmm查表290降液管截面积Adm2查表0.115底隙 hbmm, 一般取为 3040mm,而且小于 hw,本设计取为 mm,溢流堰高度 hwmm, 常压和加压时，一般取 5080mm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.h 27.47661034， 不大于，符合要求堰 上 方 的 液 头 高 度howmm 2.84*0.001*E*Lh/lw0.66667 25.86020211， 式中， E 近似取一， how=25.86>。6mm,

18、符合要求。底隙流速， ubm/s =Ls/lw/hb0.2544130，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，实行分块式，查表得分三块，厚度取位4mm。降液区的面积按 Ad 运算，取为 0.115m2,受液区的面积按 Ad 运算，取为 0.115m2,入口安定区得宽度 bsmm，一般为 50100，本设计取为。出口安定区得宽度 bsmm，一般为 50100，本设计取为。边缘区宽度 bcmm，一般为 5075，本设计取为 50，有效传质区， Aam2 2*x*r2-x20.5+r2*arcsinx/r24.59287702. 塔板结构如下两图9浮阀数排列1011挑选F1

19、 型重型 32g 的浮阀阀孔直径给定， d0mm=39mm, 动能因子 F0 一般取为 8 12，本设计取为 11.5。阀孔气速， uom/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 Bmm= 70,所以实际排出 104 个阀孔，与运算个数基本相同。所以，实际阀孔气速 uom/s=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938实际阀孔动能因子， F0=u0*v0.5=11.4836856，4开孔率=n*d0*d0

20、/D/D = 0.10985，一般 10 14，符合要求。3.3.7塔板的流体力学校核可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结1液沫夹带量校和核液体横过塔板流淌的行程， Zm =D-2*bD=0.62塔板上的液流面积， Abm2 =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/ -lv0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf=0.41815191 ， F1=Vs* v/ -v0.5/At/K/Cf/0.78=0.397830445，泛点率 F10.8 0.82，F.,F2 均符合要求。12，塔板阻力的运算与较核临界孔速

21、u0cm/s =73/ v1/1.875=5.7525979<。uo=6.93,阀未全开， 干板阻力， hom =19.9/ l*= 0*hw+how=0.034344081，克服表面张力的阻力 h，一般忽视不计，所以塔板阻力 hfm=ho+hl+h =0.069 643086。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/ =0.019796837m,Ht+hw=0.51m> 。

22、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，稳固系数， k=u0/u0= 2.296737127 >。1.52，合格。3.3.8 全塔优化 0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/CfF2=0.8 得，方程 Vh=6588-14.289Lh，曲线 2 是液相下限线，依据 Lh=0.002840.6667*lw*how1.5how=6mm 得Lhm3/h=2.690007381，曲线是严峻漏液线，依据 Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/v0.5F0=5 得 Vh m3/h= 1349.69

23、6194，曲线 4 是液相上限线，依据 Lh=Ad*Ht *3600=5s得 Lhm3/h= 37.26，曲 线 是 降 液 管 泛 线 ， 根 据 hd< 。 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, 546110,526820,5150 0, 546110,526820,5150作图如下Vmaxm3/h= 4779，Vminm3/h= 1349操作弹性 Vmax/Vmin=,3.542624166，大于，小于，合格143.3.9 塔高可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结规章塔体高 h=

24、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 Vm3/h=Lh*/ l/=1.679350119，所 以 釜 液 高 度 Zm=0.333*V/3.1415926*D*D/4= 0.49495223=0.5m所以，最终的塔体高为 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

25、 的 摩 尔 潜 热 rvKJ/Kg= rv苯 KJ/Kg*yC6H6+rv甲 苯*yC7H8=361.1412849，15所以再沸器的热流量 QrKJ=V*rv=1166.395822 ，由于加热蒸汽的潜热 rRKJ/Kg= 2177.6t=130， 所以需要的加热蒸汽的质量流量GrKg/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 rvKJ/Kg= rv 苯 KJ/Kg*yC6H6+rv甲 苯*yC7H8=378.8

26、8。所以冷凝器的热流量 QcKJ/s=V*rv= 1223.699463，由于水的定压比热容 CcKJ/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 GcKg/s=Qc/Cc/t2-t1=6.514930857。.3.11 精馏塔接管尺寸回流液接管尺寸体积流量 Vrm3/s=L/ =0.00289376，9管流速 urm/s=0.3， 回流管直径 dmm=4*Vr/3.1415/ur0.5= 110.8220919=133*6。进料接管尺寸料液体积流率 Vfm3/s=F/ =0.003792206，管流速 ufm/s=0.5

27、，进料管直径， d0mm=4*Vf/3.1415/uf0.5=98.26888955=108。*5釜液出口管体积流量 Vwm3/s=L/ =0.00668597，5 管流速 uwm/s=0.5出口管直径 dwmm=4*Vw/3.1415/uw0.5=130.4825516=159*8。塔顶蒸汽管体积流量 Vdm3/s=V/v=1.176497471，管流速 udm/s=15， 出口管直径 dd mm=4*Vd/3.1415/ud0. 5=316.0129882= 377。*83.3.11 帮助设备设计可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结再沸器由于蒸汽温度 ts =130，釜液进口温

28、度 t1 =100，釜液出口温度 t2 =1 10，所以传质温差 tm=ts-t1-ts-t2/lnts-t1/ts-t2= 24.66303462 ，由于传质系数 K1W/m2/K=300 ，所以传质面积 Am2=Qr/K/tm=157.6442694。冷凝器由于蒸汽进口温度 T1=100，蒸汽出口温度 T2 =80，冷却水的进口温度 t 1=25, 冷却水的出口温度 t2=70， 所以传质温差 tm=t1-t2/lnt1/ t421.2=448825，由于 K2W/m2/K=250 ，所以，传质面积 Am2=Qc/K2/ tm=118.6764892。16储罐原料罐因 为 停 留 时 间

29、1s= 1800 ，所 以 原 料 罐 的 容 积 量 Vm3=F* 1/ l/ =9.75138807。6塔顶产品罐因 为 2s=259200 ，所 以 塔 顶 产 品 罐 的 容 积 量 Vdm3=D* 2/ l/ =440.2166633。塔底产品罐因 为 3s=259200 ，所 以 塔 顶 产 品 罐 的 容 积 量 Vwm3=W*3/ l/ =963.983219。73.4 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淌性能参数数据塔的有效高度 Z0m13.5液泛气速 ufm/s1.093407044实际塔板数 Np30空塔气速 um/s0.469409612

30、塔 塔 板 内径Dm1.2设计泛点率 rf=u/uf0.696675915板间距 Htm0.45阀孔动能因子 F011.48368564流淌形式单流型阀孔气速 uom/s6.940790424降液管总截面积与塔截面之比 Ad/At10.2% 泄 漏 点 气 速uom/s3.017734967降 液 管 堰 长lwmm876雾 沫 夹 带 泛 点 率F10.41815191降液管截面积的宽度 bdmm290稳固系数 k2.296737127溢 流 堰 高 度hwmm60临界孔速 u0cm/s5.752597951降 液 管 底 隙hbmm30堰上方的液头高度 howmm25.86020211边

31、缘 区 宽 度bcmm50塔板阻力 hfm0.069643086出入口安定区宽 bs,bs mm60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 hdmm19.80浮阀形式 F1底隙流速 ubm/s0.254413059浮阀个数104Vmaxm3/h4779浮阀排列形式等腰三角形排列Vminm3/h1349可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结开孔率0.10985操作弹性 =Vmax/Vmin3.54262416618194.对设计的评述和有关问题的分析争论4.1 对设计的评述本设计是一次常规的练习设计，目的在于把握设计的过程和分析问题的才能， 必定有很多不足之处，期望老师多多批判。4.2 有关问题的争论无。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 天津高校华工学院柴诚敬主编化工原理下册，高等训练出版社，2006.1大连理工高校主编化工原理下册，高等训练出版社，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大连理工高校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。可编辑资料 - - - 欢迎下载