苯-甲苯连续精馏浮阀塔课程设计

1、实用标准文案设计任务书设计题目：苯甲苯连续精馏浮阀塔设计设计条件：常压：p 1atm处理量：100Kmol h进料组成：xf0.45馏出液组成：xd0.98釜液组成：xw0.02 （以上均为摩尔分率）塔顶全凝器：泡点回流回流比：R(1.1 2.0)Rmin加料状态：q0.96单板压降：0.7kpa设计要求：(1)完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。(2) 画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。(3) 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。精彩文档实用标准文案目录摘要.I绪论.1设计方案的选择和论证 .3第一章塔板的工艺计算 .

2、51.1基础物性数据 .51.2精馏塔全塔物料衡算 .51.2.1已知条件 .51.2.2物料衡算 .51.2.3平衡线方程的确定 .61.2.4求精馏塔的气液相负荷 .71.2.5操作线方程 .71.2.6用逐板法算理论板数 .71.2.7实际板数的求取 .81.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.91.3.1进料温度的计算 .91.3.2操作压力的计算 .错误！未定义书签。1.3.3平均摩尔质量的计算 .91.3.4平均密度计算 .101.3.5液体平均表面张力计算 .111.3.6液体平均粘度计算 .121.4精馏塔工艺尺寸的计算 .121.4.1塔径的计算 .121.4.2精馏塔有

3、效高度的计算 .141.5塔板主要工艺尺寸的计算 .141.5.1溢流装置计算 .141.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置.151.7塔板流体力学验算 .161.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降hf .161.7.2计算降液管中清夜层高度 Hd .171.7.3计算雾沫夹带量 eV .181.8塔板负荷性能图 .191.8.1雾沫夹带线 .191.8.2液泛线 .191.8.3液相负荷上限线 .211.8.4漏液线 .211.8.5液相负荷下限线 .211.9小结 .22第二章热量衡算 .232.1相关介质的选择 .232.1.1加热介质的选择 .232.1.2冷凝剂 .232.2热量衡算

4、.23第三章辅助设备 .28精彩文档实用标准文案3.1冷凝器的选型 .283.1.1计算冷却水流量 .283.1.2冷凝器的计算与选型 .283.2冷凝器的核算 .293.2.1管程对流传热系数 1 .293.2.2计算壳程流体对流传热系数 0.303.2.3污垢热阻 .313.2.4核算传热面积 .313.2.5核算压力降 .31第四章塔附件设计 .344.1接管 .344.1.1进料管 .344.1.2回流管 .344.1.3塔底出料管 .344.1.4塔顶蒸气出料管 .354.1.5塔底进气管 .354.2筒体与封头 .354.2.1筒体 .354.2.2封头 .354.3除沫器.354

5、.4裙座 .364.5人孔 .364.6塔总体高度的设计 .364.6.1塔的顶部空间高度 .364.6.2塔的底部空间高度 .374.6.3塔立体高度 .37设计结果汇总 .38结束语 .39参考文献.40主要符号说明 .41附 录 .43精彩文档实用标准文案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

6、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25。算得全塔效率为 0.534。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为 13，提馏段实际板数为 12。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

7、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。关键词 ：苯 _甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构精彩文档实用标准文案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，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的

8、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，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体

9、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。精彩文档实用标准文案设计方案的选择和论证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

10、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

11、。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。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，因为可精彩文档实用标准文案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

12、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

13、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，液面落差也较小。精彩文档实用标准文案第一章塔板的工艺设计1.1 基础物性数据表 1-1苯、甲苯的粘度温度020406080100120苯 mPa s0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯 mPa s0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228表 1-2苯、甲苯的密度温度020406080100120苯 kg / m3-877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯

14、kg / m3885.6867.0848.2829.3 810.0790.3770.0表 1-3苯、甲苯的表面张力温度020406080100120苯 mN / m31.6028.8026.2523.7421.27 18.8516.49甲苯 mN / m30.8928.5426.2223.9421.69 19.4917.34表 1-4温度苯kJ / (kmol k)甲苯 kJ / ( kmol k )表 1-5温度20苯kJ / kg431.1甲苯kJ / kg412.71.2 物料衡算1.2.1 塔的物料衡算苯、甲苯的摩尔定比热容05010015072.789.7104.8118.193.3

15、113.3131.0146.6苯、甲苯的汽化潜热406080100120420.0407.7394.1379.3363.2402.1391.0379.4367.1354.2（1）苯的摩尔质量：M A78.11 kg / kmol甲苯的摩尔质量：M B =92.13 kg / kmol精彩文档实用标准文案2M F0.4578.11(10.45)92.1385.82kg / kmolM D0.9878.11(10.98)92.1378.39kg / kmolM W0.0278.11(10.02)92.1391.86kg / kmol3FDWDW1001 Dx D Wxw FxFD 0.98 W 0

16、.02 100 0.452D+W=1000.98D+0.02W=0.45100 D= 44.79 kmol / hW= 55.21kmol / h1.2.21-m1210101-6 101.3kPat-x-y0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2xA / x B=0.212 /(10.212)= 2.791

17、=0.088 /(10.088)yA / y B23456789102.352.332.462.562.582.492.612.392.45从而推出m2.50精彩文档所以平衡线方程y实用标准文案x2.5x1(1)x11.5x因为 q=0.96 即exFye2.50.450.6721.510.45RminxDye0.98 0.672yexe0.6721.390.42取操作回流比 R2Rmin2.78 。1.2.4 求精馏塔的气液相负荷LRD2.78 44.79124.52 kmol / hV( R1) D (2.781)44.79 169.31kmol / hL'LF124.521002

18、24.52kmol / hV 'V169.31kmol / h1.2.5 操作线方程精馏段操作线方程为：RxD2.780.98yn 1R 1xnR 1 2.78 1 xn2.78 1yn 10.735xn0.259提馏段操作线方程为：yn 1L'Wxw224.5255.210.02 1.3260.0065xnV 'xnxnV'169.31169.311.2.6 用逐板法算理论板数y1xDy1x12.5x1x1y10.980.9511 (1) x11 1.5x1( 1)xD2.5 1.5 0.98y20.7350.9510.2590.958x2y20.9580.9

19、01(1) y22.5 1.5 0.958同理可算出如下值：精彩文档实用标准文案y30.921; x3 0.824y40.865; x40.719y50.787; x50.597y60.698; x60.480y70.612; x70.387x f0.45所以第 7块板上进料，以后将数 据代入提馏段方程中。y81.326 0.387 0.00650.507; x80.5071.50.2912.50.507y90.379; x90.196y100.253; x100.119y110.151; x110.0664y120.0931; x120.0392y130.0454; x130.0187 xw 0.02所以总理论板数为 NT13 块（包括再沸器），第 7 块板上进料。1.2.7 实际板数的求取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 xw0.02 对应的温度为塔底温度，查得为 tW109.6 。苯：06.0311211log PAt220.8由它们的安托因方程21345甲苯：06.08log p B219.5txDppB00.9