2022年苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案2.docx

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1、精选学习资料 - - - - - - - - - 精馏塔设计苯-甲课苯连续设精计馏浮阀塔的设计1程的目课程设计是 “ 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力；3迅

2、速准确的进行工程计算包括电算）的能；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 产品要求10+0.1*量学号）t/h 双号 ：质分率：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 ；3.1 凝流程产3课程设计报告内容示

3、意图冷器塔顶品冷却器苯的储罐苯原料原料罐 回流原料预热器精馏塔3.2 流再 沸 器 回流塔 底 产 品 冷 却 器 甲 苯 的 储 罐 甲 苯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,这时候原料混合物就分开了,1 / 12 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页,共 12 页精选学习资料 - - - - - - - - - 气相混合物在精馏塔中上升,而液相混合物在精馏塔中下

4、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 鲜 原 料 的 加 入 ； 最 终 , 完 成 苯 与 甲 苯 的 分 离 ；3.2.2 方方案案主的说明用和浮论阀证塔；本要是采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

5、,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；点而浮阀塔的优点正是：而浮阀

6、塔的优正是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

7、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,计因此设计浮算阀塔比较合明适；3.3 设的计与说4 3.3.1 据工全量艺塔物）料可衡算根的操作条件知：料液流F=10-0.5*19t/h=2.25Kg/s =94.285Kmol/h 2 / 12 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页,共 12 页精选学习资料 - - - - - - - - - 料液中易挥发组分的质量分数xf = 流 量

8、 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=92Pa*=144

9、.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=80.1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 =2.500x=2.500x/1-xf/a-11.426,

10、R=1.5Rmin2.139,所精馏段液相质量流量LKg/s RD 2.139*0.89=1.904,精馏段气相质量流量VKg/sR+1D3.139*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LKg/s L+qF 1.904+1*2.25=4.154,提馏段气相质量流量VKg/sV-1-qF2.794；V 所以,提馏段操作线方程ym+1= Lxm/ V-Wxw/ =1.487xm-0.008 3.3.3 理论塔板数的计算1 ） 联 立 精

11、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 0.9514 第 二 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=0.681x5+0.311 0.7497 x6=y6

12、/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 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=1.487x9-0.008

13、0.5267 x10=y10/y10+a1-y10 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

14、0.1108 x15=y15/y15+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< ； xw,由于釜底间接加热,所以共需要17-1=16 块塔板；精馏段和提馏段都需要八块实际板板数；3.3.4 塔的计算根 据内 插法 , 可 查得 ：苯 在泡 点时的 黏度 amPa.s 0.25 ,甲苯在泡点是的黏度 bmPa.s0.27,4 / 12 名师归纳总结 - - -

15、 - - - -第 4 页,共 12 页精选学习资料 - - - - - - - - - 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/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

16、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/h0.006978652；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,根 据 公 式 1/ l=x1/ a+1-x1/ b 得,液 相 密 度 lKg/m3791.1308658,根 据 公 式 苯 的 摩 尔 分 率y1/78/yi/78+1-yi/ 92

17、 M= 苯 的 摩 尔 分 率 *M 苯甲 苯 的 摩 尔 分 率 *M 甲 苯 v=M22.4*273/273+120*P/P0 得气 相 密 度 vKg/m32.742453103；气 液 流 动 参 数,Flv=Lh/Vh* l/ v0.50.12830506,根 据 试 差 法,设 塔 径 Dm1.2,根 据 经 验 关 系 : 可 设 板 间 距 Ht0.45m, 清 液 层 高 度 Hl 常 压 塔 ） 取 为 mm, 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 ,

18、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* /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/su=0.60.8*uf0.765696139,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

19、 板 和 降 液 管 结 构截确径定降Atm2 液管结构塔Dmm 1200 塔面积Ad/At/% 查表1.31 Ad/At 查表10.2 5 / 12 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页,共 12 页精选学习资料 - - - - - - - - - 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 30 40mm, 而 且 小 于 hw, 本 设 计 取 为 mm, 溢 流 堰 高 度 hwmm,

20、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/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 25.86020221,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 0.30.5 , 符 合 要 求 ； 塔 盘 及 其 布 置由 于 直 径 较 大 ,

21、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 bsmm , 一 般 为 50 100 , 本 设 计 取 为 ；出 口 安 定 区 得 宽 度 bsmm , 一 般 为 50 100 , 本 设 计 取 为 ；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 24.592877

22、02. 塔 板 结 构 如 下 两 图9 浮阀数排列10 11 6 / 12 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页,共 12 页精选学习资料 - - - - - - - - - 选择F1 型重型32g 的浮阀阀孔直径给定,d0mm=39mm, 动能因子 F0 一般取为 812,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

23、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 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*

24、 v/ l- v0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf=0.41815191F.,F2 均符合,F1=Vs* v/ l- v0.5/At/K/Cf/0.78=0.397830445,泛点率F10.80.82,要求；12 7 / 12 名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页,共 12 页精选学习资料 - - - - - - - - - ,塔板阻力的计算与较核临 界 孔 速 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

25、力的阻力 h,一般忽视不计,所以塔板阻力 hfm=ho+hl+h =0.069643086；13 体降通过液降管管液流泛动校力核液液的阻,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>；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 定 系 数,k=u0/u0= 2.296737127 >；1.5

26、2,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,曲 线 2 是 液 相 下 限 线 , 根 据 Lh=0.002840.6667*lw*how1.5 how=6mm 得Lhm3/h=2.690007381,曲线是严峻漏液线,依据 Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/ v0.5 F0=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 ,曲 线 是 降 液 管 泛 线,根 据

27、 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8 / 12 名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页,共 12 页精选学习资料 - - - - - - - - - 14 3.3.9 塔高规 就 塔 体 高 h=Np*Ht=13.5m,

28、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 后 的 塔 体 高 为 17.59m. 3.3.10 热 量 衡 算底苯塔底摩尔尔热热量衡算塔蒸汽的潜rv苯KJ/Kg= 373,塔底甲苯蒸汽的摩潜

29、热rv甲苯KJ/Kg=361；所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热rvKJ/Kg= rv 甲苯苯KJ/Kg*yC6H6+rv *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,所以需要的加热蒸汽的质量流量GrKg/s=Qr/rR=0.535633644；顶上塔顶的热量衡算塔升苯蒸汽摩尔潜热rv 苯KJ/Kg=379.3 9 / 12 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页,共 12 页精选学习资料 - - - - - - - - - 塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热rv 甲苯KJ/K

30、g=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

31、 ,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,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/ =0.006685975 ,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=31