苯甲苯浮阀精馏塔课程设计.doc

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1、第一篇 化工原理课程设计任务书1.1设计题目苯-甲苯连续精馏（浮阀）塔的设计1.2设计任务1、精馏塔设计的工艺计算及塔设备计算（1） 流程及操作条件的确定；物料衡算及热量衡算；（2） 塔板数的计算；（3） 塔板结构设计（塔板结构参数的确定、流动现象校核、负荷性能图）；（4） 塔体各接管尺寸的确定；（5） 冷却剂与加热剂消耗量的估算。2.设计说明及讨论3.绘制设计图（1） 流程图（A4纸）；（2） 塔盘布置图（8开坐标纸）；（3） 工艺条件图（1号绘图纸）。1.3原始设计数据1、原料液：苯-甲苯，其中苯含量为35 %（质量），常温；2、馏出液含苯：99.2 %（质量）；3、残液含苯： 0.5 %

2、（质量）；4、生产能力：4000 (kg/h).第二篇 流程及流程说明为了能使生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵泵入精馏塔，塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液，精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流部分连续采出到产品罐（具体流程见附图）。在流程确定方案选择上，本设计尽可能的减少固定投资，降低操作费用，以期提高经济效益。1、加料方式的选择：设计任务年产量虽小，但每小时4000Kg的进料量，为维持生产稳定，采用高位槽进料，从减少固定投资，提高经济效益的角度出发，选用泡点进料的加料方式。2、回流方式的选择：塔的生产负荷不大，从降低操作费用的角度出发，使用列管式冷

3、凝器，利用重力泡点回流,同时也减少了固定投资。3、再沸器的选择：塔釜再沸器采用卧式换热器，使用低压蒸汽作为热源，做到了不同品位能源的综合利用，大大降低了能源的消耗量。第三篇 设计计算3.1全塔的物料衡算1、将任务书中的质量分数换算成摩尔分数，进料（摩尔百分数）（摩尔百分数）（摩尔百分数）2、求平均分子量，将换算成 进料处: 塔顶处: 塔釜处: 进料: 3、全塔的物料衡算由物料衡算得：代入数据得： 解之得： 3.2相对挥发度及回流比R1、求全塔平均相对挥发度：表3-112345678980.184889296100104108110.6 1.0000.8160.6510.5040.3730.25

4、70.1520.05701.0000.9190.8250.7170.5940.4560.3000.1250（1） 塔内温度的计算：采用内插法计算塔内的温度1） 塔顶：由于采用全凝器，因此。查表可知，在80.1与84之间，值很接近，因此这两点之间可近似看作为直线，设此直线方程为：，代入80.1与84时的值： 解得：即直线方程为：将y1=0.993代入方程解得t1=tD=80.392） 塔底：xW0.00589，设直线方程为：t=kx+b，代入108与110.6时的x值： 解得：所以直线方程为：t=-45.6x+110.6将xW0.00589代入方程解出tW=110.3。3） 进料： =0.388

5、，设直线方程为t=kx+b，代入92到96的x值： 解得：所以直线方程为：t=-30.5x+107.4将0.388代入方程解出tF=95.57。 所以全塔的平均温度 =95.42（2）塔内平均相对挥发度：采用内插法计算塔内平均温度下的相对挥发度设直线方程x=kt+b,代入92到96之间的x的值 解得：所以直线方程为：x=-0.03275t+3.517将=95.42代入方程解出=0.392设直线方程y=kt+b,代入92到96之间的y的值 解得：所以直线方程为：y=-0.03075t+3.546将=95.42代入方程解出=0.612 =将=0.392，=0.612代入得：=2.45 2、求回流比

6、R（1）最小回流比Rmin由=，代入=2.45整理得：y= 由于采用泡点进料，所以q=1,故q线方程为xe=0.388 联立、 ，求解得： Rmin （2）确定最适宜操作回流比R一般取R（1.22.0）Rmin ，然后在其间取适当值，通过计算作图，从而找出最适宜操作回流比R。其中X=，Y=，Y=Nmin=由下表3-2可以看出，当R=1.35Rmin=2.50时，所得的回流比费用最小，即最适宜回流比R=2.50。表3-2R/RminXYRNN*R1.200.110.532.1025.1952.901.300.160.482.2822.7651.771.310.160.482.2922.5751.

7、741.320.170.482.3122.3851.711.330.170.472.3322.2151.691.340.180.472.3522.0451.681.350.180.462.3621.8751.671.360.190.462.3821.7151.681.370.190.462.4021.5651.691.380.190.452.4221.4151.711.390.200.452.4321.2751.731.400.200.452.4521.1351.761.500.240.412.6319.9452.341.600.280.392.8019.0353.271.700.310.37

8、2.9818.3054.441.800.340.343.1517.7055.761.900.360.333.3317.2057.202.000.390.313.5016.7858.733.3求理论塔板数求解方法：采用逐板法计算理论板数，交替使用操作线方程和相平衡关系。(利用操作线方程)(利用相平衡关系)精馏段：操作线方程： 将R=2.50代入方程得： 即：相平衡关系为： x=对于第一层塔板：0.993 ，由相平衡关系求得：x=0.983 (其中相对挥发度取2.45)。将x代入操作线方程得：y2=0.7140.983+0.284=0.986。然后再次应用相平衡关系即可求得x2=0.966（之后取

9、全塔平均相对挥发度）。依次求解可求得其他值，如下表所列： 表3-3y10.993x10.983y20.986x20.966y30.974x30.939y40.954x40.894y50.922x50.828y60.875x60.741y70.813x70.640y80.741x80.539Y90.669x90.452y100.607x100.387由表可以看出，x9xex10,因此第10层为进料层，从第10层开始进入提镏段。提镏段：操作线方程：其中：L=RD=2.5017.86=44.65 kmol/h=90.79 koml/hq=1代入方程得：将x10代入提馏段操作线方程方程求得y11=0.

10、559，之后用相平衡关系即可求得x11=0.341。同理可求出其他值，如下表所列：表3-4y110.559x110.341y120.492x120.280y130.408x130.220y140.317x140.159y150.228x150.108y160.154x160.0692y170.0978x170.0424y180.0589x180.0249y190.0335x190.0140y200.0177x200.00730y210.00794x210.00326由表可看出x20 x21，因此理论减去塔釜相当的一层塔板，理论塔板数在19和20块之间，又：=0.35，所以理论塔板数为19.35

11、块（不含塔釜）。其中精馏段9块，提馏段10.35块，第10块为进料板。3.4 确定全塔效率ET并求解实际塔板数1、确定全塔效率利用奥康奈尔的经验公式其中：全塔平均温度下的平均相对挥发度；全塔平均温度下的液相粘度, mPa.s；对于多组分的液相粘度：其中：液态组分i的粘度, mPa.s； 液相中组分i的摩尔分率；（1）全塔平均温度的求解：查表3-1，采用内插法求得:塔顶温度：tD=80.39进料温度：tF=95.57塔底温度：tW=110.3精馏段平均温度为：提馏段平均温度为：全塔平均温度为：（2）全塔平均温度下的相对挥发度的求解：用内插法求得当=95.42时， =0.392,=0.612,（3

12、）全塔平均温度下的液相粘度的求解：根据液体粘度共线图查得：在95.42下，苯液体的粘度为1=0.234 mPa.s ，甲苯的液体粘度为2=0.264 mPa.s=0.3920.234+（1-0.392）0.264=0.252mPa.s因此=0.5522、确定实际塔板数实际板数： ，取36块。实际精馏段塔板数：，取17块。实际提馏段塔板数：，取19块。3.5塔的工艺条件及物性数据计算1、操作压力的计算塔顶操作压力：PD=101.325kPa，每层压降设为P0=1kPa.进料板操作压力：PF=101.325+171=118.325kPa.；塔底操作压力：PW=101.325+136=137.325

13、kPa.；精馏段平均操作压力： kPa.；提馏段平均操作压力： kPa.；2、平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量： x1=0.983 y1=xD=0.993MVDM=0.99378.11+(1-0.993) 92.13=78.21 kg/kmol；MLDM=0.983 78.11+(1-0.983 ) 92.13=78.35 kg/kmol；进料板平均摩尔质量：xF=0.388 yF=0.608MVFM=0.60878.11+(1-0.608 )92.13=83.60 kg/kmol；MLFM=0.38878.11+(1-0.388) 92.13=86.69 kg/kmol；塔底平均摩尔质量：

14、xW=0.00589 yW=0.0143MVWM=0.014378.11+(1-0.0143 )92.13=91.93 kg/kmol；MLWM=0.0058978.11+(1-0.00589) 92.13=92.05 kg/kmol；精馏段平均摩尔质量： kg/kmol； kg/kmol；提馏段平均摩尔质量： kg/kmol； kg/kmol；3、平均密度计算（1）气相平均密度计算：精馏段： kg/m3；提馏段： kg/m3；（2） 液相平均密度计算：1） 塔顶液相平均密度：tD=80.39, 根据有机液体相对密度共线图查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；2）进料口液相平均密度：tF

15、=95.57, 根据有机液体相对密度共线图查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；3） 塔底液相平均密度：tW=110.3, 根据有机液体相对密度共线图查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；故：精馏段液相平均密度： kg/m3；提馏段液相平均密度： kg/m3；4、液体平均表面张力的计算表3-6温度 8090100110120表面张力dyne/cm苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6720.5919.4918.4117.34根据上表作出苯的表面张力与温度的关系图和甲苯的表面张力与温度的关系图如下：（1）塔顶液相平均表面张力：tD=80.39,根据上图的线性

16、关系得：mN/m，mN/m；x1=0.983 y1=xD=0.993 mN/m；（2）进料板液相平均表面张力：tF=95.57, 根据上图的线性关系得：mN/m，mN/m；xF=0.388 yF=0.608 mN/m；（3） 塔底液相平均表面张力：tW=110.3, 根据上图的线性关系得：mN/m，mN/m；xW=0.00589 yW=0.0143 mN/m；故：精馏段液相平均表面张力： kg/m3；提馏段液相平均表面张力： kg/m3；5、液相平均粘度的计算（1） 塔顶液相平均粘度：tD=80.39,根据液体粘度共线图查得：mPa.s， mPa.s； （2） 进料口液相平均粘度：tF=95.

17、57, 根据液体粘度共线图查得：mPa.s， mPa.s；（3） 塔底液相平均粘度：tW=110.3, 根据液体粘度共线图查得： mPa.s， mPa.s；故：精馏段液相平均粘度： mPa S；提馏段液相平均粘度： mPa S；3.6精馏塔塔体工艺尺寸计算1、板间距和塔径的计算板间距的大小与液泛和雾沫夹带有密切的关系。板距取大些，塔可允许气流以较高的速度通过，对完成一定生产任务，塔径可较小；反之，所需塔径就要增大些。板间距取得大，还对塔板效率、操作弹性及安装检修有利。但板间距增大以后，会增加塔身总高度，增加金属耗量，增加塔基、支座等的负荷，从而又会增加全塔的造价。初选板间距时可参考下表所列的推

18、荐值。表3-8 板间距与塔径关系塔径D, m0.30.50.50.80.81.61.62.0塔板间距HT mm200300250350350450450600精馏段：精馏段的气相体积流率：m3/s精馏段的液相体积流率： m3/s横坐标取塔板间距HT=0.4 m，板上液层高度hL=0.06m,则 m由常用化工单元设备的设计图4-9 筛板塔的泛点关联图得：C20=0.0756 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速= m/sm按标准塔径圆整后=0.8 m塔截面积 m2实际空塔气速 m/s校核：实际空塔气速/最大气速在0.60.8范围内符合要求。提馏段同理可得： V=V=(R+1)D=(2.50+1)

19、17.86=62.51koml/h （其中D为塔顶产品流量）提馏段的气相体积流率： m3/s提馏段的液相体积流率： m3/s横坐标取塔板间距HT=0.40 m，板上液层高度hL=0.06 m,则 m由史密斯图得：=0.0756 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速= m/s m按标准塔径圆整后=0.8 m塔截面积 m2实际空塔气速 m/s经核算，实际空塔气速与最大气速之比，在0.60.8范围内，满足要求。2、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度： m提馏段有效高度： m精馏塔有效高度： m3.7精馏塔塔板主要工艺尺寸计算它包括板间距的初估，塔径的计算，塔板液流型式的确定，板上清液高度、堰长、堰高

20、的初估与计算，降液管的选型及系列参数的计算，塔板布置和筛板的筛孔和开孔率，最后是水力校核和负荷性能图。1、溢流装置计算因为=0.8，=0.8，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：(1) 堰长单溢流型塔板堰长一般取为（0.60.8）D，所以取=0.7D精馏段堰长取=0.7=0.70.8=0.56 m 提馏段堰长取=0.7=0.70.8=0.56 m(2)溢流堰高度精馏段：由,选用平直堰。堰上液层高度，其中E近似为1。则m。取板上清液层高度hL=60 mm，故有精馏段溢流堰高度： m提馏段（同理）：mm（3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af由,查表得：，精馏段： m2； m2；提馏

21、段： m2； m2；验证液体在降液管内的停留时间，即：精馏段： s 5 s提馏段： s 5 s故降液管设计合理。（4） 降液管底隙高度为了保证良好的液封，又不使得液流阻力太大，一般取为精馏段： m （0.02 0.025）m提馏段： m （0.02 0.025）m液体流过底隙的流速u隙精馏段： m/s提馏段： m/s2、塔板布置（1）塔板的分块：因D800 mm，故无需分块，选用整版式塔板。（2）安定区在板上的传质区域与溢流堰之间需要有一个不开孔的区域即安定区，安定区宽度是指堰与它最近的一排空的中心线之间的距离，对于整版式浮阀塔可取进、出安定区宽度为0.60.7m，则取=0.06m。（3）边缘

22、区塔板靠近塔壁部分需留出一圈区域，整版式浮阀塔应取=0.035m（4）开孔区面积对于单流型塔板： 式中： ：孔区面积，；精馏段： =0.3074提馏段： =0.3074（5）阀孔数的计算及其排列选择F1型重型32g的浮阀，阀孔直径=39mm=0.039m，初取阀孔动能因子一般为812，取。精馏段： 孔速为： 每层塔板上浮阀数目为：个浮阀排列方式：采用等边三角形叉排开孔形式，取同一横排的孔心，作图排得浮阀数目为59块。提馏段： 孔速为： 每层塔板上浮阀数目为：个浮阀排列方式：采用等边三角形叉排开孔形式，取同一横排的孔心，作图排得浮阀数目为59块。 精馏段和提馏段每层踏板上实际浮阀数目均为59个，

23、即按块重新核算孔速和阀孔动能因数：精馏段： 提馏段： 阀孔动能因数变化不大，仍在812范围内。踏板开孔率：精馏段：（其中为精馏段实际空塔气速）提馏段：（其中为提馏段实际空塔气速）3.8塔板校核塔板的流体力学计算1、气相通过浮阀塔板的压力降 （1）干板阻力的计算对于浮阀有经验公式： （根据化工单元过程课程设计）精馏段： m液柱提馏段： m液柱（2）液层阻力取充气系数，则 精馏段： m提馏段: m（4） 液体表面张力所造成的阻力，此项可忽略不计，即由上数据可得出，气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高： 精馏段：每层塔板压力降的液柱高：单塔压降:提馏段：每层塔板压力降的液柱高： 单塔压降：精馏段与

24、提馏段均小于计算前假设的压降（），所以符合要求。2、淹塔为防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度符合，即其中： （为板上液层高度）精馏段： 板间距: ，,取=0.5 ，则有： 由此可见：，符合设计要求。提馏段： 板间距: ， ,取=0.5 ， 由此可见：，符合设计要求。3、液沫夹带量校核雾沫夹带将导致塔板效率下降。通常塔板上雾沫夹带量kg液体/kg干气体，对于浮阀塔可用泛点百分率F作为间接衡量雾沫夹带量的指标（F70%即可保证）。精馏段：泛点率 （根据化工单元过程课程设计）其中：m3/s m3/s kg/m3 kg/m3板上液体流经长度：板上液体面积：查物性系数K1.0，查泛点负荷系数

25、表则泛点率： 满足要求设计要求。提馏段：泛点率（根据化工单元过程课程设计）其中：m3/s m3/s kg/m3 kg/m3板上液体流经长度：板上液体面积：查物性系数K1.0，查泛点负荷系数表则泛点率：满足要求设计要求。3.9塔板负荷性能图1、雾沫夹带线精馏段：泛点率，根据此作出负荷性能图中的物沫夹带线。按泛点率70计算： 整理得：由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，算出提馏段：泛点率，根据此作出负荷性能图中的物沫夹带线。按泛点率70计算： 整理得：2、降液管液泛线利用确定液泛线（）精馏段： （） 又：（根据化工单元过程课程设计p115），则：整理得：提馏段： 与精馏段同理可得：

26、又：（根据化工单元过程课程设计p115），则：整理得：3、液相负荷上限线应保证液体的最大流量在降液管中停留时间不低于35s，取为液体降液管内停留时间下限，即：，则：精馏段：提馏段： 4、漏液线(气相下限线)对于F1型重阀，取作为规定气体最小负荷标准，则， ， 精馏段：提馏段：5、液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。精馏段： ， 其中则： 解之得：提馏段： ， 其中则： 解之得：6、操作线精馏段：以为斜率作过原点的直线，即为塔板工作线。提馏段：以为斜率，作过原点的直线。7、负荷性能图精馏段：由前所诉知，精馏段有：当 时， 根据以上五

27、式，以为横坐标，为纵坐标，可作得精馏段塔板的负荷性能图，并以P（Vs,Ls）作为操作点进行验证，如下：Vs/(m3/s)Ls/(m3/s)图-9 精馏段塔板负荷性能图 点P为设计点， Vhmax=0.583m/s,气相负荷下限Vhmin=0.205m/s。其气相操作弹性，即该塔精馏段的操作弹性为。提馏段：由前所诉知，精馏段有：当 时， 根据以上五式，以为横坐标，为纵坐标，可作得提馏段塔板的负荷性能图，如下：图-10 提馏段塔板负荷性能图点P为设计点，气相负荷上限，即雾沫夹带线与液相负荷上限线的交点Vhmax=0.501m/s,气相负荷下限Vhmin=0.186m/s。其气相操作弹性，即该塔精馏

28、段的操作弹性为。3.10其他结构尺寸设计1、塔底高度、塔顶高及塔总高计算理论板数为块（不含塔釜），实际塔板数为块，精馏段9块，第10块为进料板，取。设釜液在釜底停留时间为12min，考虑到釜液波动，此外再考虑塔顶端上方的气液分离空间高度均取为，以减少出口气体带量。本设计为清洁物料，塔径为0.8m,以每隔9块板设一个人孔，则共有4个人孔 (即)，。进料段高度取封头裙座 塔的总高度为2、主要接管尺寸确定（管型号参照化工原理课程设计简明教程）（1）进料管：采用料液由高位槽流入塔内，进料管内流速可取0.40.8m/s，取 经过圆整后取管型号：（2）回流管：常压采用重力回流，流速可取0.20.5m/s，

29、取则： m经过圆整后取管型号：（3）塔顶蒸汽出口管径 常压下常压塔蒸汽流速可取1220m/s，取, 则： =0.193m 经过圆整后取管型号: 2196（4）塔底残液排出管管径残液在管内流速流速可取0.51.0m/s，取 m经过圆整后取管型号：（5）塔底蒸汽排出管管径取蒸汽在管内流速取经过圆整后取管型号：21963.11热量衡算及塔体各接管尺寸计算1、平均汽化热表3-15温度 8090100110120汽化热kcal/kmol苯73537218707767766430甲苯83498216808079397794由上两图可知：；(1)塔顶平均汽化热 ，带入上两式中： (2)进料口平均汽化热 ，带

30、入上两式中： (3)塔底平均汽化热 ，带入上两式中： 精馏塔：提馏段： 2、 热负荷塔顶： kcal/h塔底： kcal/h3、冷却剂与加热剂消耗估算（1）冷却剂用水作冷却剂，水由30升高至45。水的比热冷却水用量 冷凝器的换热面积: 水蒸气冷凝到油沸腾可取290870 w/(m2.k) (由教材P135，表4-11查得) ，现取；又：； （2）加热剂 其中 加热蒸汽用量 再沸器的换热面积为： 又：； 3.12仪表管1、 压力表2个PN2.5 DN25 l=150mm2、 温度计管（热电偶） 6个PN2.5 DN32 HG5-5012-73 l=150mm3、塔釜玻璃液面计PN2.5 DN25

31、 HG5-1361-80 l=150mm L=1400mm4、自控液面计PN2.5 DN25 l=150mm L=1500mm以上接管连接法兰型式为凹凸面第四篇 筛板塔工艺设计计算结果汇总表序号项目数据精馏段提馏段1进料量F46.14kmol/h2馏出液量D17.86kmol/h3釜液流量W28.28kmol/h4塔顶温度80.395塔釜温度110.36进料温度95.577液相分率q18最小回流比Rmin1.759操作回流比R2.5010理论板数N910.3511理论加料板位置第10块12全塔效率ET0.55213实际塔板数Np171914实际加料板位置第18块15液相流量L44.62 kmo

32、l/h90.79kmol/h16气相流量V62.51 kmol/h 62.51kmol/h17液泛气速umax1.254m/s1.106 m/s18实际空塔气速u0.878m/s0.774 m/s19塔径D800mm800mm20泛点率F57%59%21板间距HT0.40m22板上清液层高度hL0.006m23堰长0.56m24堰液头how0.0115m0.0198m25溢流堰高0.0485m0.0402m26底隙ho0.0477m0.0322m27无效区Wc0.035m28边缘区Ws0.06m29开孔区面积a0.3074 m230阀孔直径do39mm31孔心距t75mm32阀孔数n59个59

33、个33开孔率14.0014.0134实际阀孔气速u6.74m/s6.03m/s35清液柱高度Hd(液柱)0.136m0.139m36HT+hw0.4485m0.4402m37停留时间5s5s38泛点百分率57%59%39板间距HT0.40m40塔总高18.7m41进料管dF76442回流管dR76443塔顶蒸汽管dD219644釜液出口管dw76445冷凝器的热负荷464147.689kcal/h46冷却水的消耗量30943.179kg/h47冷凝器的换热面积21.660m248再沸器的热负荷495397.001kg/h49饱和水蒸气的消耗916.914kg/h51再沸器的换热面积40.113m2参考资料1 贾绍义，柴诚敬主编. 化工传质与分离过程. 化学工业出版社，20072 王国胜主编. 化工原理课程设计. 大连理工大学出版社，20053 谭天恩主编，化工原理，化学工业出版社，1998年出版。4 陈英南，刘玉兰主编. 常用化工单元设备的设计 专著 . 上海 : 华东理工大学出版社, 20055 匡柱国、史启才编,化工单元过程及设备设计课程设计，化学工业出版社,2001年出版。6 天津大学化工原理教研室编化工原理课程设计，天津大学出版社，1994年出版。7 贺匡国主编,化工容器及设备简明设计手册, 2002年出版