苯-甲苯連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計69436

1、目 錄 1 課程設(shè)計的目的3 2 課程設(shè)計題目描述和要求3 3 課程設(shè)計報告內(nèi)容4 4 對設(shè)計的評述和有關(guān)問題的討論22 5 參考書目221苯-甲苯連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計 1課程設(shè)計的目的2 課程設(shè)計題目描述和要求本設(shè)計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計，即需設(shè)計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔，板空上安裝浮閥，具體工藝參數(shù)如下： 原料苯含量：質(zhì)量分率= (30+0.5*學(xué)號)% 原料處理量：質(zhì)量流量=（10-0.1*學(xué)號） t/h 單號 （10+0.1*學(xué)號） t/h 雙號 產(chǎn)品要求：質(zhì)量分率：xd=98%，xw=2% 單號 xd=96%，xw=1

2、% 雙號工藝操作條件如下： 常壓精餾，塔頂全凝，塔底間接加熱，泡點進料，泡點回流，R=（1.22）Rmin。 3課程設(shè)計報告內(nèi)容 3.1 流程示意圖 冷凝器塔頂產(chǎn)品冷卻器苯的儲罐苯 回流原料原料罐原料預(yù)熱器精餾塔 回流 再沸器 塔底產(chǎn)品冷卻器甲苯的儲罐甲苯 3.2 流程和方案的說明及論證 3.2.1 流程的說明 首先，苯和甲苯的原料混合物進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降

3、。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態(tài)部分進入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。3.2.2 方案的說明和論證 本方案主要是采用浮閥塔。 精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對塔設(shè)備的要求大致

4、如下：3一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力小：流體通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。 四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。 而浮閥塔的優(yōu)點正是：而浮閥塔的優(yōu)點正是： 1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%，與

5、篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并

6、不是越來越廣。 近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計浮閥塔比較合適。3.3 設(shè)計的計算與說明 3.3.1 全塔物料衡算 根據(jù)工藝的操作條件可知：料液流量 F=（10-0.5*19）t/h=2.25Kg/s =94.285Kmol/h料液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分數(shù) xf =（30+0.5*19）%=39.5%； 塔頂產(chǎn)品質(zhì)量分數(shù) xd = 98%，摩爾分數(shù)為 97.6%； 塔底產(chǎn)品質(zhì)量分數(shù) xw= 2%，摩爾分數(shù)為 1.7%； 由公式：F=D+W F*xf=D*xd+W*xw代入數(shù)值解方程組得： 塔頂產(chǎn)品(餾出液)流量 D=41.067 Km

7、ol/h=0.89Kg/s； 塔底產(chǎn)品(釜液)流量 W=53.218Kmol/h=1.360 Kg/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 總-Pb*)/(Pa*-Pb*) 泡點方程 根據(jù)xa從化工原理P204表61查出相應(yīng)的溫度根據(jù)以上三個方程，運用試差法可求出 Pa*,Pb* 當(dāng) xa=0.395 時，假設(shè)t=92 Pa*=144.544P，Pb*=57.809P, 當(dāng) xa=0.98 時，假設(shè)t=80.1 Pa*=100.43

8、2P，Pb*=38.904P,當(dāng) xa=0.02 時，假設(shè)t=108 Pa*=222.331P，Pb*=93.973P, t=92，既是進料口的溫度，t=80.1是塔頂蒸汽需被冷凝到的溫度，t=108是釜液需被加熱的溫度。 根據(jù)衡摩爾流假設(shè)，全塔的流率一致，相對揮發(fā)度也一致。 a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500（t=80.1） 所以平衡方程為 y=ax/1+(a1)x=2.500x/（1+1.500x）， 最小回流比 Rmin 為 Rmin=xd/xf-a(1-xd)/(1-xf)/(a-1)1.426，所以 R=1.5Rmin2.139， 所以精餾段液相質(zhì)量流

9、量 L(Kg/s)RD2.139*0.89=1.904，精餾段氣相質(zhì)量流量 V(Kg/s)(R+1)D3.139*0.89=2.794， 所以，精餾段操作線方程 yn+1=R*xn/(R+1)+xd/(R+1) =0.681xn+0.311 因為泡點進料，所以進料熱狀態(tài) q=1 所以，提餾段液相質(zhì)量流量 L(Kg/s)L+qF1.904+1*2.25=4.154， 提餾段氣相質(zhì)量流量 V(Kg/s)V-(1-q)F2.794。 所以，提餾段操作線方程 ym+1= Lxm/ V-Wxw/ V =1.487xm-0.0083.3.3 理論塔板數(shù)的計算（1）聯(lián)立精餾段和提餾段操作線方程解得xd=0.

10、3759且前面已算得xw=0.017（2）用逐板計算法計算理論塔板數(shù) 第一塊板的氣相組成應(yīng)與回流蒸汽的組成一致，所以 y1=xd,然后可以根據(jù)平衡方程可得 x1,從第二塊板開始應(yīng)用精餾段操作線方程求 yn,用平衡方程求 xn,一直到 xnxd,共需 n-1 塊精餾板，第 n 塊板為進料板。第一板 y1=xd 0.98x1=y1/y1+a(1-y1) 0.9514 第二板 y2=0.681x1+0.311 0.9592x2=y2/y2+a(1-y2) 0.9039第三板 y3=0.681x2+0.311 0.9268x3=y3/y3+a（1-y3) 0.8351第四板 y4=0.681x3+0.

11、311 0.8799x4=y4/y4+a(1-y4) 0.7456第五板 y5=0.681x4+0.311 0.8189x5=y5/y5+a(1-y5) 0.6440第六板 y6=0.681x5+0.311 0.7497x6=y6/y6+a(1-y6) 0.5451第七板 y7=0.681x6+0.311 0.6823x7=y7/y7+a(1-y7) 0.4621第八板 y8=0.681x7+0.311 0.6258x8=y8/y8+a(1-y8) 0.4008第九板 y9=0.681x8+0.311 0.5840x9=y9/y9+a(1-y9) 0.3596x9xd所以本設(shè)計中共需八塊精餾板

12、，第九塊板為進料板。 從第十塊板開始，用提餾段操作線求 yn, 用平衡方程求 xn，一直到 xnxw。第十板 y10=1.487x9-0.008 0.5267x10=y10/y10+a(1-y10) 0.3080第十一板 y11=1.487x10-0.008 0.4500x11=y11/y11+a(1-y11) 0.2466 第十二板 y12=1.487x11-0.008 0.3587x12=y12/y12+a(1-y12) 0.1828第十三板 y13=1.487x12-0.008 0.2638x13=y13/y13+a(1-y13) 0.1254第十四板 y14=1.487x13-0.00

13、8 0.1784 x14=y14/y14+a(1-y14) 0.0799第十五板 y15=1.487x14-0.008 0.1108x15=y15/y15+a(1-y15) 0.0475第十六板 y16=1.487x15-0.008 0.0626x16=y16/y16+a(1-y16) 0.0260 第十七板 y17=1.487x16-0.008 0.0307x17=y17/y17+a(1-y17) 0.0125x176mm,符合要求。 底隙流速，ub(m/s) =Ls/lw/hb0.2544130，而且不大于 0.3 0.5，符合要求。 塔盤及其布置 由于直徑較大，采取分塊式，查表得分三塊，

14、厚度取位 4mm。降液區(qū)的面積按 Ad 計算，取為 0.115m2, 受液區(qū)的面積按 Ad 計算，取為 0.115m2, 入口安定區(qū)得寬度 bs(mm)，一般為 50100，本設(shè)計取為60。 出口安定區(qū)得寬度 bs(mm)，一般為 50100，本設(shè)計取為60。 邊緣區(qū)寬度 bc(mm)，一般為 5075，本設(shè)計取為 50， 有效傳質(zhì)區(qū)，Aa(m2) 2*x*(r2-x2)0.5+r2*arcsin(x/r)24.59287702. 塔板結(jié)構(gòu)如下兩圖 9 浮閥數(shù)排列選擇F1 型重型 32g 的浮閥閥孔直徑給定，d0(mm)=39mm, 動能因子F0 一般取為 8 12，本設(shè)計取為 11.5。閥孔

15、氣速，uo(m/s)=F0/v0.5= 6.， 閥孔數(shù) n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614，取104。實際排列時按等腰三角形排,中心距取為 75mm, 固定底邊尺寸B(mm)= 70,所以 實際排出 104 個閥孔，與計算個數(shù)基本相同。 所以，實際閥孔氣速 uo(m/s)=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.實際閥孔動能因子，F(xiàn)0=u0*v0.5=11.48368564， 開孔率=n*d0*d0/D/D = 0.10985，一般 1014，符合要求。3.3.7塔板的流體力學(xué)校核(1) 液沫夾帶量校和核液體橫過塔板流動的行程，Z(m) =D-

16、2*bD=0.62塔板上的液流面積，Ab(m2) =At-2*Ad=1.08 物性系數(shù)，K，查表得 1 泛點負荷因數(shù)，Cf=0.125，見下頁圖。 F2=Vs*v/(l-v)0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf=0.41815191，F(xiàn)1=Vs*v/(l-v)0.5/At/K/Cf/0.78=0.，泛點率 F1(0.80.82)，F(xiàn)!,F2 均符合要求。 ，塔板阻力的計算與較核 臨界孔速 u0c(m/s) =(73/v)(1/1.875)= 5.7525979hd,合格。 液體在降液管中停留時間較核 平均停留時間Ad*Ht/Ls=7.s,（ 不小于 35 s）,合格。 嚴重泄漏較核 泄漏

17、點氣速 u0=F0/(v0.5) =3.，F(xiàn)0=5， 穩(wěn)定系數(shù)，k=u0/u0= 2. 1.52，合格。 3.3.8 全塔優(yōu)化（如下圖） 曲線 1 是過量液沫夾帶線，根據(jù) F2=Vs*v/(l-v)0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf F2=0.8 得，方程 Vh=6588-14.289Lh， 曲線 2 是液相下限線，根據(jù) Lh=(0.002840.6667)*lw*(how1.5) how=6mm 得 Lh(m3/h)=2.， 曲線3是嚴重漏液線，根據(jù) Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/(v0.5) F0=5 得 Vh(m3/h)= 1349.696194， 曲線 4

18、 是液相上限線，根據(jù) Lh=Ad*Ht*3600 =5s 得 Lh(m3/h)= 37.26， 曲 線 5 是 降 液 管 泛 線 ， 根 據(jù) hd (Ht+Hw) ， 得Vh=(2.98*10E7-0.4*10E6*Lh0.67-13.49*Lh2)0.5，曲線 5 必過的五點(0, 5461)(10,5268)(20,5150) (0, 5461)(10,5268)(20,5150) 作圖如下 Vmax(m3/h)= 4779，Vmin(m3/h)= 1349 操作彈性Vmax/Vmin=,3.，大于2，小于4，合格14 3.3.9 塔高 規(guī)則塔體高 h=Np*Ht=13.5m, 開人孔處

19、 (中間的兩處人孔)塔板間距增加為 0.6m,進料處塔板間距增加為 0.6m, 塔兩端空間,上封頭留 1.5m ，下封頭留 1.5m, 釜液停留時間為 20min , 填充系數(shù)=0.7，所以體積流量 V(m3/h)=Lh*/l/ =1. ， 所 以 釜 液 高 度 Z(m)=0.333*V/(3.1415926*D*D/4)= 0.49495223=0.5m 所以，最后的塔體高為 17.59m.3.3.10 熱量衡算 塔底熱量衡算 塔底苯蒸汽的摩爾潛熱 rv苯(KJ/Kg)= 373， 塔底甲苯蒸汽的摩爾潛熱 rv甲苯(KJ/Kg)=361； 所 以 塔 底 上 升 蒸 汽 的 摩 爾 潛 熱

20、 rv(KJ/Kg)= rv 苯 (KJ/Kg)*yC6H6+rv 甲 苯*yC7H8=361.1412849， 15所以再沸器的熱流量 Qr(KJ)=V*rv=1166.395822， 因為加熱蒸汽的潛熱 rR(KJ/Kg)= 2177.6(t=130)， 所以需要的加熱蒸汽的質(zhì)量流量 Gr(Kg/s)=Qr/rR=0.。 塔頂熱量衡算 塔頂上升苯蒸汽的摩爾潛熱 rv 苯(KJ/Kg)=379.3 塔頂上升甲苯蒸汽的摩爾潛熱 rv 甲苯(KJ/Kg)=367.1 所 以 塔 頂 上 升 蒸 汽 的 摩 爾 潛 熱 rv(KJ/Kg)= rv 苯 (KJ/Kg)*yC6H6+rv 甲 苯*yC

21、7H8=378.88； 所以冷凝器的熱流量 Qc(KJ/s)=V*rv= 1223.699463， 因為水的定壓比熱容 Cc(KJ/Kg/K)=4.174，冷卻水的進口溫度 t1=25，冷卻水的出口溫度 t2=70， 所以需要的冷卻水的質(zhì)量流量 Gc(Kg/s)=Qc/Cc/(t2-t1)=6.。 3.3.11 精餾塔接管尺寸 回流液接管尺寸 體積流量 Vr(m3/s)=L/=0.，管流速 ur(m/s)=0.3， 回流管直徑 d(mm)=(4*Vr/3.1415/ur)0.5= 110.8220919=133*6； 進料接管尺寸料液體積流率 Vf(m3/s)=F/= 0.，管流速 uf(m/

22、s)=0.5， 進料管直徑，d0(mm)=(4*Vf/3.1415/uf)0.5=98.26888955=108*5； 釜液出口管體積流量 Vw(m3/s)=L/=0.，管流速 uw(m/s)=0.5 出口管直徑 dw(mm)=(4*Vw/3.1415/uw)0.5=130.4825516=159*8； 塔頂蒸汽管體積流量 Vd(m3/s)=V/v=1.，管流速 ud(m/s)=15， 出口管直徑 dd(mm)=(4*Vd/3.1415/ud)0.5=316.0129882=377*8。 3.3.11 輔助設(shè)備設(shè)計 再沸器 因為蒸汽溫度 ts()=130，釜液進口溫度 t1()=100，釜液出

23、口溫度 t2()=110， 所以傳質(zhì)溫差tm()=(ts-t1)-(ts-t2)/ln(ts-t1)/(ts-t2)= 24.66303462， 因為傳質(zhì)系數(shù) K1(W/m2/K)=300， 所以傳質(zhì)面積 A(m2)=Qr/K/tm=157.6442694。 冷凝器 因為蒸汽進口溫度 T1()=100，蒸汽出口溫度 T2()=80，冷卻水的進口溫度t1=25, 冷卻水的出口溫度 t2=70， 所以傳質(zhì)溫差tm()=(t1-t2)/ln(t1/t2)= 41.2448825， 因為 K2(W/m2/K)=250， 所以，傳質(zhì)面積 A(m2)=Qc/K2/tm=118.6764892。 16儲罐

24、原料罐 因 為 停 留 時 間 1(s)= 1800 ， 所 以 原 料 罐 的 容 積 量 V(m3)=F* 1/ l/ =9.； 塔頂產(chǎn)品罐 因 為 2(s)=259200 ，所 以 塔 頂 產(chǎn) 品 罐 的 容 積 量 Vd(m3)=D* 2/ l/ =440.2166633； 塔底產(chǎn)品罐 因 為 3(s)=259200 ， 所 以 塔 頂 產(chǎn) 品 罐 的 容 積 量 Vw(m3)=W* 3/ l/ =963.9832197。 3.4 設(shè)計參數(shù)表17塔板設(shè)計結(jié)構(gòu)匯總表數(shù)據(jù) 塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù) 數(shù)據(jù) 塔板主要流動性能參數(shù) 數(shù)據(jù)塔的有效高度Z0(m) 13.5 液泛氣速 uf(m/s) 1.實際塔板數(shù) Np 30 空塔氣速 u(m/s) 0.塔 ( 塔 板 ) 內(nèi)徑D(m) 1.2 設(shè)計泛點率 rf=u/uf 0.板間距 Ht(m) 0