化工原理课程设计-苯-甲苯分离过程浮阀精馏塔的设计

1、化工原理课程设计-苯-甲苯分离过程浮阀精馏塔的设计苯-甲苯分离过程浮阀精馏塔的设计摘要：本设计对苯-甲苯分离过程浮阀精馏塔装置进行了设计，主要进行以下几方面工作：1、精馏塔设计方案的确定。2、对生产的主要设备-浮阀塔进行了工艺设计计算，其中包括：精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算：精馏塔塔板的流体力学验算：精馏塔塔板的负荷性能图；塔顶冷凝器的冷凝热和塔釜再沸器的汽化热计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。从本设计中，我们组的队员学到了很多;团队合作

2、，讨论完善,总结思考能力得到了锻炼。关键词：苯-甲苯；浮阀塔；工艺设计计算；流程图；工艺条件简图目录前言1、设计方案的确定11设计流程的说明1.2操作方案的说明13本设计中符号的说明2、精馏塔物料衡算21物料衡算示意图22全塔物料衡算3、塔板数的确定3.1理论塔板数的求取311绘制苯一甲苯物系x-y图3.1.2求精馏塔的气、液相负荷3.1.3操作线方程3.1.4图解法求理论塔板数3.2实际塔板数的求取4、精馏段有关物性数据以及主要工艺尺寸的计算4.1精馏塔有关物性数据的计算4.1.1操作压力计算4.1.2操作温度计算4.1.3平均摩尔质量计算4.1.4平均密度计算4.1.5液体平均粘度计算4.

3、1.6液体平均表面张力计算4.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.2.1精馏段塔径的计算4.2.2精馏塔的有效高度的计算4.3塔板主要工艺尺寸的计算4.3.1溢流装置计算4.3.2塔板计算4.4塔板的流体力学验算4.4.1塔板压降的计算4.4.2液面落差的计算4.4.3液沫夹带的计算4.4.4漏液的计算45塔板负荷性能图的绘制4.5.1过量液沫夹带线452液泛线4.5.3液相负荷上限线454漏液线4.5.5液相负荷下限线4.5.6塔板负荷性能图4.6提馏段各参数汇总4.7塔顶冷凝器的冷凝热和塔釜再沸器的汽化热的计算4.7.1冷凝器的选型4.7.2冷凝器的冷凝热计算4.7.3再沸器的汽化热计算5、塔附

4、件设计计算51接管5.2法兰5.3筒体与封头5.4裙座5.5人孔数目6、塔总体高度设计7、浮阀精馏塔工艺设计结果讨论7.1漏液7.2液泛7.3液体停留时间7.4流型7.5板距与塔高7.6回流比的影响77塔板效率的影响因素7.8换热器的选择7.9传热介质的选择8、附录8.1精馏系统的物料流程图8.2精馏塔的工艺条件简图9、参考文献10、致谢前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存,运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要

5、作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，分子式CH,分子量78.11,相对密度0.8794g/cm3(20C)。沸点801C66在常温常压下是无色透明的液体，并具强烈的特殊芳香气味，有毒。苯遇热、明火易燃烧、爆炸。常态下，苯的蒸气密度为2.77，蒸气压13.33kPa（261C）。可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等;甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂,而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，其分子式CH（CH），分365子量92.14,相对密度0.866g/cm3（20C）。沸点11063C。在常温下呈液体状，无色、易燃。可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二

6、甲酸，防腐剂，泡沫塑料，合成纤维等。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯-甲苯的分离。分离苯与甲苯的生产工艺有：精馏法，膜分离法，萃取法。但苯-甲苯体系比较容易分离，待处理料液清洁，因此采用精馏法。而浮阀塔漏液少，传质情况好，气液负荷有较大的变动余地，故采用浮阀精馏塔。浮阀塔是20世纪50年代初开发

7、的一种新塔型,其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时,阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小作自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下侧水平方向进入液层,既减少液沫夹带量,又延长气液接触时间，故收到很好的传质效果。浮阀塔的生产能力比泡罩塔约大20%-40%，操作弹性可达7-9，板效率比泡罩塔约高15%，制造费用为泡罩塔的60%-80%，为筛板塔的120%-130%。浮阀塔的优点是结构简单、制造方便、造价低，塔板开孔率大，生产能力大，其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀

8、片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。1、设计方案的确定本课程设计体系为苯一甲苯混合物，采用常压操作连续精馏流程，筛板塔，总板效率Et=05；原料组成为冷液进料，x=0.30（苯的摩TF尔分率，下同），分离要求塔顶产品塔釜产品DW过冷液体进料q=106,塔顶采用全凝器，冷凝液在泡点下部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送储罐。R=32。塔釜采用间接蒸汽加热，塔釜产品冷却后送储罐。11设计流程的说明精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

9、在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置根据生产状况采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。12操作方案的说明本设计任务为分离苯一甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用冷液（温度75C）进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，操作

10、回流比为3.2。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却送到储罐。13本设计中符号的说明2、精馏塔物料衡算2.1物料衡算示意图图2.1全塔物料衡算2.2全塔物料衡算已知：x二0.30，x0.99，x5sL0.00642x3600s故降液管设计合理4）降液管底隙高度h0曲，/hL0.00642X3600non/inu=0.2m/s，h=s=0.03040moo3600Lu3600X1.056x0.2Woh-h=0.038-0.03040=00076m0006mWo故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h=50mmw432塔板布置与浮阀数目及排列1）塔板的分块因1400mmD1600mm,故塔板采

11、用分块式，查表4.2表4.2塔板分布数塔径mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分块数3456得塔板分为4块选用F1型重阀，阀孔直径d=39mm，底边孔心距t=75mmO精馏段计算取阀孔动能因子FO=12孔速u=6.75m/soipJ3.16Vm浮阀数n=s一=1620=200.91，取201个1d2u-x0.0392x6.754oo42）边缘宽度确定取W=W=0.07m，W=0.06mTOC o 1-5 h zssC开孔区面积计算开孔区面积a计算aA=2(x-r2-X2+丄r2sind)a、180r其中x=-W+W)=16-(0.1984+0.07)=

12、0.5316m2ds2r=-W=16-0.06=0.74m2c2A=2x(0.5316“0.742一0.53162+盒X0.742xSiz霜=1.4253)筛孔计算及其排列浮阀排列方式釆用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0075m估算其排间距hA1425h=1425=0.095mnt201x0.075考虑到塔的直径较大，必须釆用分块式塔板，而各块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，故取t，=90mm=009m按t=0075m,t，=009m,以等腰三角形叉排方式，排得阀数203个按N=203个重新核算孔速及阀控动能因数气速u=6.68m/sof=6.683.16=11873-

13、5s0.0118S降液管底隙高度h0h=h0.006=0027-0006=0021mOW塔板布置及浮阀数目浮阀排列取阀孔动能因子F=12孔速U=6.41m/soipV3.50Vm浮阀数n=Vs一=1738=215.5，取216个1d2ulx0.0392X6.754oo42）边缘宽度确定取W=W=0.07m，WSS3）开孔区面积计算=0.06mC开孔区面积A计算a=2(x-r2-X2+丄rzsin-l)180r其中x=-(W+W)=16-(0.192+0.07)=0.538m2ds2r=D-W=16-0.06=0.74m2c2兀X故A=2X(0.5380.742-0.5382+盒X0.742X皿

14、將3)筛孔计算及其排列1.438m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0075m估算其排间距hA1.438h二一二1438二0.089mnt216x0.075考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，故取t，=80mm=008m按t=0.075m,t，=0.08m以等腰三角形叉排方式，排得阀数239个按N=239个重新核算孔速及阀控动能因数气速u=6.09m/sof二6.093.50二11.3912O阀控动能因数变化不大，仍在9-12范围内(0.039)塔板开孔率：0二N2=239x2=14.20%4.4塔板的流体力学验算

15、4.4.1塔板压降的计算1)精馏段气相通过浮阀塔板的压力降h=h+h+hPelb干板阻力U2ph=5.34xxve2xgpL=5.34x=0.048m(6.75)23.16X2x9.81808.715计算塔板上含气液层阻力由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数0=5，已知板上液层高度h=0.06所以依式hi=e0hLLh=0.5x0.06=0.03ml4.4.2液面落差的计算计算液体表面张力所造成的阻力由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为h=0.048+0.035=0.078mp换算成单板压降AP=hp

16、g=0.078x808.715x9.81=618.8Pa0.7Kpa（设ffL计允许值）2）提馏段气相通过浮阀塔板的压力降h=h+h+hPelb干板阻力U2ph二5.34xxvc2xgpL=5.34x（6.59）2x竺=0.052m2x9.81791.32计算塔板上含气液层阻力由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数e0二5，已知板上液层高度h=0.06所以依式hi=0hLLh=0.5x0.06=0.03mi计算液体表面张力所造成的阻力由于釆用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为h=0.052+0.035=0.0

17、87mp换算成单板压降x791.32x9.81=675.3Pa0.7Kpa（设ffL计允许值）1)精馏段为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度HWe(H+h)H=h+hl+hdpd气体通过塔板的压强降所相当的液体高度h,前已算h=0078mpp液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故吁0.153苟wo0.153I0.00642(1.056x0.0304二0.00061(m)板上液层高度，前已选定h=006m1则H=0.078+0.06+0.00061=01386md取d=05又已选定H=0.4m,h=0.038m，则Twd(H+h)=05X(04+0038)=0219mTw可见HV

18、d(H+h),符合防止淹塔的要求dTw2)提馏段为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(H+h)H=h+hl+hdTwdpd气体通过塔板的压强降所相当的液体高度h,前已算h=0087mpp液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故吁0-153的wo=0.1530.01181.056x0.021二0.0043(m)板上液层高度，前已选定hl=006m则H=0087+007+0.00043=016md取d=05又已选定H=04m,h=0027m，则Twd(H+h)=05X(04+0027)=0.2135mTw可见HVd(H+h),符合防止淹塔的要求dTw443液沫夹带的计算1)精馏段

19、液沫夹带按下式计算：ua=丽1爲=叽/S)Tf5.7x10-6u3.25.7x106x0.87)cL,H2.5h丿TL21.535x10-3、0.42.5x0.06丿3.2二0.00143kg液/kg气0.1kg液/kg气e=V故在本设计中液沫夹带量ev在允许的范围内泛点率的计算时间可用式:1pVv+1.36LZppsLF=lvx100%1vKcAFpPP-PL-x100%0.78KcAFT塔板上液体流程长度VJ$F=1Z二D-2W二1.6-2x0.1984二1.20mLd塔板上液流面积A=A2A=2.01-2x0.1451=1.7189m2pTf苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值

20、，K=1.0,取泛点负荷因数Cf=0.126，将以上数值分别代入上式，得泛点率片为2.951.620 x+1.36x0.00642x1.20F=808.715-3.16x100%=49.7%11x0.127x1.7189为避免液沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以能满足的工艺的要求。2)提馏段液沫夹带按下式计算：ua=廿=占莎=0935(m/S)Tf5.7x10-6(e=VbIL0.1kg液/kg气uaH-2.5h丿TL3.25.7x10-6(=x19.7125x10-3I0.9350.42.5x0.06丿3.2二0.0019kg液/k

21、g气故在本设计中液沫夹带量ev在允许的范围内Pv泛点率的计算时间可用式:+1.36LZL.vKcAFpx100%PvP-pL一x100%0.78KcAFT塔板上液体流程长度Z二D-2W二1.60-2x0.1920二1.216mTOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark36 Ld塔板上液流面积A=A2A=2.01-2x0.1528=1.7044m2pTf苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,取泛点负荷因数=0.126，将以上数值分别代入上式，得泛点率F为F13.50F=fX791.123.5011x0.126x1.7044+1.36x0.0118x

22、1.216x100%=49.6%为避免液沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%,所以能满足的工艺的要求。4.4.4漏液的计算当阀孔的动能因数F低于5时将会发生严重漏液，前面已计算f二12，oo可见不会发生严重漏液。4.5塔板负荷性能图的绘制4.5.1过量液沫夹带线1）精馏段按泛点率=80%计IpV+1.36LZsppsLLvx100%KcA3.16FaVx+1.36xLx1.20321x0.144xl.7198808.775-3.16Sx100%二80%上式整理得：0.0626V+1.64L=0.198SSL/S鳥3/S丿)0.00010.01

23、5V/Sm3/sS3.162.77F1V与L分别取值获得一条直线，数据如下表;SV：=PLpvx100%0.78cAFT3.16Vx80&775-3.16x100%二80%0.78x0.144x2.01=2.884m3/sS2）提馏段按泛点率=80%计IPV-F=丄p1VKcAFp+1.36LZL-x100%3.50Vx+1.36xLX1.216791.32-3.50Sx100%二80%1x0.144x1.70443.50上式整理得：0.067V+1.65L=0.196SSV与L分别取值获得一条直线，数据如下表;SSL/W3/s)S0.00010.015V/W3/s)S2.922.56v：F=

24、pL-pvx100%10.78cAFTVxx100%二80%F二s791.32-3.501_0.78x0.144x2.01v=2.71m3/sS452液泛线1）精馏段(H+h)=1.5h+1.5x2.84ETwW3600LS、ILw丿+5.34-pL(4V)SO丿2g+0.153L2(Ls)hoxLWL/m3/s)S0.00010.03V/(m3/s)S21.859.4312）提馏段V2+8202.2L2+53.315L2二21.96SSSV与L分别取值获得一条直线，数据如下表；SS化简整理得:(H+h)=1.5h+1.5x2.84ETwW3600LS、ILw丿23+5.34_pL(4V)SO

25、丿(-+0.153(2gLs)2)hxLWoW化简整理得：V2+21021L2+65.2L二26.9SSSV与L分别取值获得一条直线，数据如下表;SSL/W3/s)S0.00010.03V/W3/s)S26.751.686453液相负荷上限线（精馏段、提馏段）求出上限线液体流量LS的值以降液管内停留时间t=5s贝=竺=528X=0.01222（m3/s）S.maxt54.5.4漏液线：对于Fl型重阀1)精馏段：由F二仆帀二5可得：u=丄=2810、vo,PhvV=1d2NU=lx0.0392X203x2.81=0.681m3/ss4oo4=丄=2.672）提馏段：由F=u、P=5可得:00、v

26、V=-d2NU=-x0.0392X239x2.67=0.762m3/ss4oo4455液相负荷下限线(精馏段、提馏段)对于平直堰，取堰上液层高度hw=0006作为最小液体负荷标准h=2.84x10-3x1.028x(3600 xLs)2/3=0.033ow0.924L=0.00129m3/ss,min456塔板负荷性能图将以上五条线标绘在同一VL直角坐标系中，画出塔板的操作负荷ss性能图。一液相下限线液相上限线漏液线（精馏）漏液线（提溜）液沫夹带上限线1（精馏）液沫夹带上限线1At=1二56.42-46.42=51.26Cmlg(At/At)lg(56.42/46.42)12塔板负荷性能图60

27、40.20J0M1丨I00.020.04Ls/(m3/s)图4塔板负荷性能图（精馏）4.7塔顶冷凝器的冷凝热和塔釜再沸器的汽化热的计算4.7.1冷凝器的选型本设计冷凝器选用管壳式全凝器原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式全凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取进口（冷却水）温度为11=25C（夏季）；冷却水出口温度一般不超过40C，否则易结垢，取出口温度12=35C。472冷凝器的冷凝热计算塔顶温t=81.42OC冷凝水t=25C,t=35

28、CTOC o 1-5 h zD12则At=t-1=81.42C-25C=56.42CD1At=t-1=81.42C-35C=46.42CD2AtAt12由t=8142C査液体比汽化热共线图得dy二389KJ/kg苯又气体流量V=1.620m3s塔顶被冷凝量q-Vsxp=3.16x1.620=5.1192kg/sv冷凝的热量Q=qv卄=5.1192x389=2042.05KJ/s苯取传热系数K=600Wm2K2042.05x103则传热面积A二Q/KAtm=600 x51.26二66.39m2EQ2042.05x103/冷凝水流量W=epF=4.2x10 x1000=48.62kg/s124.7

29、.3再沸器的汽化热计算塔底温度t=119.65C,t二119.76OC，用10=145C的蒸汽，釜液出口温度t=110C,则:At二tt二25.24C10WAt=tt=35C201AtAtAt=乙=29.85CmAtAt2由t二119.76OC，据内插法算得：v甲瘁33017.69KJKmol=358.34KJKg甲苯又气体流量V二1.738m3/s提馏段密度p=3.50Kg/m3Sv则塔底被蒸发量q=Vxp=1.738x3.50=6.083kg/smsxV再沸器的蒸发热Q二q208.12kJ/s甲苯取传热系数K=600Wm2K则传热面积A二旦二2208.12x103二123.29m2KAt6

30、00 x29.852208.129x1034.2x35x1000=15.02kg/sm加热蒸汽的质量流量W=-C(tt)p015、塔附件设计计算5.1接管1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。F=180X85.63=155754kg/h,pF=81204Kg/m3则体积流量VF=f=育=19.18m3/h管内流速U=2.0m/SF西孵=竺霊肆=0-83m=58.3mm取进料管规格63X15mm,则管内径d=60mm4X19.184V进料管实际流速u0=击=3600；3：14；0.062=1岡“3/S)回流管采用直管回流管，回流管的回流量D=

31、5364kmol/h,塔顶液相平均摩尔质量M=78.235kg/kmol，平均密度p=805.51kg/m3则液体流量:=(53.64x78.235)&0551=5.21m3/h取管内流速ud=2.0m/s4V/3600：4x5.21/3600则回流管直径d=D-=.0304m兀u3.14x2.0可取回流管规格38X20mm,则管内直径d=34mm4x5.214V回流管内实际流速u0=丄=3600 x沽0.0342=1.59(m3/s)塔顶蒸汽接管塔顶蒸气密度：105.3x78.235PMpmvdm2.79kg/m3V顶R(t+273.15)8.314x(81.42+273.15)0塔顶气相平

32、均摩尔质量M-78.235kg/kmol则整齐体积流量V-VM-225.228478.235-1.754m3/sVp360042.79取管内蒸汽流速u二20m/s则巴飞3x10-0.3342m可取回流管规格377X135mm,则实际管径d=350mm4x1754塔顶蒸汽接管实际流速u-44Vv/-d2-1824m/s釜液排出管塔底W=12636kmol/h,平均密度p-770.60kg/m3平均摩尔质量M-92.09kg/kmol体积流量V-WM-笃需.09-15.10m3/hp770.60ir4则m-取管内流速u-2.0m/s4415.10/360-0.0517m3.1442.0可取回流管规

33、格57X2mm,则实际管径d=53mm塔顶蒸汽接管实际流速u-44Vw儿d2-需聽0-1-0m/s塔釜进气管V=257628kmol/h,塔底液相平均摩尔质量mVD-92.09kg/kmolm塔釜蒸汽密度：_3.48kg/m3PmMVD_120.7X92.09m_RT8.314x(110.54+273)塔底气相平均摩尔质量M_92.09kg/kmolVM257.628x92.09则塔釜蒸汽体积流量VV_6584.65kg/hVp3.48v釜取管内蒸汽流速u_20m/s则d_fV_XX6548.65/3600_0.3403m-V兀u3.14x20可取回流管规格377X135mm,则实际管径d=350mm4x6584.65/3600塔底蒸汽接管实际流速u_4XV/“d2_19.02m/sv3.14x0.3525.2法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，板式平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰进料管接管法兰：PL65-16RFHG205