2022年苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案3.docx

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1、精选学习资料 - - - - - - - - - 目 录1 课程设计的目的 3 2 课程设计题目描述和要求 3 3 课程设计报告内容 4 4 对设计的评述和有关问题的争论 22 5 参考书目 221 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别易挥发的苯和不易挥发的甲苯,采纳连续操作方式,需设计一板式塔,板空上安装浮阀,详细工艺参数如下：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

2、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, 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 R=1.2 2）Rmin ；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 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,

3、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

4、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：1 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页,共 10 页精选学习资料 - - - - - - - - - 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 动；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：结构简洁,造价低

5、,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 高 20% 30；

6、50% 80% ,但是比筛板塔但是,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；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3.3.1 全塔物料衡算依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 =流量 D=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s；

7、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2 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页,共 10 页精选学习资料 - - - - - - - - - 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 6 1 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=92 Pa*=144.544P

8、,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；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 RD 2.139*0.89=1

9、.904,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/s V-1-qF 2.794 ；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=0.017 2 ）用逐板运算法运算理论

10、塔板数第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一样,所以 y1=xd, 然后可以依据平稳方程可得x1, 从其次块板开头应用精馏段操作线方程求 yn, 用平稳方程求 xn, 始终到 xn 0.9514 其次板 y2=0.681x1+0.311 0.9592 x2=y2/y2+a1-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+a1-y4 0.7456 第五板 y5=0.681x4+0.311 0.8189 x5=y5/y5+a1-y5 0.6440 第六板 y6

11、=0.681x5+0.311 0.7497 3 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 3 页,共 10 页精选学习资料 - - - - - - - - - x6=y6/y6+a1-y6 0.5451 第七板 y7=0.681x6+0.311 0.6823 x7=y7/y7+a1-y7 0.4621 第八板 y8=0.681x7+0.311 0.6258 x8=y8/y8+a1-y8 0.4008 第九板 y9=0.681x8+0.311 0.5840 x9=y9/y9+a1-y9 0.3596 x9xd 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

12、线求 yn, 用平稳方程求 xn,始终到 xn 0.3080 第十一板 y11=1.487x10-0.008 0.4500 x11=y11/y11+a1-y11 0.2466 第十二板 y12=1.487x11-0.008 0.3587 x12=y12/y12+a1-y12 0.1828 第十三板 y13=1.487x12-0.008 0.2638 x13=y13/y13+a1-y13 0.1254 第十四板 y14=1.487x13-0.008 0.1784 x14=y14/y14+a1-y14 0.0799 第十五板 y15=1.487x14-0.008 0.1108 x15=y15/y1

13、5+a1-y15 0.0475 第十六板 y16=1.487x15-0.008 0.0626 x16=y16/y16+a1-y16 0.0260 第十七板 y17=1.487x16-0.008 0.0307 x17=y17/y17+a1-y17 0.0125 x17 0.25 ,甲苯在泡点是的黏度 bmPa.s 0.27 ,所以：平均黏度 avmPa.s a*xf+ b*1-xf 0.25*0.395+0.27e0.2450.544 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

14、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；3.3.5 塔径运算4 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页,共 10 页精选学习资料 - - - - - - - - - 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/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

15、 aKg/m3 792.5 ,液态甲苯的泡点密度 bKg/m3 790.5 ,依据公式 1/ l=x1/ a+1-x1/ 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/P0 得气相密度 vKg/m3 2.742453103；气液流淌参数,Flv=Lh/Vh* l/ v0.50.12830506 ,依据试差法,设塔径 Dm 1.2,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 50mm,

16、所以液体沉降高度 Ht-hl 0.4m ；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 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/s C* l- v0.5/ v0.5 1.093851627 ；设计气速 um/s u=0.6 0.8*uf 0.765696139 ,设计塔径 Dm=Vs/0.785/u0.51.197147394 ,依据标准圆整为1.2m, 空塔气速 u0m/s=0.785*Vs/D/

17、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 Dmm 1200 塔截面积 Atm2 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 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 30mm, 溢流堰高度 hwmm, 常压和加压时,一般取 5080mm 本设计取为 60mm, 降液管的校核5 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页,共 10 页精

18、选学习资料 - - - - - - - - - 单位堰长的液体流量,Lh/lw m3/m.h27.47661034 ,不大于 100 130 ,符合要求堰 上 方 的 液 头 高 度howmm 2.84*0.001*E*Lh/lw0.66667 25.86020221 ,式中, E 近似取一, how=25.866mm, 符合要求；底隙流速, ubm/s =Ls/lw/hb 塔盘及其布置 0.2544130 ,而且不大于 0.3 0.5 ,符合要求；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

19、0.115m2, 入口安定区得宽度 bsmm ,一般为 50 100 ,本设计取为 60 ；出口安定区得宽度 bsmm ,一般为 50 100 ,本设计取为 60 ；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 塔板结构如下两图 9 浮阀数排列 挑选 F1 型重型 32g 的浮阀24.59287702. 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/

20、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=11.48368564,开孔率 =n*d0*d0/D/D = 0.10985 3.3.7 塔板的流体力学校核 1 液沫夹带量校和核,一般 10 14 ,符合要求；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*

21、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- 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 0.8 0.82 ,F.,F2 均符合要求；,塔板阻力的运算与较核6 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页,共 10 页精选学习资料 - - - - - - - - - 临界孔速 u0cm/s =73/ v1/1.875= 5.7525979 =19.9/ l*= 0*hw+how= 0.034

22、344081,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 泡 沫 高 度hd=hd/ =0.019796837m, 平均停留时间Ad*Ht/Ls=7.740082575s,hd, 合格；液体在降液管中停留时间较核5 s ）,合格；严峻泄漏较核泄漏点气速 u0=F0/ v0.5 =3.0177349 67,F0

23、=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/Cf F2=0.8 得,方程 Vh=6588-14.289Lh,得曲线 2 是液相下限线,依据 Lh=0.002840.6667*lw*how1.5 how=6mm Lhm3/h=2.690007381,Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/ v0.5 F0=5 得 Vhm3/h= 曲线 3 是严峻漏液线,依据1349.696194 ,曲线 4 是液相上限线,依据 Lh=Ad*Ht *3600 =5s 得 Lhm3/h= 37.26,曲 线 5

24、 是 降 液 管 泛 线 , 根 据 hd , 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=,3.54262416614 3.3.9 塔高 规章塔体高 h=Np*Ht=13.5m, ,大于 2,小于 4,合格开人孔处 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

25、, 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7 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页,共 10 页精选学习资料 - - - - - - - - - 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

26、 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=378.88； t1

27、=25 ,冷却水的出口温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=0.3 ,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 ,

28、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 Vw m3/s=L/ =0.006685975 ,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ddmm=4*Vd/3.1415/ud0.5=316.0129882= 377*8 ；3.3.11 帮助设备设计再沸器由于蒸汽温度 ts =130 ,釜液进口温度 t1 =100 ,釜液出口温度 t2

29、=110 ,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t1=25 , 冷却水的出口温度 t2=70 ,8 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页,共 10 页精选学习资料 - - - - - - - - - 所以传质温差 tm= t1- t2/ln t1/ t2= 41.2448825,由于 K2W/m2/K=250,所以,传质

30、面积 Am2=Qc/K2/ tm=118.6764892；16 储罐 原料罐 因 为 停 留 时 间 1s= 1800 ,所 以 原 料 罐 的 容 积 量 Vm3=F* 1/ l/ =9.751388076 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/ =963.9832197；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 塔板主要流淌性能参数 数据 塔的有效

31、高度 Z0m 13.5 液泛气速 ufm/s 1.093407044 实际塔板数 Np 30 空塔气速 um/s 0.469409612 塔 塔 板 内径 Dm 1.2 设计泛点率 rf=u/uf 0.696675915 板间距 Htm 0.45 阀孔动能因子 F0 11.48368564 流淌形式 单流型 阀孔气速 uom/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 uom/s 3.017734967 降 液 管 堰 长 lwmm 876 雾 沫 夹 带 泛 点 率 F1 0.41815191 降液管截面积的宽度 bdmm 290 稳固

32、系数 k 2.296737127 溢 流 堰 高 度 hwmm 60 临界孔速 u0cm/s 5.752597951 降 液 管 底 隙 hbmm 30 堰上方的液头高度howmm 25.86020221 边 缘 区 宽 度 bcmm 50 塔板阻力 hfm 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 hdmm 19.80浮阀形式 F 1 底隙流速 ubm/s 0.254413059 浮阀个数 104 Vmaxm3/h 4779 浮阀排列形式等腰三角形排列 V

33、minm3/h 1349 开孔率 0.10985 操作弹性 =Vmax/Vmin 3.542624166 4.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9 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页,共 10 页精选学习资料 - - - - - - - - - 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；10 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页,共 10 页