化工原理课程设计苯甲苯浮阀精馏塔模板

化工原理课程设计苯甲苯浮阀精馏塔资料内容仅供参考，如有不当或者侵权，请联系本人改正或者删除。3．课程设计报告内容3.1流程示意图冷凝器→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↑回流↓再沸器←→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,经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。常见的精馏塔有板式塔和填料塔两类,通称塔设备,和其它传质过程一样,精馏塔对塔设备的要求大致如下: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:流体经过塔设备时阻力降小,能够节省动力费用,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,由于阀片能够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%,可是比筛板塔高20%～30。可是,浮阀塔的抗腐蚀性较高(防止浮阀锈死在塔板上),因此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设计的计算与说明3.3.1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+WF*xf=D*xd+W*xw代入数值解方程组得:塔顶产品(馏出液)流量D=41.067Kmol/h=0.89Kg/s;塔底产品(釜液)流量W=53.218Kmol/h=1.360Kg/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6—1查出相应的温度根据以上三个方程,运用试差法可求出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*=222.331P,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℃)因此平衡方程为y=ax/[1+(a－1)x]=2.500x/(1+1.500x),最小回流比Rmin为Rmin=[xd/xf-a(1-xd)/(1-xf)]/(a-1)＝1.426,因此R=1.5Rmin＝2.139,因此精馏段液相质量流量L(Kg/s)＝RD＝2.139*0.89=1.904,精馏段气相质量流量V(Kg/s)＝(R+1)D＝3.139*0.89=2.794,因此,精馏段操作线方程yn+1=R*xn/(R+1)+xd/(R+1)=0.681xn+0.311因为泡点进料,因此进料热状态q=1因此,提馏段液相质量流量L'(Kg/s)＝L+qF＝1.904+1*2.25=4.154,提馏段气相质量流量V'(Kg/s)＝V-(1-q)F＝2.794。因此,提馏段操作线方程ym+1=L'xm/V'-Wxw/V'=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,因此y1=xd,然后能够根据平衡方程可得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,共需n-1块精馏板,第n块板为进料板。第一板y1=xd0.98x1=y1/[y1+a(1-y1)]0.9514第二板y2=0.681x1+0.3110.9592x2=y2/[y2+a(1-y2)]0.9039第三板y3=0.681x2+0.3110.9268x3=y3/[y3+a(1-y3)]0.8351第四板y4=0.681x3+0.3110.8799x4=y4/[y4+a(1-y4)]0.7456第五板y5=0.681x4+0.3110.8189x5=y5/[y5+a(1-y5)]0.6440第六板y6=0.681x5+0.3110.7497x6=y6/[y6+a(1-y6)]0.5451第七板y7=0.681x6+0.3110.6823x7=y7/[y7+a(1-y7)]0.4621第八板y8=0.681x7+0.3110.6258x8=y8/[y8+a(1-y8)]0.4008第九板y9=0.681x8+0.3110.5840x9=y9/[y9+a(1-y9)]0.3596x9<xd因此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,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=1.487x9-0.0080.5267x10=y10/[y10+a(1-y10)]0.3080第十一板y11=1.487x10-0.0080.4500x11=y11/[y11+a(1-y11)]0.2466第十二板y12=1.487x11-0.0080.3587x12=y12/[y12+a(1-y12)]0.1828第十三板y13=1.487x12-0.0080.2638x13=y13/[y13+a(1-y13)]0.1254第十四板y14=1.487x13-0.0080.1784x14=y14/[y14+a(1-y14)]0.0799第十五板y15=1.487x14-0.0080.1108x15=y15/[y15+a(1-y15)]0.0475第十六板y16=1.487x15-0.0080.0626x16=y16/[y16+a(1-y16)]0.0260第十七板y17=1.487x16-0.0080.0307x17=y17/[y17+a(1-y17)]0.0125x17<xw,因为釜底间接加热,因此共需要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μa(mPa.s)＝0.25,甲苯在泡点是的黏度μb(mPa.s)＝0.27,因此:平均黏度μav(mPa.s)＝μa*xf+μb*(1-xf)＝0.25*0.395+0.27(1-0.395)=0.262因此:总板效率E=1/[0.49(a*μav)e0.245]＝0.544实际板数Ne=Nt/Et＝29.412＝30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。3.3.5塔径计算因为液流量不大,因此选取单流型,因为提馏段液相流量较大,因此以提馏段的数据确定全塔数据更为安全可靠。因此:气相体积流量Vh(m^3/h)＝3325.713219,Vs(m^3/s)＝0.,液相体积流量Lh(m^3/h)＝25.123146,Ls(m^3/h)＝0.。查表得,液态苯的泡点密度ρa(Kg/m^3)＝792.5,液态甲苯的泡点密度ρb(Kg/m^3)＝790.5,根据公式1/ρl=x1/ρa+(1-x1)/ρb得,液相密度ρl(Kg/m^3)＝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ρv=M’/22.4*273/(273+120)*P/P0得气相密度ρv(Kg/m^3)＝2.。气液流动参数,Flv=Lh/Vh*(ρl/ρv)^0.5＝0.12830506,根据试差法,设塔径D(m)＝1.2,根据经验关系:可设板间距Ht＝0.45m,清液层高度Hl[常压塔(50～100mm))]取为50mm,因此液体沉降高度Ht-hl＝0.4m。根据下图可查得,气相负荷因子C20=0.065,液体表面张力δ(mN/m),100℃时,查表苯18.85甲苯19.49因此,平均液体表面张力为19.26427815,根据公式:C=C20*[(δ/20)^0.2]得,C=0..因此,液泛气速uf(m/s)＝C*〔(ρl-ρv)^0.5〕/〔ρv^0.5〕＝1.。设计气速u(m/s)＝u=(0.6～0.8)*uf＝0.,设计塔径D'(m)=(Vs/0.785/u)^0.5＝1.,根据标准圆整为1.2m,空塔气速u0(m/s)=0.785*Vs/D/D=0..3.3.6确定塔板和降液管结构⑴确定降液管结构塔径D(mm)1200塔截面积At(m^2)查表1.31Ad/At(Ad/At)/%查表10.2lw/Dlw/D查表0.73降液管堰长lw(mm)查表876降液管截面积的宽度bd(mm)查表290降液管截面积Ad(m^2)查表0.115底隙hb(mm),一般取为30～40mm,而且小于hw,本设计取为30mm,溢流堰高度hw(mm),常压和加压时,一般取50～80mm．本设计取为60mm,⑵降液管的校核单位堰长的液体流量,(Lh/lw)(m^3/m.h)＝27.47661034,不大于100～130,符合要求堰上方的液头高度how(mm)＝2.84*0.001*E*[(Lh/lw)^0.66667]＝25.8601,式中,E近似取一,how=25.86>6mm,符合要求。底隙流速,ub(m/s)=Ls/lw/hb＝0.2544130,而且不大于0.3～0.5,符合要求。⑶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0.115m^2,受液区的面积按Ad计算,取为0.115m^2,入口安定区得宽度bs'(mm),一般为50～100,本设计取为60。出口安定区得宽度bs'(mm),一般为50～100,本设计取为60。边缘区宽度bc(mm),一般为50～75,本设计取为50,有效传质区,Aa(m^2)＝2*{x*(r^2-x^2)^0.5+r^2*[arcsin(x/r)]}＝24.59287702.塔板结构如下两图⑷浮阀数排列选择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/[ρv^0.5]=6.,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,因此实际排出104个阀孔,与计算个数基本相同。因此,实际阀孔气速uo(m/s)=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.实际阀孔动能因子,F0=u0*ρv^0.5=11.48368564,开孔率ψ=n*d0*d0/D/D=0.10985,一般10％～14％,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(m^2)=At-2*Ad=1.08物性系数,K,查表得＝1泛点负荷因数,Cf=0.125,见下页图。F2={Vs*[ρv/(ρl-ρv)]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf=0.41815191,F1=Vs*[ρv/(ρl-ρv)^0.5]/At/K/Cf/0.78=0.,泛点率F1＜(0.8～0.82),F!,F2均符合要求。⑵,塔板阻力的计算与较核临界孔速u0c(m/s)=(73/ρv)^(1/1.875)=5.7525979<uo=6.93,阀未全开,干板阻力,ho(m)=19.9/ρl*(u0^0.175)=0.,充气系数ε0=0.4,塔板充气液层的阻力hl(m)=ε0*(hw+how)=0.,克服表面张力的阻力hσ,一般忽略不计,因此塔板阻力hf(m)=ho+hl+hσ=0.。13⑶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.m,降液层的泡沫层的相对密度φ=0.5,降液层的泡沫高度hd'=hd/φ=0.(m),Ht+hw=0.51m>hd’,合格。⑷液体在降液管中停留时间较核平均停留时间τ＝Ad*Ht/Ls=7.s,(不小于3～5s),合格。⑸严重泄漏较核泄漏点气速u0'=F0/(ρv^0.5)=3.,F0=5,稳定系数,k=u0/u0'=2.>1.5～2,合格。3.3.8全塔优化(如下图)曲线1是过量液沫夹带线,根据F2={Vs*[ρv/(ρl-ρv)]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/CfF2=0.8得,方程Vh=6588-14.289Lh,曲线2是液相下限线,根据Lh=(0.00284^0.6667)*lw*(how^1.5)how=6mm得Lh(m^3/h)=2.,曲线3是严重漏液线,根据Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/(ρv^0.5)F0=5得Vh(m^3/h)=1349.696194,曲线4是液相上限线,根据Lh=Ad*Ht／τ*3600τ=5s得Lh(m^3/h)=37.26,曲线5是降液管泛线,根据hd<φ(Ht+Hw),得Vh=(2.98*10E7-0.4*10E6*Lh^0.67-13.49*Lh^2)^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(m^3/h)=4779,Vmin(m^3/h)=1349操作弹性＝Vmax/Vmin=,3.,大于2,小于4,合格143.3.9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τ为20min,填充系数φ=0.7,因此体积流量V(m^3/h)=Lh*τ/ρl/φ=1.,所以釜液高度ΔZ(m)=0.333*V/(3.1415926*D*D/4)=0.49495223=0.5m因此,最后的塔体高为17.59m.3.3.10热量衡算⑴塔底热量衡算塔底苯蒸汽的摩尔潜热rv'苯(KJ/Kg)=373,塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热rv'甲苯(KJ/Kg)=361;所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热rv'(KJ/Kg)=rv'苯(KJ/Kg)*yC6H6+rv'甲苯*yC7H8=361.1412849,15因此再沸器的热流量Qr(KJ)=V'*rv'=1166.395822,因为加热蒸汽的潜热rR(KJ/Kg)=2177.6(t=130℃),因此需要的加热蒸汽的质量流量Gr(Kg/s)=Qr/rR=0.。⑵塔顶热量衡算塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热rv苯(KJ/Kg)=379.3塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热rv甲苯(KJ/Kg)=367.1所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热rv(KJ/Kg)=rv苯(KJ/Kg)*yC6H6+rv甲苯*yC7H8=378.88;因此冷凝器的热流量Qc(KJ/s)=V*rv=1223.699463,因为水的定压比热容Cc(KJ/Kg/K)=4.174,冷却水的进口温度t1=25℃,冷却水的出口温度t2=70℃,因此需要的冷却水的质量流量Gc(Kg/s)=Qc/Cc/(t2-t1)=6.。3.3.11精馏塔接管尺寸⑴回流液接管尺寸体积流量Vr(m^3/s)=L/ρ=0.,管流速ur(m/s)=0.3,回流管直径d(mm)=(4*Vr/3.1415/ur)^0.5=110.8220919=φ133*6;⑵进料接管尺寸料液体积流率Vf(m^3/s)=F/ρ=0.,管流速uf(m/s)=0.5,进料管直径,d0(mm)=(4*Vf/3.1415/uf)^0.5=98.26888955=φ108*5;⑶釜液出口管体积流量Vw(m^3/s)=L'/ρ=0.,管流速uw(m/s)=0.5出口管直径dw(mm)=(4*Vw/3.1415/uw)^0.5=130.4825516=φ159*8;⑷塔顶蒸汽管体积流量Vd(m^3/s)=V/ρv=1.,管流速ud(m/s)=15,出口管直径dd(mm)=(4*Vd/3.1415/ud)^0.5=316.0129882=φ377*8。3.3.11辅助设备设计⑴再沸器因为蒸汽温度ts(℃)=130,釜液进口温度t1'(℃)=100,釜液出口温度t2'(℃)=110,因此传质温差Δtm(℃)=[(ts-t1')-(ts-t2')]/ln[(ts-t1')/(ts-t2')]=24.66303462,因为传质系数K1(W/m^2/K)=300,因此传质面积A(m^2)=Qr/K/Δtm