苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计1

1、  精馏塔设计苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 1课程设计的目的       课程设计是“化工原理”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它也起着培养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，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，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（

2、包括电算）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离液体混合物（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（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。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离易挥发的苯和不易挥发的甲苯

3、，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下： 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：质量分率：xd=98%，xw=2% 

4、      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=（1.22）Rmin。     

5、60;                                                 

6、60;                    3课程设计报告内容 3.1 流程示意图                           &

7、#160;                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    

8、                    回流                          再沸器     

9、0;  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         首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，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。因为被加热到泡点，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，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

10、到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一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

11、备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：                                             

12、60;                                 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密切接触，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，可以节省动力费用

13、，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，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：能满足某些工艺的特性：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生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 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，因此维持正常操作而允许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

14、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能力的泡罩塔的 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），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，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，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累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

15、与说明                                                 

16、60;                                                 

17、60;        43.3.1   全塔物料衡算 根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 =（30+0.5*19）%=39.5%； 塔顶产品质量分数 xd = 98%，摩尔分数为 97.6%；塔底产品质量分数 xw= 2%，摩尔分数为 1.7%； 由公式：F=D+W           &

18、#160;          F*xf=D*xd+W*xw代入数值解方程组得：                 塔顶产品(馏出液)流量 D=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s；            

19、 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

20、出 Pa*,Pb*                当 xa=0.395 时，假设t=92     Pa*=144.544P，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*=222.331

21、P，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 =2.500（t=80.1）                      所以平衡方程为     y=

22、ax/1+(a)x=2.500x/（1+1.500x）， 5最小回流比 Rmin 为               Rmin=xd/xf-a(1-xd)/(1-xf)/(a-1)1.426，所以 R=1.5Rmin2.139， 所以精馏段液相质量流量 L(Kg/s)RD2.139*0.89=1.904，精馏段气相质量流量 V(Kg/s)(R+1)D3.139*0.89=2.794， 所以，精馏段操作线方程   yn+1=R*xn/(R+1)+xd/

23、(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 L'(Kg/s)L+qF1.904+1*2.25=4.154， 提馏段气相质量流量 V'(Kg/s)V-(1-q)F2.794。    所以，提馏段操作线方程 ym+1= L'xm/ V'-Wxw/ V'                &#

24、160;            =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且前面已算得xw=0.017（2）用逐板计算法计算理论塔板数       第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以 y1=xd,然后可以根据平衡方程可得 x1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求 yn,用平衡方程求 xn,一直到   xn<xd

25、,共需 n-1 块精馏板，第 n 块板为进料板。第一板     y1=xd                                        

26、60;          0.98x1=y1/y1+a(1-y1)                                     

27、   0.9514  第二板     y2=0.681x1+0.311                                     

28、60;   0.9592x2=y2/y2+a(1-y2)                                        0.9039第三板   

29、  y3=0.681x2+0.311                                         0.9268x3=y3/y3+a（1-y3)  &#

30、160;                                    0.8351第四板     y4=0.681x3+0.311      

31、;                                   0.8799x4=y4/y4+a(1-y4)            

32、                            0.7456第五板     y5=0.681x4+0.311              

33、60;                          0.8189x5=y5/y5+a(1-y5)                    

34、0;                   0.6440第六板     y6=0.681x5+0.311                       &

35、#160;                 0.7497x6=y6/y6+a(1-y6)                             &#

36、160;          0.5451第七板     y7=0.681x6+0.311                                

37、;         0.6823x7=y7/y7+a(1-y7)                                      

38、  0.4621第八板     y8=0.681x7+0.311                                        

39、60;  0.6258x8=y8/y8+a(1-y8)                                          0.4008第九板  

40、   y9=0.681x8+0.311                                           0.5840x9=y9/y9+a(1

41、-y9)                                          0.3596x9<xd所以本设计中共需八块精馏板，第九块板为进料板。 从第十块板开始

42、，用提馏段操作线求 yn, 用平衡方程求 xn，一直到   xn<xw。第十板      y10=1.487x9-0.008                                

43、0;        0.5267x10=y10/y10+a(1-y10)                                     0.3080第十一板&#

44、160;   y11=1.487x10-0.008                                        0.4500x11=y11/y11+a(1-y11)

45、0;                                    0.2466 第十二板    y12=1.487x11-0.008      

46、60;                                 0.3587x12=y12/y12+a(1-y12)             

47、                        0.1828第十三板    y13=1.487x12-0.008                   

48、                     0.2638x13=y13/y13+a(1-y13)                         

49、60;           0.1254第十四板    y14=1.487x13-0.008                               

50、60;        0.1784             x14=y14/y14+a(1-y14)                         

51、            0.0799第十五板    y15=1.487x14-0.008                               

52、         0.1108x15=y15/y15+a(1-y15)                                     0.0475第十

53、六板    y16=1.487x15-0.008                                        0.0626x16=y16/y16+a(1-y16)

54、                                     0.0260             

55、;                                      第十七板    y17=1.487x16-0.008     

56、                                   0.0307x17=y17/y17+a(1-y17)           

57、60;                         0.0125x17<xw，因为釜底间接加热，所以共需要17-1=16块塔板。精馏段和提馏段都需要八块板。  3.3.4 实际塔板数的计算       根据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度a(mPa.s

58、)0.25， 甲苯在泡点是的黏度b(mPa.s)0.27， 所以：平均黏度av(mPa.s)a*xf+b*(1-xf)0.25*0.395+0.27（1-0.395）=0.262所以：总板效率   E=1/0.49 (a*av)e0.2450.544 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 分别计算为佳。而且设计时，往往精馏段，提馏段都多

59、加一层至几层塔板作为余量，以保证产品质量，并便于操作及调节。.塔径计算因为液流量不大，所以选取单流型，因为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   Vh(m3/h)3325.713219，Vs(m3/s)0.923809227， 液相体积流量   Lh(m3/h)25.123146，   Ls(m3/h)0.006978652。 查表得，液态苯的泡点密度a(Kg/m3)792.5，         

60、;液态甲苯的泡点密度b(Kg/m3)790.5，根据公式 1/l=x1/a+(1-x1)/b 得，            液相密度l(Kg/m3)791.1308658， 根据公式   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 &#

61、160;         v=M/22.4*273/(273+120)*P/P0 得气相密度v(Kg/m3)2.742453103。 气液流动参数，Flv=Lh/Vh*(l/v)0.50.12830506，  根据试差法，设塔径 D(m)1.2，根据经验关系:可设板间距 Ht0.45m,  清液层高度 Hl常压塔（50100mm)）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

62、.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*(/20)0.2得，C= 0.064514585. 所以，液泛气速     uf(m/s)C*(l-v)0.5/v0.51.093851627。 设计气速     u(m/s)u=(0.60.8)*uf0.765696139

63、， 设计塔径     D'(m)=(Vs/0.785/u)0.51.197147394，根据标准圆整为.m, 空塔气速     u0(m/s)=0.785*Vs/D/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 D(mm)   1200塔截面积               

64、0;       At(m2)      查表                     1.31Ad/At               &#

65、160;          (Ad/At)/%    查表                     10.2lw/D             

66、0;             lw/D        查表                      0.73降液管堰长      

67、0;              lw(mm)      查表                     876降液管截面积的宽度        

68、;     bd(mm)      查表                     290降液管截面积                 

69、60; Ad(m2)     查表                     0.115底隙 hb(mm),   一般取为 3040mm,而且小于 hw,本设计取为mm,溢流堰高度 hw(mm),   常压和加压时，一般取 5080mm本设计取为mm,  降液管的校核   

70、;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 how(mm) 2.84*0.001*E*(Lh/lw)0.66667   25.86020161， 式中，E 近似取一， how=25.86>6mm,符合要求。 底隙流速，ub(m/s)

71、 =Ls/lw/hb0.2544130，而且不大于 0.3 0.5，符合要求。  塔盘及其布置 由于直径较大，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 bs'(mm)，一般为   50100，本设计取为。 出口安定区得宽度 bs'(mm)，一般为   50100，本设计取为。 边缘区宽度 bc(mm)，一般为   5075，本设计取为 50， 有效传质区，Aa(m2) 2*x*

72、(r2-x2)0.5+r2*arcsin(x/r)24.59287702. 塔板结构如下两图   9浮阀数排列1011选择F1 型重型   32g 的浮阀阀孔直径给定，d0(mm)=39mm,   动能因子F0 一般取为 8 12，本设计取为 11.5。阀孔气速，uo(m/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B(mm)= 70,所以 

73、         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 uo(m/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 1014，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，Z(m) =D-2*bD=0.62塔板上的液流面积，Ab(m2) =At-2*Ad=1.08 物性系数，K，查表得

74、60;  泛点负荷因数，Cf=0.125，见下页图。 F2=Vs*v/(l-v)0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf=0.41815191，F1=Vs*v/(l-v)0.5/At/K/Cf/0.78=0.397830445，泛点率 F1(0.80.82)，F!,F2   均符合要求。12                 ，塔板阻力的计算与较核 临界孔速 u0c(m/s) =(73/v)(1/

75、1.875)= 5.7525979<uo=6.93,阀未全开， 干板阻力，ho(m) =19.9/   l*（u00.175）=0.035299005， 充气系数0=0.4，塔板充气液层的阻力 hl(m)=   0*(hw+how)= 0.034344081， 克服表面张力的阻力 h，一般忽略不计，所以塔板阻力 hf(m)=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/hb)2=0.009898418m, 降 液 层 的

76、泡 沫 层 的 相 对 密 度 =0.5, 降 液 层 的 泡 沫 高 度 hd'=hd/ =0.019796837(m), 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,（   不小于 35 s）,合格。 严重泄漏较核 泄漏点气速 u0'=F0/(v0.5) =3.017734967，F0=5， 稳定系数，k=u0/u0'=   2.296737127 >1.52，合格。  3.3.8 全塔优化（如下图）

77、曲线 1 是过量液沫夹带线，根据 F2=Vs*v/(l-v)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 Lh(m3/h)=2.690007381， 曲线是严重漏液线，根据 Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/(v0.5)   F0=5 得 Vh(m3/h)= 1349.696194， 曲线 4 是液相上限线，根据 Lh

78、=Ad*Ht*3600      =5s 得 Lh(m3/h)= 37.26， 曲 线 是 降 液 管 泛 线 ， 根 据 hd< (Ht+Hw)    ， 得Vh=(2.98*10E7-0.4*10E6*Lh0.67-13.49*Lh2)0.5，曲线 5 必过的五点(0, 5461)(10,5268)(20,5150) (0, 5461)(10,5268)(20,5150) 作图如下 Vmax(m3/h)= 4779，Vmin(m3/h)= 1349 操作弹性Vmax/Vmin=,3.5426241

79、66，大于，小于，合格14                                         3.3.9 塔高 规则塔体高 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 V(m3/h)=Lh*/l/ =1.679350119 ， 所 以 釜 液 高 度 Z(m)=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)=