苯甲苯连续精馏塔的工艺设计浮阀塔

辽宁工业大学化工原理课程设计辽宁工业大学化工原理课程设计化工原理课程设计第化工原理课程设计第PAGE2030页目录第1章前言 3设计题目 3精馏及精馏流程 3精馏的分类 4精馏操作的特点 4塔板的类型与选择 5相关符号说明 5第2章精馏塔的精馏段的设计计算 7设计方案的确定 7精馏塔的物料衡算 7原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分7原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质7物料衡8塔板数的确定 8理论板层数的确8实际板层数求10精馏塔的精馏段工艺条件及有关物性数据的计算 精馏段的操作压11精馏段的操作温11精馏段气、液混合物的平均摩尔质11精馏段气、液相的平均密12精馏段液相平均表面张12精馏段的塔体工艺尺寸计算 13精馏段塔径和实际空塔气速的确13精馏段精馏塔有效高度的求15精馏段塔板主要工艺尺寸的计算 15精馏段溢流装置性能参数的确15精馏段塔板布置及浮阀的数目与排16精馏段塔板流体力学验算 18精馏段气相通过浮阀塔板的压18精馏段降液管中清夜层高度的确19精馏段塔板负荷性能图 20精馏段雾沫夹带20精馏段液泛21精馏段液相负荷上限22精馏段漏液22精馏段液相负荷下限22第3章浮阀塔板工艺设计结果一览表 24第4章设计过程的评述和讨论 25回流比的选择 25塔高和塔径 25精馏塔的操作和调节 25第5章塔附件设计 265.1附件的计算 265.1.1接管 265.1.2筒体与封27参考文献 29课程设计心得 30辽宁工业大学化工原理课程设计辽宁工业大学化工原理课程设计1设计题目苯－甲苯连续精馏塔的工艺设计（浮阀塔）精馏及精馏流程是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。常见的单元操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的:⑴获得馏出液塔顶的产品；⑵将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等；做精馏塔。现整个操作。辽宁工业大学化工原理课程设计辽宁工业大学化工原理课程设计精馏的分类按操作方式可分为:间歇式和连续式，工业上大多数精馏过程都是采用连续稳定的操作过程。化工中的精馏操作大多数是分离多组分溶液。多组分精馏的特点：⑴能保证产品质量，满足工艺要求，生产能力大；⑵流程短，设备投资费用少；⑶耗能量低，收率高，操作费用低；⑷操作管理方便。精馏操作的特点程相比，精馏操作又有如下特点：（1)沸点升高的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。（2)物料的工艺特性流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。（3)节约能源加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。塔板的类型与选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板、筛孔塔板和浮阀塔流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。相关符号说明英文字母

e 液体夹带量,k（液/k（气；v—A 塔板开孔区面积,m2；a—A 降液管截面积,m2；f—A 筛孔总面积,m2；

E 液流收缩系数,无因次；——总板效率,无因次；T—气 相 动 能 因0—A 塔截面积,m2；

—子,kg1/2/(s·m1/2；T—流量系数,无因次； F 筛孔气相动能因子，0— 0—C u——

时的负荷系数,m/s；

kg1/2/(s·m1/2)；气相负荷因子,m/s； g 重力加速度,9.81m/s2；S— ——填料直径,m；——d 筛孔直径,m；

h 填料层分段高度,m；——h 进口堰与降液管间的水平距0—— 1—塔径,m；——h 与干板压降相当的液柱高

离,m；H

进料板处塔板间距,m；c— F——度,m液柱； H 人孔处塔板间距,m；P——h 与液体流过降液管的压降相 H 塔板间距,m；d— T——当的液柱

K 稳定系数,无因次；——h 塔板上鼓泡层高度,m； L 堰长,m；f—h 与板上液层阻力相当的液柱

W—L 液体体积流量,m3/h；1— h—高度,m； L 液体体积流量,m3/s；s—h 板上清液层高度,m； L 润湿速率,m3/(m·s)；L—h 降液管的底隙高度,m；0—h 堰上液层高度,m；

w—相平衡系数,无因次；——筛孔数目；OW— ——h 出口堰高度,m； N 理论板层数；W— T——h, 进口堰高度,m； P 操作压力,Pa；W—h 与阻力表面张力的压降

——△P压力降,Pa；б——相当的液柱高度,mH 板式塔高度,m；

—P气体通过每层筛板的降P压,Pa；——H 降液管内清液层高度,m；

筛孔的中心距,m；d—— ——H 塔顶空间高度,m； u 空塔气速,m/s；D—— ——泛点气速,m/s；F—

u 漏液点气速,m/s；0 min—u气体通过筛孔的速度,m/s；0—u′ 液体通过降液管底隙的速0—度,m/s；V 气体体积流量,m3/h；h——气体体积流量,m3/s；s——w 液体质量流量,kg/s；L——气体质量流量,kg/s；V—边缘无效区宽度,m；c——W 弓形降液管宽度,m；d——泡沫区宽度,m；s——液相摩尔分数；—液相摩尔比；——气相摩尔分数；——气相摩尔分比；——板式塔的有效高度,m；——填料层高度,m。下标max最大的；—min最小的；—L 液相的；——V 气相的— —

液体在降液管内——停留时间,s；μ 粘度,mPa·s；——Φ 开孔率或孔流系数，无因次；—σ 表面张力,N/m；——ρ 密度,kg/m3；——22设计方案的确定1.5精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 MA

78kg/kmol甲苯的摩尔质量 MB

92kg/kmol0.45/78xF0.45/780.55/920.96/78x D 0.96/780.04/920.04/78Wx 0.04/780.96/92W

0.4910.9660.047原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M 0.491780.5099285.126FM 0.966780.0349278.476D物料衡算产品产出量

n,D

4000 50.97(kmol/78.476总物料衡算 qn,F

50.97qn,W苯物料衡算 0.9660.047qn,F n,W联立解得

qn,Fqn,W

105.499kmol/h54.529kmol/h塔板数的确定理论板层数的确定(1)求最小回流比及操作线回流比由于是饱和液体进料，查表得苯—甲苯的相对挥发度α=2.47。故最小回流比为

1 XR

1X

1.23min

1 X 1XF F取操作回流比为R1.8R 1.51.232min求精馏塔的气液相负荷qn,L

Rqn,D

250.97101.94(kmol/h)qn,V

(R1)qn,D

(21)50.97152.91(kmol/h)qn,L'

qn,L

qn,F

101.94105.499209.2(kmol/h)qn,V'操作线方程

qn,V

(q1)qn,F

152.91(kmol/h)qy n,Lxqqn,V

qn,Dxq n,V

0.667x0.322提留段操作线方程y'

qn,L'q

x'

qn,Wq

x 1.357x'0.017W相平衡方n,V

n,V'

y

2.4537xP 11)xP

11.4537x逐板计算法求理论塔层数逐板计算法是利用相平衡方程与操作线方程从塔顶开始逐板计算各板的汽相和液相组成，从而求得所需要的理论板数。塔顶第一块塔板上升蒸气进入冷凝器冷凝为饱和液体馏出液组成xD 与1蒸气组成y1

x 。离开第一块理论板的液体组成x

应与y 平11D1衡，可由相平衡关系求得。第二块板的上升蒸气组成y2 可由精馏段操作方从x1 求得。以此类推，基本过程如下：11D1y x1 D

0.966衡x1

0.920第7块板为加料板

y 0.936衡x 0.8562 2y 0.893衡x 0.7723 3y 0.837衡x 0.6754 4y 0.772衡x 0.5785 5y 0.708衡x 0.4956 6y 0.652x 0.431x7 7 Fy 0.568衡x 0.3478 8y 0.454衡x 0.2529 9y 0.325x10 y 0.204衡x11 y 0.115衡x12

0.1630.0940.050y 衡x13

0.021xW因此总理论板数为13（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为6，第7块板为进料板。实际板层数求取求全塔效率ET①求精馏塔中液相混合液的平均黏度p=101.33kPa（理想混合液）的yx数据求得：塔顶泡点温度 t 80CD塔底泡点温度 tW

107.8C由液体黏度共线图查得：苯塔顶液体的黏度甲苯 苯塔底液体的黏度

=0.315mPasA=0.320mPasB=0.235mPasA甲苯 B

=0.250mPas由液相平均黏度计算公式

=nmi1

x分别求塔顶、塔底混合液的平均黏度i i =LDm =LWm

0.93 0.315+0.0170.00.235.98

0.320=0.25=0.250mPa s②求全塔效率ET

= L LDm

LWm

= 0.3150.250=0.281mPasE 0.49(T L

)0.2450.536ET

0.536。求实际塔板数精馏段实际板层数 提留段实际板层数

P,P,

6/0.536127/0.53614总实际板层数 NPNP,精NP，提121426精馏塔的精馏段工艺条件及有关物性数据的计算精馏段的操作压力塔顶操作压力 P=P PD 当地 表

101.34105.3kPa每层塔板压降 Δp0.7kPa进料板压降 pF

105.30.712113.7kPa精馏段平均压降pm

(105.3113.7)/2109.5kPa精馏段的操作温度由苯和甲苯混合液（理想混合液）的yx数据查出各点温度塔顶温度 tD进料板温度 t

80.6C91.3CF精馏段平均温度 tm

(80.691.3)/285.95C精馏段气、液混合物的平均摩尔质量塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由xD

y0.966，得x1

0.950。MVDmM

0.966kgkmol0.920kgkmol进料板气、液混合物平均摩尔质量：yF

0.652; xF

0.431MM

0.652kgkmol0.431kgkmol精馏段气、液混合物平均摩尔质量：M (78.4885.356)/2kgkmolVmM (79.1285.966)/2kmolLm精馏段气、液相的平均密度气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即p mMVmp

109.581.918 /m3Vm RTm

8.314(85.95273.15)液相平均密度 液相平均密度计算公式1W/ i im塔顶液相平均密度：由tD

，查得A1

kgm3B

803kgm3.LDm

0.96/8050.04/803

=814.8kgm3进 料 板 液 相 平 均 密 度 ： 由 tF

9 查 得 kgm3A

799.1kgm3.进料板液相的质量分数为wA

0.431780.4311

0.391LFm

=800.5kgm30.391/802.70.609/799.1精馏段液相平均密度为 (800.5814.8)/2807.7kg/m3Lm精馏段液相平均表面张力液相平均表面张力计算公式： Lm

xi i塔顶液相平均表面张力： 由tD

80.6A

21

310N/m 21.7103 N/mBLDm

(0.96621.20.03421.7)10322.22103 N/m进料板液相平均表面张力： 由tF

91.3℃,查得A

19.8103 N/m 20.5103 N/mBLFm

(0.43119.80.56920.5)10320.2103 N/m精馏段液相平均密度为： (20.222.22)103/221.21103 N/mLm精馏段的塔体工艺尺寸计算精馏段塔径和实际空塔气速的确定最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： L VmaxV精馏段的气、液相体积流率为qq n,VMVmq

152.9181.918

1.16m3/sV3600Lm

36003qq n,LMLmq

101.9482.543

0.00289m3/sV,L 3600Lm

3600807.7求C，其中C 由附图1查取，图中横坐标为20qV,LqV

(LV

0.002893600 807.7 ( 1.163600 3

0.0409取板间距HT

0.4m，板上液层高度hL

0.06m，则H hT L

0.40.060.34m附图1查附图1得C =0.070附图120

21.2CC20

( Lm)0.20.07020

)0.220

0.071

L V807.733u Cmax

0.071 1.163V取安全系数为0.6，则空塔气速为u0.71.1630.814 m/smax4q4qV,Vu41.163.1441.163.140.814

1.35m按标准塔径圆整后为D=1.4m 塔截面积为 A D2 1.421.5386m2T 4 4实际空塔气速为

u VqAqT

1.161.5386

m/s精馏段精馏塔有效高度的求取精馏段有效高度为Z (N精 精

1)HT

(121)0.44.4m提馏段有效高度为Z (N提 提

3)HT

(143)0.44.4m在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度均为0.8m，故精馏塔德有效高度为Z(Z精

Z )0.824.44.40.8210.4m提精馏段塔板主要工艺尺寸的计算精馏段溢流装置性能参数的确定因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘，各项计算如下：堰长lw

取l 0.66D0.661.40.924mw溢流堰高度hw

溢流堰高度计算公式h h hw L ow选用平直堰，堰上液层高度how

依下式计算，即2.84 q'h E(

V,L)2/3E=1，则

ow 1000 lw2.84 q'

2.84 0.002893600 mh E(V,L

1( )2/30.0143ow 1000 lw

1000 0.924取板上液层高度hL

=0.06m，故h h hw L

0.0560.01430.0457ml A弓形降液管宽度Wd

及将面积Af

由w0.66，查得： f0.0722，D ATW d0.124，故WD

A 0.0722Af

0.07221.53860.111m2Wd3600A

0.124D0.1241.40.1736mH依式

f T验算液体在降液管中停留时间，即qV,L3600AH f TqV,L故降液管设计合理。

36000.1110.4517.28s5s0.002893600降液管底隙高度h0q

计算公式取u'0.08m/sq

h V,L0 3600lu'w036000.00289h V,L0 3600lu'w0

36000.9240.08

0.039mh hw 0

0.04570.0390.006m故降液管底隙高度设计合理。精馏段塔板布置及浮阀的数目与排列取阀孔动能因数F0

10，用式u 0

F 求孔速u，即0000V3u F30

10

5.77m/sN

qV,Vd

求每层塔板上的浮阀数，即4 0 0N

qV,Vd

1.160.0392

1684 0 0 4取边缘区宽度Wc

0.06m，破沫区宽度Ws

0.07m。R2X2R2X2

2X

R2sin1( )计算鼓泡区面积，即a 180 R RDW 1.40.060.64m2 c 2D 1.4X W) (0.17360.07)0.456m2 d s 20.6420.4562 0.6420.4562A 20.456 0.642sin1( )1.059m2a 180 0.64 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t75mm0.075m，则可按下式估算排间距t'，即取t'80mm。

t'

A 1.057 0.084mN 1680.075ata按t75mmt'80mm，以等腰三角形叉排方式作图，附图2.得阀数N174个N174重新核算孔速及阀孔动能因数：q 1.16u04

V,Vd20

0.03921744

5.584m/sFu0 0

5.584V

9.673阀孔动能因数变化不大，仍在9~12范围内。3塔板开孔率=uu0

0.754100%13.5%5.584精馏段塔板流体力学验算精馏段气相通过浮阀塔板的压降可根据式hp

hhc

h计算塔板压降。73.11/1.825（1）干板阻力由式u 0c V

计算临界孔速，即73.11/1.825u

73.1

5.753m/s0c V

3 u0.175因uu0c

，则hc

可按式hc

19.9 0L

计算，即h19.9c

u0.1750L0

19.95.5840.175807.7板上充气液蹭阻力hl

本设计分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数0

0.5。依式hl

h得0Lhh +h1 0 w ow

m克服表面张力所造成的阻力h0

因本设计采用浮阀塔，其h很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当液柱高度为：h hhp c

0.0330.030.063m单板压降

hp p

g0.063807.79.81499.2pL a精馏段降液管中清夜层高度的确定为了防止淹塔想象的发生，要求控制降液管中清液曾高度HdH 可用下式计算，即d

HT

h。wH hd p

h hL d与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp

0.063m。液体通过降液管的压头损失 hd

，因不设进口堰，故按式q 2h 0.153 V,L计算d lhw0

q

0.00289 2h 0.153

V,L

0.153 0.000984md lhw0

0.9240.039板上流层高度，取hL

0.06m因此 Hd

h h hp L

0.0630.060.000984取0.5,HT

0.4,hw

0.0457m则(HT

h)0.5(0.40.0457)0.223mw可见Hd

(HT

h，符合防止淹塔要求。w精馏段雾沫夹带校核qv,vqv,vv 1.36qv,L LZLv1 1

KCAF b

100% 1q vq vv,vL v1 0.78KC AF T板上液体流径长度

Z DL

1.420.1736板上液流面积

AAb

2Af

1.53920.1111.317m2K1.0CF以上数值代入式1得

0.11，将qVqV V1.36qV,L LZLV1 KCAF b

100%1.16

3 1.360.002891.053807.73 100%51.7%10.111.317按式2计算泛点率，得qVqV VL V1 0.78KC AF T

100%1.16 3 807.73 100%0.781.00.111.539计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能过满足ev

液/kg汽的要求。精馏段塔板负荷性能图精馏段雾沫夹带线qVqV V1.36qV,L LZLV1 KCAF b

100%化工原理课程设计化工原理课程设计第21页共30页对于一定的物系及一定的塔板结构，式中V

、 、AL

、K、CF

及Z 均为L已知值，相应于eV

0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出qV,V

qV

的关系式，据此作出雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下3q

1.36

1.053V807.7

V,L

0.8整理得

0.061qV,V

1.00.1101.3170.11591.432qV,L附表1.雾沫夹带线数据q q /m3/sV,L0.0010.002q /m3/sV,V1.8771.853精馏段液泛线由(HT

h )hW

h hL

hhc

h h

确定液泛线u2

q 2

2.84 3600q

2/3(H

h )

V 0 0.153

V,L

1

h E

V,L T W L

2g lhw0

0

1000 lw

由于H 、hT W

、l 、 、w L

、 及等均为定值而u0

与qV

有如下关系u0

qV,Vd2

式中阀孔数N与孔径d0

亦定值4 00.0234q2V,V

0.154117.82q2V,L

1.055q2/3V,Lq /q /m3/sV,Lq /m3/sV,V0.0020.0030.0040.0052.4182.3662.3162.266化工原理课程设计第化工原理课程设计第PAGE3030页精馏段液相负荷上限线5s

3600AHf T知液q体在降液管内停留时间

3600AH f q

5s

V,L求出上限液体流量q

V,L

图上，液相负荷上限线为与气体流量qV

无关的竖直线。

V,L

V,V

V,L以5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则(qV,L

) Afmax 5

0.1110.45

0.00888m3/s

(3)精馏段漏液线F1Fu0 0

5计算，则u 5V 0V又知qV,V

d2Nu4 0

，即qV,V

d2N 54 0V式中d2N0

均为已知数，故可由此式求出气相负荷qV,V

的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。F5作为规定气体最小负荷的标准，则303q d2

d2

5

0.0392174

0.600m3/s

(4)V4

0 4 0 4V精馏段液相负荷下限线取堰上液层高度h0w

0.006m2.84 3600(q

2/3h 1000E lV,00w

min计算出q竖直直线。

V,L

的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的2.84 3600(q )E[ V,Lmin1000 l

0.06E1，得(q )

w(0.0061000

)3/2

0.924 0.00079m3/

(5)V,L

min

2.841 3600精馏段塔板负荷性能图1、附表2及式1~53附图3由塔板负荷性能图可以看出：①在任务规定的气液负荷下的操作A（设计点中位置。②塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制。③按照固定的液气比，由附图查出塔板的气相负荷上限：气相负荷下限：所以：

q(v,v)maxq(v,v)min

1.84m3/s0.6m3/s操作弹性1.843.070.6辽宁工业大学化工原理课程设计辽宁工业大学化工原理课程设计3章浮阀塔板工艺设计结果一览表将以上结果汇总列于附表3中。附表3浮阀塔板工艺设计结果项目项目塔径D/m板间距HT/m精馏段数值及说明1.40.4单溢流弓形降液管0.8140.9240.04570.060.0391745.5849.67备注塔板型式空塔气速u/(m/s)l/mwh/mw板上液层高度h/mL降液管底隙高度h/m0浮阀数N/个阀孔气速u/(m/s)0阀孔动能因数F0临界阀孔气速u/(m/s)0孔心距t/m排间距t/m'/Pap液体在降液管内停留时间s降液管内清夜层高H/md泛点|%气相负荷上限v,v分块式塔板等腰三角形叉排5.5840.0750.08499.2指统一横排的孔心距指相邻两横排的中心线距离17.280.00098451.7max气相负荷下限（q1.84v,v）min操作弹性0.63.07雾沫夹带控制漏液控制第4章 设计过程的评述和讨论回流比的选择费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。在精馏设计中，