課程設計甲苯乙苯的精餾(浮閥塔)

1、化工原理課程設計說明書 設計題目： 甲苯乙苯的精餾（浮閥塔） 目 錄第一章 前言精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應用4精餾塔對塔設備的要求4常用板式塔類型及本設計的選型4本設計所選塔的特性5化工原理課程設計任務書5第二章 精餾塔的工藝計算 物料衡算 6原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率6物料衡算6回流比的確定7平均相對揮發(fā)度的計算7板數(shù)的確定8精餾塔的氣液相負荷8精餾段與提餾段操作線方程9全塔效率9精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算10操作溫度的計算10操作壓強11塔內(nèi)各段氣液兩相的平均分子量12精餾塔各組分的密度13液體表面張力的計算14液體平均粘度的計算15氣液負荷計算15精餾塔的塔體工藝尺寸計

2、算16塔徑的計算16精餾塔有效高度的計算17溢流裝置計算17塔板布置17浮閥板的流體力學驗算18塔板壓降18液沫夾帶18塔板負荷性能圖19過量液沫夾帶線關系式20液相下限線關系式20嚴重漏夜線關系式21液相上限線關系式21降液管液泛線關系式22浮閥塔計算結果匯總22第三章 塔結構塔的設備結構圖23結束語24第一章 前言1.1精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應用實際生產(chǎn)中，在精餾柱及精餾塔中精餾時，上述部分氣化和部分冷凝是同時進行的。對理想液態(tài)混合物精餾時，最后得到的餾液(氣相冷卻而成)是沸點低的B物質(zhì)，而殘液是沸點高的A物質(zhì)，精餾是多次簡單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區(qū)，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾

3、結果，塔頂冷凝收集的是純低沸點組分，純高沸點組分則留在塔底。1.2精餾塔對塔設備的要求精餾設備所用的設備及其相互聯(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，通稱塔設備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對塔設備的要求大致如下：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?。毫黧w通過塔設備時阻力降小，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：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正液體的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。五

4、：結構簡單，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。1.3常用板式塔類型及本設計的選型常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。浮閥塔具有很多優(yōu)點，且加工方便，故有關浮閥塔板的研究開發(fā)遠較其他形式的塔板廣泛，是目前新型塔板研開發(fā)的主要方向。近年來與浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設備，浮閥塔多用不銹鋼板或合金 。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜狀態(tài)下，使其操作板效率明顯下降，其操作的負荷范圍較泡罩塔窄，但設計良好的塔其操作彈性仍可達到滿意的程度。浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點。所以在此我們使用浮閥塔，

5、浮閥塔的突出優(yōu)點是結構簡單，造價低，制造方便；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等。乙醇與水的分離是正常物系的分離，精餾的意義重大，在化工生產(chǎn)中應用非常廣泛，對于提純物質(zhì)有非常重要的意義。所以有必要做好本次設計1.4本設計所選塔的特性浮閥塔的優(yōu)點是：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%，與篩板塔接近。2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，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

6、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。隨著科學技術的不斷發(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,積累的設計數(shù)據(jù)比較完整，因此設計浮閥塔比較合適設計條件：1、處理量： 100000 （噸/年）。 2、進料組成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的質(zhì)量分數(shù)為40%。 3、進料狀態(tài)： 泡點進料 4

7、、料液初溫 ： 泡點溫度 5、冷卻水的溫度： 25 6、飽和蒸汽壓強：5Kgf/cm2(1Kgf/cm2=98.066)KPa 7、精餾塔塔頂壓強:1atm 8、單板壓降不大于 0.7 kPa 9、分離要求：塔頂?shù)募妆胶坎恍∮?4%(質(zhì)量分數(shù)),塔底的 甲苯含量不大于2%(質(zhì)量分數(shù))。 10、年開工時間： 300（天） 第二章 精餾塔的工藝計算一、精餾塔的物料衡算 (一)、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 甲苯的摩爾質(zhì)量MA=92.13 kg/kmol 乙苯的摩爾質(zhì)量MB=106.16 kg/kmol （二）、物料衡算 對于甲苯-乙苯雙組分的連續(xù)精餾塔，根據(jù)總物料衡算及甲苯的物料衡算可求得餾

8、出液流率D及殘液流率W。 進料流量F= 聯(lián)立解得D=61.765 kmol/h , W=77.034 kmol/h二、塔板數(shù)的確定 （一）、理論板層數(shù)NT的求取 表1 按托尼方程常數(shù)Antoine方程常數(shù)物質(zhì)ABC溫度范圍甲苯6.079541344.8219.4826137乙苯6.082081424.255213.0626163 表2 甲苯乙苯氣液平衡t/110.62113116119122101.3089 108.3452 117.7550 127.7931 138.4878 48.0712 51.7611 56.7318 62.0770 67.8163 x1.0000 0.8755 0.7

9、303 0.5969 0.4738 y1.0000 0.9364 0.8490 0.7530 0.6477 t/125128131134136.324149.8675 161.9614 174.7988 188.4096 199.5043 73.9700 80.5590 87.6044 95.1280 101.2991 x0.3601 0.2548 0.1571 0.0662 0.0000 y0.5327 0.4074 0.2710 0.1231 0.0000 1、甲苯、乙苯的溫度-組成 甲苯-乙苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 根據(jù)（A、B、C為Antoine方程常數(shù)由手冊已查得如表

10、1）求得一系列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓、。 再根據(jù)泡點方程和露點方程得到各組t-x(y)數(shù)據(jù)（如表2），繪出甲苯、乙苯的溫度-組成圖（如圖1）及平衡曲 線（如圖2）。 圖 1 2、確定操作的回流比R 因q=1、xe=xf=0.4344在xy圖上查得ye=0.4996。故有： 而一般情況下R=(1.12)Rm ,考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍。即：R=2Rm=3.53圖2 3、求操作線方程 精餾段操作線方程為： L=R×D=3.53*61.765=218.03提餾段操作線方程為 4、圖解法求理論板層數(shù) 精餾段操作線為經(jīng)過點a(0.9475，0.9

11、475)，c(0,0.2092)，與q線交與點d,而提留段操作線為經(jīng)過點d、b(0.02298,0.02298)。在x-y圖中繪出精餾段操作線、提留段操作線、q線，并繪出梯級（如圖2）。 圖解得總理論塔板數(shù)NT=13.5 （不含再沸器）。其中精餾段NT1=6.3塊，提餾段NT2=8.2塊，第9塊為加料板位置。三、塔的操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算（一）、操作壓力計算 塔頂操作壓力 ：PD101.3 kPa 每層塔板壓降 ：取P0.7 kPa 進料板壓力 ：PF101.30.7×15111.8 kPa 塔底操作壓力 ：PW111.80.7×16123 kPa 精餾段平均壓力

12、：Pm1（101.3111.8）/2106.55 kPa 提餾段平均壓力：Pm2（111.8123）/2117.4 kPa（二）、操作溫度計算 查溫度-組成圖可得相應溫度如下： 塔頂溫度 ：TD111.5 進料板溫度 ：TF123.2 塔底溫度 ： TW136.983 精餾段平均溫度 ：Tm1（111.5123.2）/2 = 117.35 提餾段平均溫度 ：Tm2（123.2136.983）/2 = 130.0915 （三）、平均摩爾質(zhì)量計算 精餾段摩爾質(zhì)量: 由拉格朗日插入法得：氣相組成： 液相組成： 提餾段平均摩爾質(zhì)量 :氣相組成： 液相組成： （四）、平均密度計算由于已查得液相甲苯、乙苯

13、在某些溫度下的密度（如表3），液相平均密度用計算（ 式中表示質(zhì)量分數(shù)）。氣相平均密度用計算液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度溫度 T/60708090100 kg/m3甲 苯829.3819.7810800.2790.3乙 苯831.8822.8813.6804.5795.2溫度 T/110120130140150 kg/m3甲 苯780.3770759.5748.8737.8乙 苯785.8776.2766.6756.7746.6 表3 液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度求得在平均溫度下甲苯和乙苯的密度Tm1 = 117.35 ， kg/m3 ， kg/m3同理：Tm2 = 130.0915 ，

14、 kg/m3 ， kg/m3精餾段液相平均密度:氣相平均密度計算 kg/m3液相平均密度計算 kg/m3提餾段液相平均密度:氣相平均密度計算 kg/m3液相平均密度計算 kg/m3(五) 、相對揮發(fā)度精餾段：由,，得，所以提餾段：由,得，所以（六）、液體平均表面張力計算 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力（如表4），將其以T為x軸、為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-表面張力曲線圖（如圖4）。故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度范圍內(nèi)的表面張力可用下式求得： 甲苯 A=-0.1053T30.095 乙苯 B=-0.1016T31.046 而液相平均表面張力用計算 表4甲苯、乙苯在某

15、些溫度下的表面張力甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力（）溫度 T60708090100表面張力(mN/m)甲苯23.9422.8121.6920.5919.49乙苯25.0123.9622.9221.8820.85溫度 T110120130140150表面張力 (mN/m)甲苯18.4117.3416.2715.2314.19乙苯19.8318.8117.8116.8215.83 1、塔頂液相平均表面張力的計算 由 TD111.5 得： DA=-0.1053×111.530.095=18.4296 mN/m DB=-0.1016×111.531.046=19.7904 mN/

16、m Dm=0.9945×18.4296(1-0.9945)×19.7904=18.4237mN/m 2、進料板液相平均表面張力的計算 由TF123.2 得： FA=-0.1053×123.230.095=17.122 mN/m FB=-0.1016×123.231.046=18.5289 mN/m Fm=0.4344×17.122（10.4344）×18.5289=17.9177 mN/m 3、塔底液相平均表面張力的計算 由 TW136.983 得： WA=-0.1053×136.98330.095=15.6707 mN/m

17、 WB=-0.1016×136.98331.046=17.1285 mN/m Wm=0.02298×15.6707(1-0.02298)×17.1285=17.092 mN/m 4、精餾段液相平均表面張力 Lm1=(DmFm)/2=（18.423717.9177)/2=18.1707mN/m 5、提餾段液相平均表面張力 Lm2=(FmWm)/2=（17.917717.092)/2=17.5049 mN/m（七）、液體平均粘度計算 表5 甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度（）溫度 T/60708090100粘度（mPa·s）甲苯0.3

18、730.340.3110.2860.264乙苯0.4260.3880.3540.3250.3溫度 T/110120130140150粘度（mPa·s）甲苯0.2450.2280.2130.20.188乙苯0.2780.2590.2420.2260.213Tm1 = 117.35 ，, mPa·s , mPa·s同理;Tm2 = 130.0915 時， mPa·s， mPa·s精餾段液相平均粘度 ： mPa·s提餾段液相平均粘度：mPa·s實際塔板數(shù)Np的求?。ò耍⑺逍剩壕s段：，Np1=6.3/0.583968=10.

19、8，取Np1=11塊； 提留段：，NP2=7.2/0.592108=12.16；取Np2=13塊；總塔板數(shù)：NP=Np1+Np2=24塊。四、精餾塔的氣、液相負荷計算（一）、精餾段氣、液相負荷計算L=R×D=3.53×61.765=239.7123V=(R+1)D=4.53×61.765=299.1123質(zhì)量流量：kg/skg/s體積流量: （二）、提餾段氣、液相負荷計算 L=L+Qf=239.7123+138.799=378.5113 V=V+(q-1)F=299.1123質(zhì)量流量：kg/skg/s體積流量: 5、 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 史密斯圖 1、 精餾

20、段塔徑的計算取板間距HT=0.45m，取板上清液層高度 0.07m。液氣動能參數(shù) ：查Smith通用關聯(lián)圖得負荷因子：最大允空塔氣速： m/s估算塔徑 ：，圓整取，上下塔徑一致塔截面積： AT1=0.785D2=0.785×2.22=3.7994 m2空塔氣速： m/s 2、 提餾段塔徑的計算取板間距HT=0.45m，取板上清液層高度 0.07m。 液氣動能參數(shù) ： 查Smith通用關聯(lián)圖得 負荷因子： 最大允空塔氣速： 取適宜空塔氣速：2=0.7F=0.77587 m/s 估算塔徑 ：，為加工方便，圓整取. 塔截面積： AT2=0.785D2=0.785×2.22=3.7

21、994 m2 空塔氣速： m/s 六、塔板主要工藝尺寸的計算 (一)、溢流裝置計算 1、精餾段溢流裝置計算 因塔徑D2.2 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰。各項計算如下：、堰長： 取、溢流堰高度hw1 根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(shù)E1=1.031，對于平直堰，堰上液層高度 hOW1可由Francis經(jīng)驗公式計算得：精餾段： 提留段： 、弓形降液管寬度Wd1和截面積Af1 由查弓形降液管的參數(shù)圖得： 驗算液體在降液管中停留時間：精餾段： 提留段：故降液管設計合理。 、降液管底隙高度精餾段： 取則提留段： 取則 （不宜小于0.020.025 m，滿足要求）故降液管底隙高度設計合理。 （二

22、）、塔板布置及浮閥數(shù)目與排列（1） 塔板分布本設計塔徑2.2m,采用分塊式塔板，以便通過人工裝拆塔板。（2） 浮閥數(shù)目與排列精餾段：取閥孔動能因子,則孔速m/s每層塔板上浮閥數(shù)目： 塊取邊緣區(qū)寬度,破沫區(qū)寬度計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即： 其中 所以浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t=75mm則排間距： mm因塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距應小些，取mm，按t=75mm, mm，以等腰三角形叉排方式作圖，得排閥數(shù)390個。 按N=390重新計算： m/s 塔板開孔率：提留段：取閥孔動能因子,則孔速m/s每層塔板上浮閥

23、數(shù)目： 塊浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t=75mm則排間距： mm因塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距應小些，取mm，按t=75mm, mm，以等腰三角形叉排方式作圖，得排閥數(shù)390個。 按N=390重新計算： m/s 塔板開孔率：七、塔板的流體力學計算（一）、氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)計算精餾段：干板阻力：m/s因，故 板上充氣液層阻力：取， 液面表面張力及所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)母叨葹椋?Pa提留段：干板阻力：m/s因，故 板上充氣液層阻力：取， 液面表面張力及所造

24、成的阻力：此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)母叨葹椋?Pa（二）、淹塔為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清夜高度。 ,即（1）精餾段：單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨龋阂后w通過液體降液管的壓頭損失： 板上液層高度：，則取，已選定則可見，所以符合要求。(2)提留段：單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨龋阂后w通過液體降液管的壓頭損失： 板上液層高度：，則取，已選定則可見，所以符合要求。（三）、物沫夾帶（1） 精餾段：泛點率泛點率板上液體流經(jīng)長度：板上液流面積： 查物性系數(shù)K=1.0,泛點負荷因數(shù)圖，得對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應控制泛點率不超過80%。由以上計算可

25、知，物沫夾帶能滿足（kg液/kg氣）的要求。（2）提留段：查物性系數(shù)K=1.0,泛點負荷因數(shù)圖，得對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應控制泛點率不超過80%。由以上計算可知，物沫夾帶能滿足（kg液/kg氣）的要求。八、塔板負荷性能圖（一）、物沫夾帶線泛點率據(jù)此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率80%計算：精餾段：整理得：由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個值算出提留段：整理得：表6物沫夾帶線上的氣液體積流量精餾段0.0025.4140.015.1150提留段0.0025.13270.014.8514（二） 、液泛線 由此確定液泛線，忽略式中精餾段：整理得：提留段：整理得：在操作范圍內(nèi)任取若干個值，算出的值。 表7 液泛值精餾段0.0018.8487960.0038.7380250.0048.6906660.0078