苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案 2.docx

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1、精品名师归纳总结精馏塔苯1-甲课苯连程续设精计馏设计浮阀塔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能力。3 迅 速准确 的进行 工程计算 包 括电算

2、 ）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=1.2 2 ） Rmin 。3课程设计报

3、告内容意图冷却器苯的储罐苯原料预回热器精馏流塔回流底产 品 冷 却器 甲苯 的储 罐 甲苯的说明及论证的说明3.1 流程示冷凝器塔顶产品 原料原料罐再 沸 器 塔3.2 流程和方案3.2.1 流程第一，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，可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结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

4、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

5、 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 单 ， 造 价 低 ， 安 装 检 修 方 便 。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

6、，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

7、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 。近几十年来，人们对浮阀塔的讨论越来越深化，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设计的计算与说明43.3.1根据全工艺塔的操物作条料件可衡知算：料液流量F=10-0.5*19）t/h=2.25Kg/s=94.285Kmol/h可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结尔分数为97.6%。尔式分数为1.7%。：料 液中易挥发 组分的 质量 分数xf=流量品釜分液流段代入塔 顶 产塔底产3.3.2程组得：D

8、=41.067Kmol/h=0.89Kg/s。量W=53.218Kmol/h=1.360Kg/s。物料衡算可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结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*根据xa从化 工原理 P204表泡61查点方程出相 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=80.1

9、Pa*=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是釜液需被根 据衡 摩尔 流假 设 ，全塔 的流 率 一加热的温度。致 ， 相 对 挥 发 度 也 一 致 。a=Pa*/Pb*=144.544P/ 57.809P=2.500x=2.500x/1-xf/a-1所以R=1.5Rmin2.139*0.89=1.904，3.139*0.89=2.794，所以精馏 段液相质 量流量LKg/s RD精 馏 段 气 相 质 量 流 量VKg/s

10、R+1D所以，精馏段操作线方程yn+1=R*xn/R+1+xd/R+1=0.681xn+0.311可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结因为泡点所 以 ， 提 馏 段提馏段气相料热状态q=1进料，所以进液 相质量 流 量LKg/s质量流量VKg/s L+qF 1.904+1*2.25=4.154，V-1-qF2.794。可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结所以，提馏段操作线方程ym+1=Lxm/V-Wxw/V=1.487xm-0.0083.3.3 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

11、得xw=0.0170.9514板y2=0.681x1+0.3110.95920.9039板y3=0.681x2+0.3110.92680.8351板y4=0.681x3+0.3110.87990.7456板y5=0.681x4+0.3110.81890.6440板y6=0.681x5+0.3110.74970.5451板y7=0.681x6+0.3110.68230.4621第二x2=y2/y2+a1-y2第三x3=y3/y3+a第四x4=y4/y4+a1-y4第五x5=y5/y5+a1-y5第六x6=y6/y6+a1-y6第七x7=y7/y7+a1-y7y8=0.681x7+0.3110.6

12、2580.4008y9=0.681x8+0.3110.58400.3596设计 中共需 八 块 精 馏 板，第 九块 板为进料 板 。第八板x8=y8/y8+a1-y8第九板x9=y9/y9+a1-y9x9<。 xd所 以 本从第十块板开头，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=1.487x9-0.0080.52670.3080板y11=1.487x10-0.0080.45000.2466板y12=1.487x11-0.0080.35870.1828板y13=1.487x12-0.0080.2638y14=1.487x13-0.0080.125

13、40.17840.0799板y15=1.487x14-0.0080.11080.0475板y16=1.487x15-0.0080.0626x10=y10/y10+a1-y10第十一x11=y11/y11+a1-y11第十二x12=y12/y12+a1-y12第十三x13=y13/y13+a1-y13第十四板x14=y14/y14+a1-y14第十五x15=y15/y15+a1-y15第十六x16=y16/y16+a1-y160.0260第十七板y17=1.487x16-0.0080.0307x17=y17/y17+a1-y170.0125x17< 。 xw，由于釜底间接加热，所以共需要17

14、-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 实根 据 内 插 法甲苯在数的计算际塔板， 可查得 ：苯 在泡点是的泡 点 时 的 黏 度amPa.s 0.25， 黏度bmPa.s0.27，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 a*xf+ b*-1xf 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=14.705=15由上可知，在求取实际板数时，以精馏段，

15、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。.塔径计算由于液流量不大，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 可 靠 。所 以 ： 气 相 体 积 流 量 Vhm3/h 3325.713219 ， 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/m3 792.5 ，液 态 甲 苯 的 泡 点 密 度 bKg/m3 790.

16、5 ，根据公式1/ l=x/1a+-1x1/ b得，液相密度 lKg/m3791.1308658，可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结苯的摩尔分率*M苯根据公式M=苯的 摩尔分率y1/78/yi/78+1-yi/ 92 甲苯 的 摩尔 分 率*M甲 苯可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结 v=M22/.4*273/273+120*P/P0得气 相 密 度 vKg/m3 2.742453103。气 液 流 动 参 数 ， Flv=Lh/Vh* l/ v0.5 0.12830506 ，根 据 试 差 法 ， 设塔 径Dm 1.2， 根 据 经 验 关 系 :0.45m,取为

17、 mm,可设板间距Ht清 液 层 高 度 Hl 常 压 塔 ） 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* 2/00.2 得 ， C= 0.064514585.所 以 ， 液 泛 气 速 ufm/s C* -lv0.5 / v0.5 1.093851627 。设 计 气 速 um/s u=0.6 0.8*uf 0.765696139

18、， 设 计 塔 径 Dm=Vs/0.785/u0.5 1.197147394 ， 根 据 标 准 圆 整 为 . m, 空 塔 气 速u0m/s=0.785*Vs/D/D=0.469409612.3.3.6确定塔板和降液管结构确塔径定降液管Dmm结构1200塔截面积Atm2Ad/AtAd/At/%查查表1.31表10.2可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结lw/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30 40mm, 而 且 小 于hw, 本 设 计 取 为

19、mm,溢 流 堰 高 度 hwmm,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/lwm3/m.h 27.47661034，howmm2.84*0.001*E*Lh/lw0.66667 25.86020211 ， 式 中 ， E 近 似 取 一 ， how=25.86> 。 6mm, 符 合 要 求 。底 隙 流 速 ， ubm/s =Ls/lw/hb 0.2544130 ， 而 且 不 大 于 0.3 0.5 ， 符 合 要 求 。塔盘及其由 于 直 径 较 大 ， 采 取 分 块 式 ， 查 表 得 分

20、 三 块边 缘 区 宽 度 bcmm ， 一 般 为 50 75 ， 本 设 计 取 为 50 ， 有 效 传 质 区 ， Aam2 2*x*r2-x20.5+r2*arcsinx/r 24.59287702.塔板结构如下两图9浮阀数排1011列不大于，符合要求堰上方的液头高度布置， 厚度 取位4mm。降受液液区区的的面面积积按按AdAd计计算算，取取为为0.115m2,0.115m2,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 。可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结选 择 F1型 重

21、 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 计 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

22、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 ， 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/-vl0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf=0.41815191，F1=Vs*

23、v/-vl0.5/At/K/Cf/0.78=0.397830445，泛 点 率 F1 0.8 0.82 ， F.,F2 均 符 合 要 求 。12可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结曲 线 是 降 液 管 泛 线0.4*10E6*Lh0.67-13.49*Lh20.5， 根 据 hd< 。 Ht+Hw， 得 Vh=2.98*10E7-，曲 线5必 过 的 五 点 0,546110,526820,51500,546110,526820,5150作图如下Vmaxm3/h=4779，Vminm3/h=1349操作弹性 Vmax/Vmin=,3.542624166，大于 ，小于 ，合

24、格 ， 塔 板 阻 力 的 计 算 与 较 核临 界 孔 速 u0cm/s =73/ v/11.875= 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 =0.069643086 。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

25、泡 沫 高 度hd=hd/ =0.019796837m,Ht+hw=0.51m>液体在降液管中停留时间较核。hd,合格平均停留时间Ad*Ht/Ls=7.740082575s,=3.017734967，F0=5，稳定系数，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 ， 根 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

26、*do*do*F0*n/v0.5F0=5 得 Vhm3/h= 1349.696194，曲 线 4是 液 相 上 限 线 ， 根 据Lh=Ad*Ht *3600=5s 得 Lhm3/h=37.26 ，可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结143.3.9 塔高规就塔体高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 Vm3/h=Lh* / l/ =1.679350119 ，所 以 釜 液高

27、度 Zm=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 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 ， 因 为 加 热 蒸 汽 的 潜 热 rRKJ/Kg= 2177.6t=130

28、 ， 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可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结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=378.88。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 。3.3.11 精馏塔接管尺寸 回 流 液接 管 尺寸体 积 流 量 Vrm3/s=L/ =0.002893769 ， 管 流 速 urm/s=0