化工原理课程设计苯甲苯混合液浮阀精馏塔设计

1、荆楚理工学院化工与药学院化工原理课程设计说明书设计题目 7.0万吨苯甲苯混合液浮阀塔精馏塔设计 专业班级 学生姓名 学 号 2009302040323 指导老师 完成时间 2011-5-18 目录摘 要.3绪 论.3课程设计任务书.4设计方案.6第一章 塔板的工艺设计计算.81.1相关基础物性数据.81.2全塔物料衡算.9 1.3塔板数的确定.101.3.1平衡线方程的确定及绘制.101.3.2相对挥发度.121.3.3操作回流比的确定.131.3.4理论塔板数的确定.13 1.图解法求取.13 2.逐板法求取.15 1.3.5实际塔板数.171.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.191

2、.4.1进料温度的计算.201.4.2操作压力的计算.201.4.3平均摩尔质量的计算.201.4.4平均密度计算.211.4.5液体平均表面张力计算.221.4.6液体平均粘度计算.231.5 精馏塔工艺尺寸的计算.231.5.1塔径的计算.231.5.2精馏塔有效高度的计算.281.6塔板主要工艺尺寸的计算.281.6.1溢流装置尺寸的计算.291.7浮阀数目、浮阀排列及塔板布置.33 1.7.1塔板布置.33 1.7.2浮阀塔的开孔率及阀孔排布.351.8塔板流体力学验算.381.8.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降hf.381.8.2液泛及降液管中清夜层高度hd.391.8.3计算雾沫

3、夹带量ev.401.9塔板负荷性能图.421.9.1雾沫夹带上限线.421.9.2液泛线.431.9.3 液相负荷上限线.441.9.4液相负荷下限线.44 1.9.5塔的操作弹性.451.10小结46第二章 热量衡算462.1相关介质的选择472.1.1加热介质的选择472.1.2冷凝剂472.2热量衡算48 2.3焓值的计算.49第三章 辅助设备523.1冷凝器的选型523.1.1计算冷却水流量523.1.2冷凝器的计算与选型523.2冷凝器的核算533.2.1管程对流传热系数1533.2.2计算壳程流体对流传热系数0543.2.3污垢热阻553.2.4核算传热面积553.2.5核算压力降

4、55第四章 塔附件设计584.1接管584.1.1进料管584.1.2回流管584.1.3塔底出料管584.1.4塔顶蒸气出料管594.1.5塔底进气管594.2筒体与封头594.2.1筒体594.3除沫器594.4裙座604.5人孔604.6塔总体高度的设计604.6.1塔的顶部空间高度604.6.2塔的底部空间高度614.6.3塔立体高度61设计结果汇总62结束语63参考文献64主要符号说明65 66(完)摘 要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在

5、化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对苯和甲苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。采用浮阀精馏塔，塔高13.11米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为26。算得全塔效率为0.534。塔顶使用全凝器，部分回流。

6、精馏段实际板数为13，提馏段实际板数为13。实际加料位置在第13块板(从上往下数)，操作弹性为3.43。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用140饱和蒸汽加热，用15循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。绪 论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而

7、提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。浮阀塔盘自20世纪50年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。由于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气

8、体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作气速不可能会很高，因为会产生严重的雾沫夹带，这就限制了生产能力的进一步提高。 具有代表性的浮阀塔有f1型（v1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。 (一)课程设计任务书一、设计题目： 7.0万吨 分离苯甲苯 混合液的浮阀精馏塔设计 二、原始数据及操作条件1生产能力：年处理苯甲苯混合液7.0万吨(开工率300天/年)2. 原 料：苯的含量44%（质量分数，下同） 进料状况自

9、选3. 分离要求：塔顶馏出液中苯含量不低于95% 塔底釜液中含苯量不高于2%4. 操作压力：常压101.3 kpa操作 塔顶表压4 kpa 单板压降不低于0.7 kpa5. 回 流 比：r=(1.12.0)r 这里 r=1.7 rmin6. 塔顶采取用全辽凝气泡点回流7. 塔釜采用间接饱和水蒸气加热8加料状态： q=1.0 单板压降： 三、设计内容1. 精馏流程的确定（附流程简图）；2. 精馏塔的物料衡算、塔板数的确定、工艺条件及相关物性数据的计算；3. 精馏塔和塔板主要工艺尺寸的计算、塔板流体力学的校核并作出塔板负荷性能图。4.精馏塔的物料衡算；5.精馏塔接管尺寸计算；6.绘制生产工艺流程图

10、；7.绘制精馏塔设计条件图；8.对设计过程的评述和有关问题的讨论。四、设计要求1. 设计程序简练清楚，结果准确并汇总表；2. 计算公式、图表正确并注明来源，符号和单位要统一。五、设计日期 2011年5月15日至2011年5月31日 （二） 设计方案的选择 1 设计流程本设计任务为分离苯_甲苯混合物。对于二元混合物的分离，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器冷却后送至储罐。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经

11、冷却后送至储罐。 连续精馏塔流程流程图 连续精馏流程附图图1-1 流程图 2 设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。

12、要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。塔板工艺计算流体力学验算塔负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算 图1-2 设计思路流程图1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选r=2.0rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔

13、板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，

14、液面落差也较小。第一章 塔板的工艺设计 1.1 相关物性参数 表1-1 苯、甲苯的粘度温度020406080100120苯0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228 表1-2 苯、甲苯的密度温度020406080100120苯-877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0 表1-3 苯、甲苯的表面张力温度020406080100120苯 31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.

15、8928.5426.2223.9421.6919.4917.34 表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容温度050100150苯 72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6 表1-5 苯、甲苯的汽化潜热温度20406080100120苯 431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯 412.7402.1391.0379.4367.1354.2 表1-6 苯和甲苯的物理参数分子式相对分子质量沸点临界温度临界压力mpa苯（a）c6h678.11g/mol80.1288.954,898甲苯（b）c7h892.13g/mol110.6318.574.1

16、09 表1-7 饱和蒸汽压苯、甲苯的饱和蒸汽压可用antoine方程计算：abc苯6.94192769.42-53.26甲苯7.05803076.65-54.651.2 全塔的物料衡算1.2.1塔的物料衡算（1）苯的摩尔质量： 甲苯的摩尔质量：=原料含苯的质量百分率为44%，塔顶苯含量不低于95%，塔底苯含量不大于2% 则：原料液含苯的摩尔分率：1 塔顶含苯的摩尔分率： 塔底含苯的摩尔分率：（2）原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量 已知产品中甲苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：mf 78.110.481(10.481)92.1385.386kg/kmol塔顶液的平

17、均摩尔质量：md 78.110.982(10.982)92.1378.362kg/kmol塔底液的平均摩尔质量：mw 78.110.023(10.023)92.1391.807kg/kmol（3）. 物料衡算依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，得： f,70000t/（30024）h9722.20kg/h全塔物料衡算：进料液： f=9722.2（kg/h）/85.386（kg/kmol）=113.8kmol/h总物料恒算： f=d+w d+w=113.8苯物料恒算： fxf=dxd+wxw 113.80.481=d0.982+w0.023联立解得： d = f = 113.8 = 5

18、4.35 kmol/hw = fd = 113.8-54.35=59.45 kmol/h 1.3 塔板数的确定 （图解法和逐板法）理论塔板数的求取苯-甲苯物系属理想物系，可用梯级图解法（mt）和逐板法,求取nt，步骤如下： 1.3.1平衡曲线的绘制根据苯-甲苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取。依据 y = , y = 将所得计算结果如列表2：表2苯（x）-甲苯（y）的相平衡数据温度，（）80.184889296100104108110.6（kpa） 苯101.3113.6127.6143.7160.5179.2199.3221.2234.6甲苯38.844.450.657.665.67

19、4.583.393.9101.3两相摩尔分率x1.0000.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570.000y1.0000.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250.000图1 苯甲苯混合液的y-x图本方案中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小，所以其对x-y平衡关系的影响完全可以忽略。将上表中数据作图得x-y曲线：苯-甲苯平衡体系t-x-y图图一 苯-甲苯气液平衡线图（1汽相 2液相）1.3.2相对挥发度可根据平衡线图查得 xa , xb, ya , yb用计算法求得： =2.37同理求出其他值 列表如下表3

20、苯-甲苯物系在某些温度t下的a值（附x值）t( )80.184889296100104108110.62.612.562.522.492.4452.412.402.352.31x10.8160.6510.5040.3730.2570.1520.0570可见随着温度的升高，变化不大，可对表中两端数据取平均值 = 2.4521.3.3操作回流比的确定在y-x图（图1）上，因，查得，而，。故由式（3-53a）得最小回流比： r = = = 1.352也可根据课本中公式（10-45）得，代入数据计算得：两种计算方法结果相同。rmin=1.352考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回

21、流比的1.7倍，即： r=1.7rmin=1.71.352=2.30精馏塔的汽、液相负荷： 精馏段：液相流量：l=rd=2.3054.35=125.00kmol/h 气相流量：v=(r+1)d=(2.30+1)54.35=179.35kmol/h 提镏段：液相流量：l=l+f=125.00+113.8=238.80kmol/h 气相流量：v=v=179.35kmol/h 1.3.4理论塔板数的确定 （一）图解法 图2 苯-甲苯物系精馏分离理论塔板数的图解精馏段操作线为： =0.697+0.2975 平衡方程:提馏段操作线可由(xw，xw)及精馏段操作线和q线的交点决定。泡点加料时q=1 （1）

22、 （2）对全塔物料横算 d+w=f （3） d+w=f （4）由(1)、(2)式得 (5) (6) 将(5)式值带入(6)中得 提留段操作线为 ym+1 = 1.331xm-0.0076图解理论板层数 自点（xd,x d）开始，在精馏段操作线与平衡线之间绘直角梯级，梯级跨过两操作线交点时，改在提馏段操作线与平衡线之间绘直角梯级，直到梯级的垂直线达到或超过点(xw,xw)为止，每一个梯级代表一层理论板，跨过交点的梯级为进料板。由于间接蒸汽加热，再沸器视为一层理论板。故由图知，共需15层理论板（包括再沸器），其中精馏段7层，提馏段8层，第8层为进料板。若塔顶采用分凝器，即塔顶蒸汽经分凝器部分分凝的

23、气相与液相可视为相互平衡，故分凝器也相当于一层理论板。故此时，上述方法求得的理论板层数还当减去一层。总理论板数n=15（包括塔釜）。其中精馏段为7，提馏段为8（包括塔釜），第8块板为进料板。（二）逐板法1）平衡线方程的确定由文献1中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出算出。如 表1-6 苯甲苯（101.3kpa）的t-x-y相平衡数据苯摩尔分数温度苯摩尔分数温度液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30

24、.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2=2.37同理可算出其它的2.352.332.462.562.582.492.612.392.45从而推出 (上面已求) =2.452所以平衡线方程 因为q=1.0 即 已求 yf=0.694 rmin=1.352取操作回流比 r = 2.30 2）求精馏塔的气液相负荷 （上面图解法中已求出） 精馏段： 液相流量： l=rd=2.3054.35=125.005kmol/h气相流量： v=(r+1)d=(2.30+1)54.35=179.355kmol/h 提镏段： 液相流量： l=l+f=

25、125.005+113.8=238.8kmol/h气相流量： v=v=179.355kmol/h3）操作线方程 （上面图解法中已求出）精馏段操作线方程为： =0.697+0.2975提馏段操作线方程为： ym+1 = 1.331xm-0.00764）用逐板法算理论板数y2=0.697*0.9569+0.2975=0.9643 x2=0.9171同理可算出如下值： y3=0.9366 x3=0.8570y4=0.8948 x4=0.7754y5=0.8380 x5=0.6719y6=0.7658 x6=0.5714y7=0.6957 x7=0.4825 y8=0.6228 x8=0.4138 x

26、f =0.481故 第8块板为进料版，精馏段有7块板。然后将数据代入提留段方程中：y9=1.331x - 0.0076=0.5421 x9=0.3265y10=0.4270 x10=0.2331y11=0.3026 x11=0.1504y12=0.1925 x12=0.0886y13=0.1103 x13=0.0481y14=0.0564 x14=0.0328y15=0.0241 x15=0.0112 xw=0.023 所以总理论板数为15块（包括再沸器），第8块板上进料。精馏段有7块板，提留段有8块板。1.3.5实际板层数的确定1) 塔板总效率的估计在求出理论塔板数后，要先确定塔板总效率才可

27、求出实际板数。塔板效率是否定得合理，对所设计的他在建成后能否满足生产上的要求有重要意义。而塔板效率与物系的性质、塔板的结构以及操作条件有密切的关系。由于影响因素很多，目前尚无适用范围和较精确的计算方法。一般用下面三种方法之一来确定：1、 参考工厂同类型塔板，物系性质相同（或相近）的塔效率的经验数据。2、 在生产现场对同类型，类似物系的塔进行实际查定，得出可靠的塔板效率数据。3、 在没有可靠的经验数据作参考室，可采用“奥康奈尔的蒸馏塔效率关联图”或“奥康奈尔关联式”来估算全塔效率。式中：全塔效率，无因次；全塔平均温度下的相对挥发度，无因次；顶第一块板上的温度，底最后一层板上的温度，料液在塔顶和塔

28、底清军温度下的粘度，其中： 料中组分i的摩尔分率； 顶、塔底平均温度下各组分液体纯态下的粘度；必须注意此关联是的适用范围是：（1）（2）液体的板长流程长度1.0m，超过1m时，实际可达到的全塔效率比有此式解出的值大。（3）次关联式是对泡罩塔或筛板塔的几十个工业塔进行实验而得的结果，对浮阀塔可参照使用。有我国某厂八个浮阀塔实例的全塔效率表明，实测数据与由奥康曲线（关联式）所得出的数据基本吻合。由苯与甲苯不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。由图可知3对应的温度为塔底温度，查得为tw=109.8由它们的安托因方程 2 苯-甲苯在某些温度下的粘度：如表t8090100110120苯0.3080.27

29、90.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228假设一个泡点t,代入上式检验，可知只有td=80.52时，算出的2，所以塔顶的温度为td=80.52。这样，平均塔温为 。查化工原理附表在95.16 苯的粘度：0.262厘泊。甲苯的粘度：0.273厘泊故 =xii=0.4810.262+0.5190.273=0.268 (mpa.s)依式 全塔效率为 2)实际板数的求取精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 （不包括再沸器）实际板层数 np=n精+n提=26(块) (其中np应不包含在沸器的理论板层数板)1.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.4.1进料温

30、度的计算查苯甲苯的气液平衡数据，由内差法求得： 同理求得 精馏段平均温度： =86.30提馏段平均温度： =100.941.4.2 操作压强塔顶压强 = 101.3 + 4=105.3 kpa取每层塔板压降 p=0.7kpa，进料板压强： =105.3+110.7=113.0kpa塔底压强： =105.3+240.7=122.1kpa 精馏段平均操作压力： 109.15 kpa 提馏段平均操作压力： =117.55kpa1.4.3平均摩尔质量的计算塔顶： xd=y1=0.982，x1=0.9569 mvdm = y1 m苯+（1-y1）m甲苯 mldm = x1m苯+（1-x1）m甲苯 进料板

31、：y f=0.694，x f=0.481 塔釜： xw=0.023，yw=0.0546 精馏段平均摩尔质量： mvm =（ mvdm +mvfm）/2=(78.36+82.41)/2=80.39kg./mol mlm =（ mldm +mlfm）/2=(78.72+85.38)/2=82.05kg./mol 提馏段平均摩尔质量： 1.4.4平均密度计算(1) 气相平均密度计算理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度： 提留段气相密度： (2) 液相平均密度计算由式 求相应的液相密度。 当时,用内插法求得下列数据 对于进料板：用内插法求得下列数据 对于塔底： 精馏段平均密度：提馏段平均密度：1.4

32、.5液体平均表面张力计算液体表面张力m = 由查手册得 由查手册得 由 查手册得 精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力： 1.4.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算:lglm=xilgi1）塔顶液相平均的黏度的计算 由 查表得： 2）进料板液相平均黏度的计算 由 查表得： 同理可得 3）由 查表得： 同理可得 1.5 精馏塔工艺尺寸的计算1.5.1塔径的计算精馏段气液相体积流速为精馏段 提馏段 根据流量公式有： 式中：塔内的气相流量， 空塔气速，一般适宜的空塔气速为极限空塔气速的0.60.8倍，即而 式中： 极限空塔气速， 、分别为液相和气相的密度， 负荷系数， 横坐标是量纲为1的比

33、值，称为液气动能参数，它反映液、气两相的流量与密度的影响，而反映液滴沉降空间的高度对负荷参数的影响。板上液层高度应由设计者首先选定。对于常压塔一般取为0.050.1（通常取0.050.08）；对于减压塔应取低些，可低至0.0250.03。由于本次设计是在常压下操作，故取=0.06m.smith关联图是按液体表面张力的物系绘制的，若所处理的物系表面张力为其他值，则须按下式校正查出的负荷系数，即式中：操作物系的液体表面张力，； 操作物系的负荷系数，。初选塔板间距塔板间距的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性以及塔德安装、检修等都有关，可参照下表所示经验关系选取。表3 板间距与塔径关系塔径，0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距，200-300250-350300-450450-600400-