《化工原理课程设计苯-甲苯浮阀塔设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计苯-甲苯浮阀塔设计.docx（19页珍藏版）》请在三一办公上搜索。
1、-化工原理课程设计设计题目：苯甲苯二元浮阀精馏塔设计目录板式塔设计任务书- 4 -任务及操作条件：- 4 -1流程和工艺条件的确定和说明- 5 -2. 操作条件和基础数据- 5 -2.1 操作条件- 5 -2.2基础数据- 5 -3 精馏塔的物料衡算- 5 -3.1原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率- 5 -3.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量- 6 -3.3 物料衡算- 6 -4 塔板数的确定- 6 -4.1理论塔板层数NT的求取- 6 -绘t-*-y图和*-y图- 6 -最小回流比及操作回流比的确定- 9 -精馏塔气、液相负荷的确定- 9 -4.1.4 求操作线方程- 10 -4.1
2、.5 图解法求理论板层数- 10 -4.2实际塔板数的求取- 10 -全塔效率ET的计算- 10 -实际板数- 10 -5 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算- 11 -5.1操作压力计算- 11 -5.2 操作温度计算- 11 -5.3 平均摩尔质量计算- 11 -5.4平均密度计算- 12 -5.4.1 气相平均密度计算- 12 -5.4.2 液相平均密度计算- 12 -5.5 液体平均表面*力计算- 12 -5.6液体平均黏度计算- 13 -6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算- 13 -6.1 塔径的计算- 13 -精馏段气液负荷计算- 13 -塔经D计算- 14 -溢流装置- 14 -塔板布置
3、- 15 -塔有效高度的计算- 16 -7浮阀塔板的流体力学验算- 16 -7.1 塔板压降- 16 -干板压降相当的液柱高度可由下式计算- 16 -气体通过液层的压降相当的液柱高度h1计算- 17 -7.1.3 液体表面*力的阻力h计算- 17 -液泛- 17 -7.1. 5雾沫夹带- 18 -8塔板负荷性能图- 18 -8.1 液沫夹带线- 18 -8.2液泛线- 19 -8.3液相负荷上限线- 19 -8.4 漏液线- 20 -8.5 液相负荷下限线- 20 -9塔板主要结构参数表- 21 -10 换热器选型- 22 -11 设计小结- 22 -12参考文献- 23 -13 工艺流程图及
4、精馏塔装配图- 24 -板式塔设计任务书题目：苯甲苯精馏塔设计任务及操作条件：处理量：21000吨年操作周期:7200小时年进料组成:苯含量36（质量分数）塔顶产品组成：97（质量分数）塔底产品组成：1%（质量分数）操作条件：常压（101.3kPa）、塔顶全凝泡点回流进料热状态:泡点进料单板压降：7 kPaR/Rmin:1.7设计项目：(1) 流程和工艺条件的确定和说明(2) 操作条件和基础数据(3) 精馏塔的物料衡算(4) 塔板数的确定(5)精馏塔的工艺条件及有关物性的计算(6)精馏塔的塔体工艺尺寸计算(7)浮阀塔板的流体力学验算(8)塔板负荷性能图(9) 塔板主要结构参数表(10)换热器选
5、型(11)设计小结(12）参考文献(13）工艺流程图及精馏塔装配图1流程和工艺条件的确定和说明本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，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1.7倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2. 操作条件和基础数据2.1 操作条件塔顶压力：常压（101.3kPa）进料热状态：泡点进料（q=1）回流比：R/Rmin=1.7塔底加热蒸气压力： 20
6、0kPa（120C）单板压降： 0.7kPa。2.2基础数据进料中苯含量（质量分数）：36%塔顶苯含量（质量分数）： 97%塔釜苯含量（质量分数）： 1%生产能力（吨/年）：21000吨3精馏塔的物料衡算3.1原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA=78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量MB=92.13 kg/kmolxF=0.3678.110.3678.11+0.6492.13=0.3989xD=0.9778.110.9778.11+0.0392.13=0.9744xW=0.0178.110.0178.11+0.9992.13=0.01183.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质
7、量MF= 0.398978.11+（10.3989）92.13=86.54kg/kmolMD= 0.974478.11+（10.9744）92.13=78.47 kg/kmolMW= 0.011878.11+（10.0118）92.13=91.96 kg/kmol3.3物料衡算生产能力100000030024=2916.67kg/塔顶产量D=2916.6778.47=37.2kmol/h总物料衡算F=37.2+W苯物料衡算0.36F=0.9737.2+0.01W联立解得 F =102.03kmol/hW=87.3kmol/h4塔板数的确定4.1理论塔板层数NT的求取苯甲苯属理想物系，可采用图解
8、法求理论板层数。绘t-*-y图和*-y图由手册1查的甲醇-水物系的气液平衡数据表一苯甲苯气液平衡苯（101.3KPa）/（mol）温度t/C液相中苯的摩尔分数*气相中苯的摩尔分数y110.5600109.910.010.025108.790.030.0711107.610.050.112105.050.100.208102.790.150.294100.750.200.37298.840.250.44297.130.300.50795.580.350.56694.090.400.61992.690.450.66791.40.500.71390.110.550.75580.80.600.7918
9、7.630.650.82586.520.700.85785.440.750.88584.40.800.91283.330.850.93682.250.900.95981.110.950.9880.660.970.98880.210.990.996180.011.001.00由上数据可绘出t-*-y图和*-y图。图1 t-*-y图图2*-y图图3 *-y图图解最小回流比及操作回流比的确定采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则*F =*q，在图4中对角线上，自点（0.3989，0.3989）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq=0.621*q=0.3989故最小回流比为：Rm
10、in=1.6则操作回流比为R= 1.7Rmin =1.71.6=2.72精馏塔气、液相负荷的确定L=RD=2.7237.2=101.2 kmol/hV=(R+1)D=（2.72+1）37.2=138.4 kmol/hL=L+F=101.2+102.03=203.5kmol/hV=V=138.4 kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图4所示。求解结果为总理论塔板数NT=（16-1）=15层（不包括再沸器）其中精馏段理论板数为7提馏段理论板数为8层（不包括再沸器），第7层为进料板。4.2实际塔板数的求取全塔效率ET的计算依据ET=
11、5132.5lg(m)根据塔顶、塔底液相组成查图3有XD=0.9744、XW=0.0118；由XD=0.9744对应图1求得塔顶温度TD=80.5C，同理得塔底温度TW=109.7C进一步求得全塔平均温度TM=（80.5+109.73）/2=95.1C当T=95.1时对应图1求得*A=0.363则该温度下进料液相平均黏度为：m=XAA+（1XA）B=0.3630.2754+（10.363）0.2799=0.2783mP.s=p0Ap0B T=95.1C时查得p0A=155.7 P0B=63.3 则=155.7/63.3=2.46ET=5132.5lg(m)=5132.51lg(0.27832.
12、46)=56.3%实际板数精馏段：N1=7/0.563=12.43取13层提馏段：N2=8/0.563=14.2取15层实际总板数=N1+N2=28层（不包括再沸器）5精馏塔的工艺条件及有关物性的计算5.1操作压力计算塔顶操作压力（常压）PD=101.3kPa每层塔板压降 P=0.70 kPa进料板压力 PF=101.3+0.7013=110.4 kPa精馏段平均压力 Pm=（101.3+110.4）/2=105.85 kPa5.2操作温度计算由图1得出塔顶温度 TD= 80.5C进料板温度 TF= 94C塔底温度 Tw=109.7精馏段平均温度Tm=（80.4 +94）/2= 87.2C5.
13、3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.9744，查图1得x1=0.936MVDm=0.974478.11+（10.9744）92.13=78.47 kg/kmolMLDm= 0.93678.11+（10.936）92.13=79 kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图4解理论板，得yF=0.621 xF=0.3989MVFm=0.62178.11+（10.621）92.13= 83.42 kg/kmolMLFm=0.398978.11+（10.3989）92.13=86.54kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm=（78.47+83.42）/2=80.95 kg/kmolM
14、Lm=（78.22+88.37）/2= 82.77kg/kmol5.4平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即vm=PmMvmRTm=105.8580.958.314(87.2+273.15)=2.86kg/m3液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1Lm=1ii得出LM=1ii(i为质量分数)塔顶液相平均密度的计算有tD=80.5C，查得A=814.63 kg/m3 B=810.96kg/m3LDm= kg/m3进料板液相平均密度计算有tF=94 C，查得A=799.48kg/m3B=797.37kg/m3进料板液相的质量分率A=LFm= kg/m3精馏段液相平均密度为Lm
15、=（814.54 +798.13）/2=806.33 kg/m35.5液体平均表面*力计算液相平均表面*力依下式计算，即塔顶液相平均表面*力的计算有tD=80.5 C，查得A=21.08mN/m B=21.52mN/mLDm=0.974421.08+0.025621.52=21.09mN/m进料板液相平均表面*力的计算有tF=94 C，查得A=19.39mN/m B=20mN/mLFm=0.398919.39+0.601120.=19.95mN/m精馏段液相平均表面*力为Lm= （21.09+19.95）/2=20.525mN/m5.6液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度
16、的计算由tD=80.5C，查得A=0.319mPasB=0.32mPas解出LDm=0.319mPas进料板液相平均粘度的计算由tF=94C，查得A=0.278B=0.283解出LFm=0.281mPas精馏段液相平均粘度为Lm=（0.319+0.281）/2=0.36精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1塔径的计算精馏段气液负荷计算m3/sm3/sLh=0.00294 3600=10.584 m3/h塔经D计算取板间距HT=0.4m，板上液层高度hL=0.06m,则HThL=0.400.06=0.34m=查史密斯关联图得C20=0.0675校正到物系表面*力为20.525mN/m时的C，即C=C20
17、200.2=0.0675=0.068uma*=CLVV=0.068=1.14m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u= 0.7uma*=0.701.14=0.8m/sD=1.31m按标准塔径圆整后为 D=1.4m塔截面积为AT=m2溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰，各项计算如下。(1) 溢流堰长取lW=0.66D=0.661.4=0.924m(2) 溢流堰高由 hW=hLhOW堰上液层高度hOW=2.84103E（LhlW ）2/3近似取E=1，则hOW=2.84103110.3680.92423=0.014mhW=hLhOW =0.060.014=0.046
18、m(3) 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 lW/D=0.66查手册弓形降液管的参数图得则 Af=0.07224D2=0.111mAt=0.0477/0.031=1.539=0.1241.4=0.1736m验算液体在降液管中停留时间，即=15.4s5s故降液管设计合理(4) 降液管底隙高度h00=LslWu0取u0,=0.08m/s则hWh0=0.0460.039=0.007m0.006m故降液管底隙高度设计合理。塔板布置(1)因D=1.40.80m，所以采用分块式。取0.065m，Wc=0.035m。依照公式Aa=2r2x2+180r2sin1(xr)=D2(WdWc)r=D2Wc开孔区面积
19、Aa按上式计算，其中x=(0.101+0.060)=0.563mr=0.05=0.665m则Aa=0.414m2(3)浮阀数N与开孔率：苯甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，d0取8mm。u0= F0v 取F0=10则u0= 102.86 =5.91m/sN=Vs4d02u0=1.08440.00825.91=3657A0=Vsu0=1.084/5.91=0.183t=d00.907AaA0=0.0115m=u/u0 =0.8/5.91=13.54%(在5%15%*围内)6.1.6塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精1)HT=(131)0.40=4.8m提馏段有效高度为Z提
20、=(N提1)HT=(151)0.40=5.6m提馏段、精馏段、进料板、塔顶、塔底、各开一个人孔，其高度为0.80m则精馏塔的有效高度为Z= Z精+ Z提 +0.80=4.8+5.6+0.808=14.4m7浮阀塔板的流体力学验算7.1塔板压降干板压降相当的液柱高度可由下式计算uoc=1.82573.1v=1.82573.12.86=5.92m/s大于uo=5.91m/shc=19.97.1.2气体通过液层的压降相当的液柱高度h1计算气体通过液层的阻力h1通过下式计算h1=hL液相为碳氢混合物取=0.5则 h1=hL=0. 50.03=0.03m7.1.3液体表面*力的阻力h计算液体表面*力所产
21、生的压降相当的液柱h由下式计算h=m气体通过每层塔板的液柱高度hp由下式得hp= h1+ h+ hchp=0.03+0.0013+0.0337=0.065m气体通过每层塔板的压降为Pp= hpg=0.065806.339.81=514.2 Pa700Pa（设计允许值）7.1.4液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式 苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，则=0.5（0.4+0.046）=0.223m又Hd=hp+ hL+ hd板上不设计进口堰，hd可由下式算得液柱Hd = 0.065+0.060+0.00098=0.126m液柱则本设计中不会发生液泛现象。7.1. 5雾沫夹带液沫夹带
22、量由下式计算泛点率=VsvLv+1.36LsZLKCFAb100%或泛点率=VsvLv0.78KCFAbAT100%对于单溢流塔板:ZL=D2Wd=1.420.174=1.052Ab=AT2Af=1.53920.111=1.317查图表得泛点负荷系数CF=0.12 苯-甲苯物性系数K=1.0带入上面公式得：泛点率=1.0842.86806.332.86+1.360.002881.05210.121.317100%=43.5%或1.0842.86806.332.860.7810.121.3171.539100%=34.1%两种结果的泛点率均在80%以下，故可知雾沫夹带量能够吗，满足ev0.1kg
23、(液)/kg(气)的要求。8塔板负荷性能图8.1液沫夹带线由泛点率=VsvLv+1.36LsZLKCFAb100%按泛点80%计算如下Vs2.86806.332.86+1.36Ls1.05210.121.317100%=0.8整理得：Vs=2.6523.96Ls 可知雾沫夹带线为直线，则在操作*围内任取4个数值结果如下：Ls，m3/s0.0010.00150.0020.0025Vs，m3/s2.6262.6142.6022.590表一8.2液泛线由 hp= h1+ h+ hc 、 、Hd=hp+ hL+ hd；得：= hp+ hL + Hd = hc+ h1 + hL+ hd；将hc=5.34
24、vu022Lg、h1=hL、hOW=2.84103E（LhlW ）2/3、hL=hOW +hW、泛点率=VsvLv0.78KCFAbAT100%；分别代入上式得：=5.34vu022Lg+0.513（LslW h0）2+(1+)+2.841000E(3600LslW)23因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、hW、h0、lW、p、L、及等均为定制，u0与Vs又有如下关系：u0=Vs4d02N代入上式得：=5.34vVs4d02N22Lg+0.513（LslW h0）2+(1+)+2.841000E(3600LslW)23同理，阀孔数N与孔径d0也为定值，因此上式可以简化为：aVs2=bcLs2
25、cLs23代入数据计算进一步简化为：Vs2=28.7373514.93Ls2131.19Ls23在操作*围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表二。Ls，m3/s0.0010.00150.0020.0022Vs，m3/s5.235.185.135.11表二8.3液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式=5得Ls，maAfHf = m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。8.4漏液线对于F1型重阀，依F0=u0v=5计算，则u0=5v又知Vs=4d02Nu0则，Vs=4d02N5v计算得Vs=0.543 m3/s（与液体流量无关）在操作*围内，
26、任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表三。Ls，m3/s0.00700.0100.0300.060Vs，m3/s1.331.371.561.75表三8.5液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式hOW=2/3=0.006取E=1，则Ls，min= m3/s根据以上各线方程，可以作出浮阀塔的负荷性能图，如下：在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可知，浮阀塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图得=0.543m3/s =2.5 m3/s则操作弹性为/=4.69塔板主要结构参数表浮阀塔设计计算结果项目数值及说明备注
27、塔经D/m1.4板间距HT/m0.4塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)0.8堰长lW/m0.924堰高hW/m0.014板上液层高度hL/m0.06降液管低隙高度h0/m0.039浮阀数N/个3657等腰三角形叉排阀孔气速u0/（m/s）5.91阀孔动能因数F010临界阀孔气速uoc（m/s）5.92孔心距t/m0.0115同一横排的空心距开孔率13.54单板压降P/pa514.2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%43.5气相负荷上限（Vsma*）/(m3/s)2.5雾沫夹带控制气相负荷下限（Vsmin）/(m3/s)0.543
28、漏液控制操作弹性4.610换热器选型据文献查得苯沸点80.10，甲苯沸点110.63精馏采用全冷凝回流。塔顶温度tD=80.5冷凝水t1=25则由tD=80.5查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=3902.4m3/h顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数K=600W/m2k，则传热面积冷凝水流量11设计小结苯是由煤干馏、石油催化裂解、催化重整得到，常含有芳香族同系物、噻吩及饱和烃等，常采取精馏的方法分离提纯苯。苯为无色透明液体，有芳香族特有的气味，难用于水。苯的危险特性属第3.2类中闪点易燃液体。苯的蒸气对人有强烈的毒性，急性中毒时出现酒醉状态、晕眩、瞳孔放大、网膜出血、皮肤苍白、体温和血压下降、
29、脉搏微弱，终因呼吸麻痹、痉挛而死亡。工业上常用作合成燃料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的原料，清漆、硝基纤维的稀释剂、脱漆剂、树脂、人造革等溶剂。本设计进行苯和甲苯的分离，采用直径为1.4m的精馏塔，选取效率较高、塔板结构简单、加工方便的单溢流方式，并采用了弓形降液盘。该设计的优点：1.操用、调节、检修方便；2.制造安装较容易；3.处理能力大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用；4.操作弹性较大。该设计的缺点：设备的计算及选型都有较大的误差存在，从而选取的操作点的不是在最好的*围内，影响了设计的优良性。12参考文献1 夏清，贾绍义.化工原理.(上册).*：*大学，2012.2 夏清，贾绍义.化工原理.(下册).*：*大学，2012.3 王卫东.化工原理课程设计.：化学工业，2011. z.
