苯與甲苯混合液浮閥精餾塔項(xiàng)目設(shè)計(jì)方案

1、苯與甲苯混合液浮閥精餾塔項(xiàng)目設(shè)計(jì)方案第一章化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書1.1設(shè)計(jì)題目：分離苯甲苯混合液的浮閥板式精餾塔工藝設(shè)計(jì)1.2原始數(shù)據(jù)及條件（1）生產(chǎn)能力：年處理量苯- 甲苯混合液 2.7 萬噸（開工率 300 天 / 年）（2）原料：苯的含量為35%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）飽和液體進(jìn)料（3）分離要求：塔頂餾出液中苯含量不低于99.8%塔底釜液中苯含量不高于0.2%（4）操作壓力：常壓101.325Kpa 操作 塔頂表壓 4Kpa單板壓降 0.7Kpa（5）回流比： R=(1.1 2.0) Rmin 由設(shè)計(jì)者自選（6）塔頂采用全凝器泡點(diǎn)回流（7）塔釜采用間接飽和水蒸氣加熱（8）全塔效率為 0.61.

2、3設(shè)計(jì)容（一）工藝設(shè)計(jì)1、選擇工藝流程，要求畫出工藝流程2、精餾工藝計(jì)算（ 1）物料衡算確定各物料流量和組成；（ 2）經(jīng)濟(jì)核算確定適宜的回流比；（ 3）精餾塔實(shí)際塔板數(shù)。用適宜回流比通過逐板計(jì)算，得到全塔理論塔板數(shù)以及精餾段和提餾段各自的理論塔板數(shù)。然后根據(jù)全塔效率求得全塔、精餾段、提餾段的實(shí)際塔板數(shù)，確定加料板的位置。（二）精餾塔設(shè)備設(shè)計(jì)1、塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)的設(shè)計(jì)計(jì)算2、塔流體力學(xué)性能的設(shè)計(jì)計(jì)算；3、繪制塔板負(fù)荷性能圖。畫出精餾段和提餾段某塊的負(fù)荷性能圖1.4設(shè)計(jì)要求1、設(shè)計(jì)程序簡練清楚，結(jié)果準(zhǔn)確并有匯總表。1.5設(shè)計(jì)時(shí)間：二周注意事項(xiàng)：1、寫出詳細(xì)計(jì)算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源；2、每

3、項(xiàng)設(shè)計(jì)結(jié)束后，列出計(jì)算結(jié)果明細(xì)表3、圖、表分別按順序編號4、按規(guī)定的時(shí)間進(jìn)行設(shè)計(jì)，并按時(shí)完成任務(wù)第二章塔板的工藝設(shè)計(jì)2.1設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明擬設(shè)計(jì)一臺年處理苯甲苯混合液2.7 萬噸 ( 開工率 300 天/ 年) 的浮閥精餾塔，要求塔頂餾出液中苯含量不低于99.8%，塔底釜液中含苯量不高于0.2%。先設(shè)計(jì)苯 - 甲苯混合液經(jīng)預(yù)熱器加熱后，用泵送入精餾塔；塔頂上升蒸汽采用冷凝器冷凝后部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品冷卻后送至貯槽； 塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱， 塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。操作壓力為常壓101.3kpa ，采取泡點(diǎn)進(jìn)料。圖 1精餾流程工藝圖2.2全塔物料衡算表 1苯和甲苯的物

4、理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量沸點(diǎn)/ C臨界溫度 tc / C臨界壓強(qiáng) c / kpa苯C6H 678.1180.1288.56833.4甲苯C7 H 892.13110.6318.574107.72.2.1進(jìn)料、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)2.2.2平均摩爾質(zhì)量 ： M f78.110.38892.130.61286.69kg / kmol2.2.3物料衡算 ：DFXF-XW43.260.3880.002XD-XW0.99816.77kmol / h0.002WFD 43.26 16.77 26.49kmol / h2.3塔板數(shù)的確定2.3.1確定理論塔板數(shù)平衡圖的繪制。表 2苯和甲苯物系在總壓為101

5、.3kpa 下 t-x （y）關(guān)系溫度80.184889296100104108110.6x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.30.1250圖 2 苯和甲苯的汽 、液平衡數(shù)據(jù)用 AUTOCAD作圖求 Rmin 并選取 R（1）本設(shè)計(jì)的進(jìn)料狀態(tài)選取的是泡點(diǎn)進(jìn)料，即q=1,q 線方程為： xxF0.388作圖得 Ye=0.609Rmin = x D - y e = 0.9980.6091.76ye - xe 0.6090.388取操作回流比R=1.5Rmin =2.64（2）求精餾塔的氣液相負(fù)荷L L

6、qFRDqF2 .6416 .7743 .2687 .533 ( kmol / h )V V(q1) FV( R1) D(2.641)16.7761.043( kmol / h)（3）求操作線方程：精餾段操作線方程：yn 1=RxnxD2.64xn0.9980.725xn 0.274R1R 12.6412.64 1ym 1=L xm W xw87.533 xw 26.490.002 1.434xm 0.00087V V 61.04361.0432.3.2用圖解法求理論板數(shù)NTyx圖 3梯級法求理論板數(shù)總理論板數(shù) NT =23（包括塔釜）。其中精餾段為 11.7 ，提餾段為 11.3 （包括塔釜

7、），第12 塊板為進(jìn)料板。2.3.3實(shí)際塔板數(shù)NP由 E0 =NT/N P得：精餾段實(shí)際塔板數(shù)NP1 =11.7/0.6=19.5,取 20提餾段實(shí)際塔板數(shù)NP2 =11.3/0.6=18.8,取 19（包括塔釜）故總的實(shí)際塔板數(shù)NP =NP1 +NP 2 =39（ 包括塔釜）2.4精餾塔操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算2.4.1操作壓力 pm塔頂操作壓力 PD =101.325+4=105.325 kpa每層塔板壓降 P =0.7 kpa進(jìn)料板壓力 PF = PD + P NP1 =105.325+200.7=119.325 kpa塔底操作壓力w103.325320.7132.65kpa精餾

8、段平均壓力 Pm105.325 119.325 112.325kpa 2119.325132.625提餾段壓力 Pm125.975kpa2.4.2操作溫度根據(jù)苯 - 甲苯的 t-x-y數(shù)據(jù)，采用差法求取塔頂、進(jìn)料層溫度塔頂溫度 t D80.14C進(jìn)料板溫度tF =95.54Co塔底溫度 tW110.50C精餾段平均溫度 ： t m= tF +t D = 80.14 95.5487.84 Co22提餾段平均溫度： tm = tF tW110.50 95.54103.02 Co222.4.3平均摩爾質(zhì)量塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：由 y1 xD0.998 , 查平衡曲線，得 x10.943M DV my

9、1M A(1- y1 )M B0.99878.110.00292.1378.14 kg/k molM DLmx1M A(1- x1 )M B0.94378.110.05792.1378.91 kg/k mol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：由圖解理論板，得yF0.587 ，查平衡曲線，得xF0.366M FVm0.57878.11(10.587)92.1383.90(kg / kmol )M FLm0.36678.11(10.366)92.1387.00(kg / kmol )塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：由 xwx23 0.002 , 查平衡曲線。得 y230.005lwm0.00278.11(1 - 0.

10、002)92.1392.10 kg/kmolM vwm0.00578.11(10.005)92.1392.06kg / kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量：78.1483.90M vm81.02kg / kmol278.9187.00M lm82.96kg / kmol2提餾段平均摩爾質(zhì)量：83.9092.0687.98kg / kmolM vm287.0092.1089.55kg / kmolM lm22.4.4平均密度計(jì)算：2.4.4.1氣相平均密度計(jì)算。由理想氣體狀態(tài)方程，即：精餾段：vm1mM vm112.32581.023.03kg / m3Rm8.314(87.84273.15)提餾段：v

11、m2125.97587.983.54kg / m38.314(103.02273.15)2.4.4.2液相平均密度計(jì)算。液相平均密度依下式計(jì)算：1AA=+LmLALBAB表 3苯和甲苯的液相密度 (kg / m3 )溫度8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770利用上表數(shù)據(jù)差求?。核敚?0.14 ,CtD進(jìn)料： t F95.54C ,A814.8kg / m3 ,B809.9kg / m3A797.5kg / m3 ,B794.7kg / m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率：aA0.36678.110.32978.11(10

12、.366)0.36692.1310.329 0.671 ,LFM795.6kg / m3LFM797.5 794.7塔底： tW 110.50C , A774.6kg / m3 ,B779.8kg / m310.0020.998 ,LWM774.6779.8LWM779.8kg / m3精餾段液相平均密度為：LM 1DLF L 814.8795.6805.2kg / m322提餾段液相平均密度為：LM 2FLWL 795.6779.8787.7kg / m3222.4.5液體平均表面力計(jì)算：液相平均表面力依下式計(jì)算：nLMxiii1表 4液體表面力(mN / m)溫度8090100110120

13、A苯21,2720.0618.8517.6616.49B甲苯21.6920.5919.9418.4117.31塔頂： t D80.14C ,差法求得，A 21.25mN / m ,B21.67mN / mLDM0.998 21.25 (1 0.998)21.6721.25mN / m進(jìn)料： t F95.54C ,同理求得，A19.39mN / m, B20.23mN / mLFM0.36619.39 (1 0.366)20.2319.92mN / m塔底： tW110.50C ,求得，A17.60 mN / m ， B18.36mN / mLWM0.00217.60 (10.002)18.36

14、18.36 mN / m精餾段液相平均表面力為：DMF M21.25 19.92LM 120.59 mN / m22提餾段液相平均表面力為：LM 2FMWM 19.92 18.36 19.14 mN / m222.4.6液體平均粘度計(jì)算.計(jì)算公式為： lgmxi lgi表 5 液體粘度 (m a s)溫度8090100110120A苯0.3080.2790.2550.2330.215B甲苯0.32110.2860.2640.2640.228塔頂 tD80.14C , 內(nèi)差法求得A 0.307mpa / s, B 0.310mpa / slgLDM0.998 lg( 0.307) (10.998

15、) lg( 0.310)解得 LDM0.307mpa / s進(jìn)料板： t F 95.54C, 內(nèi)差法求得：A0.266mpa / s, B0.274mpa / slgFM0.366 lg( 0.266) (10.366) lg( 0.274)解得 LFM0.271mpa / s塔底： tW110.50C , 同理求得 :A 0.232mpa / s,B 0.253mpa / slg LWM 0.002 lg( 0.232)(10.002) lg( 0.253)解得 LWM0.253mpa / s精餾段液相平均黏度為：m1DmFm 0.307 0.2710.289mpa / s22提餾段液相平均

16、黏度為：F mW m 0.2710.253m2220.262mpa / s2.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算2.5.1塔徑的初步設(shè)計(jì)首先精餾塔的氣液相負(fù)荷LRD2.64 16.7744.273 kmol / h 44.27 kmol / hV(R1) D(2.641) 16.77 61.043 kmol / h 61.04 kmlo / hLLqFLF44.2743.26 87.53 kmol / hVV( q1)FV61.04kmol / h精餾段的汽液相體積流率為：Vs1VM Vm161.0481.0233600 Vm136003.030.453 m / sLs1LM Lm144.2782.9

17、60.0013 m3 / s3600 Lm13600805.2提餾段的氣液相體積流率為：Vs 2VM Vm261.04 87.980.421 m 3 / s3600Vm236003.54Ls2LM Lm 287.5389.550.0028 m3 / s3600Lm 2360078.77u(0.60.8)umax , umaxCLV , 式中 C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出V圖 4 史密斯關(guān)聯(lián)圖表 6 塔徑與板間距的關(guān)系塔徑 DT ， m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距 H T ,mm200-300250-350300-450450-600400-600精餾段

18、，橫坐標(biāo)數(shù)值：11Ls1 ( L 1 ) 2(0.00133600)(805.2 ) 20.0468Vs1V 10.45336003.03取板間距： H T0.45m, 板上液層高度 hL0.07m, 則H LhL0.38m:C 200.076, CC20( L )0.20.076(20.59)0.20.07642020umaxCLV0.0764 805.23.031.243 m/sV3.03取安全系數(shù) 0.7 ，則空塔系數(shù)為：u10.7umax0.71.243 0.870 m / sD14Vs140.453u10.814 m3.14 0.870圓整：D1 1.0m, 橫截面積 AT 1D 2

19、0.785 m2 ，4則空塔氣速為：Vs10.453u10.577 m / sAT10.785提餾段，橫坐標(biāo)數(shù)值：Ls2 (1( 0.00281L2 )23600)( 787.7) 20.099Vs2V 20.42136003.54取板間距： HTm 板上液層高度 h0.07m 則HLhLm0.45 ,L,0.38查圖可知 :C200.076, CC20 (L )0.20.076(19.14)0.20.07532020umaxCL 2V 20.0753 787.73.541.121 m/sV 23.54取安全系數(shù) 0.7 ，則空塔系數(shù)為：u20.7umax0.71.121 0.785 m /

20、sD24Vs240.4210.827 mu23.140.785圓整：D2 1.0m,橫截面積 AT 24D 20.785 m2 ，則空塔氣速為：Vs20.421 0.536 m / su2AT 20.7852.5.2精餾塔有效塔高度的計(jì)算精餾段有效高度為：Z精 （ N 精1） H T( 201) 0.458.55m提餾段有效高度為：Z提 （ N 提1） H T(191) 0.458.10m在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m, 故精餾塔的有效高度為：ZZ精Z提0.88.558.100.8017.45m2.6塔板工藝尺寸的計(jì)算2.6.1溢流裝置2.6.1.1堰長 l （單溢流）取 l w0.6

21、5D0.651.00.65m圖 5液流收縮系數(shù)計(jì)算圖出口堰高：本設(shè)計(jì)采用平直堰，堰上高度how 按下式計(jì)算：2.84l h2how)3,近似 E取E(lw11000精餾段：how2.841 (3600 0.0013) 320.0106m ，取板上液層高度 hL 0.07m10000.65hwhLhow0.070.01060.0594m提餾段：how2.841 (36000.0028 ) 320.0177 m ，取板上液層高度 hL 0.07m10000.65hwhLhow0.070.01770.0523m2.6.1.2弓形降液管的寬度和橫截面圖 6弓形降液管的參數(shù)l w0.65AfWd0.13

22、, 則可知：D0.65,查圖 6得，0.99，1ATDAf0.09 0.7850.0707m,Wd0.13 1.0 0.130m驗(yàn)算降液管停留時(shí)間：精餾段：AfH T 0.0707 0.4524.47sLs10.0013提餾段：Af H T0.0707 0.45Ls211.36s0.0028停留時(shí)間都大于 5s，故降液管可用。2.6.1.3降液管底隙高度精餾段：取降液管底隙的流速Ls10.0013uo 0.08m / s,則 h0.025ml w uo0.65 0.08提餾段：取降液管底隙的流速Ls20.0028uo 0.08m / s, 則ho0.054ml w uo0.65 0.08ho

23、, ho20 mm,故滿足要求。2.7塔板布置及浮閥數(shù)目與排列2.7.1塔板分布本設(shè)計(jì)塔徑 D=1.0m，故采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板。表 7塔徑與塔板分塊數(shù)的關(guān)系塔徑 /mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分塊數(shù)3456由表知，塔板分為三塊。2.7.2浮閥數(shù)目與排列2.7.2.1 精餾段：取閥孔動(dòng)能因子 Fo12,則孔速 u o1為：uo1FO126.89m / sV 13.03每層塔板上浮閥數(shù)目為： （本設(shè)計(jì)使用F1 型重型閥， do0.039m ）NVs10.45356塊20.7850.03926.894douo1為了盡量減小液體夾帶入

24、降液管的氣泡量，取破沫區(qū)寬度Ws0.08m ，根據(jù) ho 的大小 ， 邊 緣 區(qū) 寬 度 取Ws0.06m計(jì) 算 塔 板 上 的 鼓 泡區(qū) 面 積 ,即Aa2 x R2x2R2 arcsin0.290 =0.470 m2 , 此設(shè)計(jì)為分塊式塔板，浮閥排列方式1800.44采用等腰 三角形叉排， 取同一個(gè) 橫排的 孔心 , 距 t75mm 0.075m ，則排間 距：Aa0.470，考慮到采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與焊接t0.112m 112mmN t56 0.075要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距因小于計(jì)算值，故取t100mm0.1m 。以等腰三角形方式作圖，排得閥數(shù)54 塊。按 N=5

25、4塊重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：uo1Vs10.4537.03m / sdo2 N0.03925444Fo1uo1V17.033.03 12.24閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9-13圍，塔板開孔率 = u10.5778.21%uo17.032.7.2.2 提餾段：取閥孔動(dòng)能因子 Fo12, 則 uo2Fo126.38m / s3.54V 2每層塔板上浮閥數(shù)目為：Vs20.42155.3 56塊N0.7850.03922uo26.38do4Aa0.4700.112m112mm ，取 t100mm ，求得閥數(shù)按 t=75mm,估算排間距 t56NT0.075為 54 塊，再按 54 塊重新核算孔速及

26、閥孔動(dòng)能系數(shù)：uo 2Vs20.4216.53m/ s20.03924do N454Fo 2uo2V 26.533.5412.29閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9-13圍，塔板開孔率 = u20.5368.21%uo26.53第三章浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.1氣相通過浮閥塔板的壓降可通過 hphchlh 計(jì)算。3.1.1精餾段干板阻力：uoc11. 82573.11.82573.15.72m / s3.03V 123.03 7.032uo1uoc1, hc15.34V 1uo15.342g2 805.20.051mL19.8板上充氣液層阻力：取0.5, hL 1hL1 0.5 0.07 0.035

27、m液體表面力所造成的阻力：h 14L 14 20.5910 30.00027mL1 g do805.2 9.80.039與單板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋篽p1hoc1hL 1h 10.0510.0350.00027 0.086mpp1hp1L1g 0.086805.29.8 678.6 pa3.1.2提餾段干板阻力：uoc 21. 82573.11.82573.15.25m/ s3.54V 223.54 6.532uo2uoc2 ,故hc25.34V 2uo25.342L 2 g2 787.70.052m9.8板上充氣液層阻力：取0.5, hL 2hL 20.5 0.07 0.035m液體表面力

28、所造成的阻力：4L 24 19.1410 3h 2g do787.79.80.00025mL20.039與單板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋篽p 2hoc2hL 2h 20.0520.035 0.00025 0.087mp p 2hp 2L 2 g0.087787.7 9.8 671.6 pa3.2淹塔為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度：H d(H Thw ),即 H dhphLhd3.2.1精餾段單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篽p10.086m液體通過液體降液管的壓頭損失： （無進(jìn)口堰）hd10.153(l s1 ) 20.153(0.0013)20.00098ml who10

29、.65 0.025板上液層高度：hL0.07 m, H d 10.086 0.07 0.00098 0.156m取0.5,已選定 H T0.45m， hw10.0594m,( H T hw )10.5(0.45 0.0594) 0.2547可知 H d1(H T hw )1 , 所以符合防止淹塔的要 求。3.2.2提餾段單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篽p20.087m液體通過液體降液管的壓頭損失： （無進(jìn)口堰）hd 20.153(l s2)20.153(0.0028)20.00097 ml who 20.65 0.054板上液層高度：hL0.07m, H d 20.087 0.07 0

30、.00097 0.158m取0.5,已選定 H T0.45m， hw 20.0523m,則 (H T hw ) 20.5(0.45 0.0523) 0.251m可知 H d 2(H T hw ) 2 , 所以符合防止淹塔的要 求。3.3物沫夾帶3.3.1精餾段液體板上流經(jīng)長度 ; ZLD 2 Wd1.02 0.1300.74m板上液流面積： Ab AT2 Af 0.78520.07070.644m2查物性常數(shù) K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖 C F0.1280.4533.031.360.00130.74805.23.03泛點(diǎn)率 F1100% 35.37%1.00.1280.644對于一般的大塔，

31、為了避免過量物沫夾帶， 應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過80%，由以上計(jì)算可知，物沫夾帶能夠滿足 ev0.1( kg液 / kg氣）的要求。3.3.2提餾段取物性常數(shù) K1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖C F0.1293.540.00280.740.4211.36787.73.54100% 37.4%泛點(diǎn)率 F20.1290.6441.0由計(jì)算可知，符合要求。3.4塔板負(fù)荷性能圖3.4.1物沫夾帶線VsV1.36Ls Z L泛點(diǎn)率 =LVKC F Ab據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率80%計(jì)算：3.4.1.1精餾段Vs3.031.36 Ls 0.74805.23.030.8=1.00.1280.644整理

32、得： 0.066= 0.0615Vs1.006Ls ,即 Vs1.073 - 16.49Ls由上式知物沫夾帶線為直線，即在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè) Ls值算出 Vs3.4.1.2提餾段Vs3.541.36 Ls 0.74787.73.540.81.00.1290.644整理得： 0.066 0.0672Vs 1.0064Ls,即 Vs0.982 - 14.98Ls表 8物沫夾帶線上的氣、液體積流量Ls ( m3 / s)精餾段3Vs ( m / s)Ls ( m3 / s)提餾段0.00210.00251.0381.0320.0030.0035Vs ( m3 / s)0.9370.9293.4.2液

33、泛線(H Thw )hphLhdhchIhhLhd由此確定液泛線，忽略式中h( H Thw )5.34Vuo 20.153Ls)2(12.843600Ls)22g(hoo ) hwE(lw3 Llw1000而 uoVsdo243.4.2.1精餾段：0.25475.343.03 Vs125422 9.810.153 (Ls) 2(1 0.5)0.05942.84805.20.78520.03940.650.02510003600Ls23 1 ()0.652整理得： 0.25470.2464Vs12579.41Ls120.08911.334Ls1 3即 Vs12220.6721 2351.5Ls15.414Ls1 33.4.2.2提餾段：3.54 Vs22L s22.8420.251 5.34787.7 0.78520.0394542 2 9.810.153(0.65 0.054) (10.5) 0.052310003600 Ls231 ()0.65222整理得： 0.251 0.2942Vs2124.19Ls20.07851.334Ls2 3222即 Vs20.5863 422.13Ls24.5343Ls2 3表 9液泛線上的氣、液體積流量Ls1 (m3 / s)0.0