《甲苯~苯溶液 浮阀式间接加热精馏设计》由会员分享，可在线阅读，更多相关《甲苯~苯溶液 浮阀式间接加热精馏设计（27页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、目录目录 2一前言 21.1 概述 21.2 设计任务及要求 31.3 设计方案 3二塔的工艺计算 42.1 物料衡算 42.2 理论板数的确定 42.3 塔径及塔高的确定 72.3.1 操作参数及物性参数的确定 7(1) 压强 7(2)平均温度 8(3)平均分子量 8(4)平均密度 8(5)表面张力 9(6)液体黏度 10(7)气液负荷计算 102.3.2 塔板工艺尺寸计算 11(1)塔径 11（2）塔的有效高度 12(3)溢流装置计算 12(4)塔板布置与浮阀数目及排列 152.3.3 塔板流体动力学验算 17精馏段计算 17提留段计算 172.3.4 塔板的负荷性能图 20(1)雾沫夹带
2、线 20(2)液泛线 20（3）液体负荷上限线 21(4)漏夜线 21(5) 液相负荷下限线 22三设计结果一览表 24四.个人总结及对本设计的评述 25五.参考文献 26一前言化工原理课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力
3、。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。1.1概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操
4、作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S 型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为
5、 F1 型（V1 型）、V4 型、十字架型、和 A 型，其中 F1 型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB111881）。其阀孔直径为 39mm，重阀质量为 33g，轻阀为 25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单1.2 设计任务及要求设计题目：浮阀式间接加热精馏设计原料：甲苯苯溶液，处理能力：6800kg/h甲苯含量：41%(质量分数) ，苯 59%(质量分数)设计要求：馏出液甲苯含量不小于 90%(质量分数)釜液甲苯
6、含量不大于 3%(质量分数)操作压力：自选进料温度：泡点进料状况：泡点 加热方式：间接蒸汽加热1.3 设计方案总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。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：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，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
7、装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。二塔的工艺计算2.1物料衡算(1)原料液及塔顶、塔底摩尔分率苯:M A=78kg/kmol 甲苯 :MB=92 kg/kmol进料液中轻组分质量分数为 41的摩尔分率XF= 塔顶轻组分质量分数为 90的摩尔分率XD= 塔底轻组分质量分数为 3的摩尔分率XW= (2)原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液:M F=xFMA+(1-xF)MB=0.4578+(1-0.45)92=85.70kg/kmol塔 顶: M D=xDMA+(1-xD)MB=0.9178+(1-0
8、.91)92=79.26kg/kmol塔 底: M W=xWMA+(1-xW)MB=0.03578+(1-0.035)92=91.51kg/kmol(3)物料衡算原料液处理量 F= 总物料衡算 F=D+W 轻组分物料衡算 Fx F=DxD+Wxw79.35=D+W 79.350.45=0.91D+0.035W D=37.63kmol/h W=41.72kmol/h2.2理论板数的确定所谓理论板就是离开某块塔板的气液两相互成平衡,且塔板上的液相组成也是均匀的。精馏塔的理论板数可通过”逐板计算法”或” 图解法”求得最小回流比最小回流比: 由吉利兰图解，将 优化，如下图：取拐点有 =1.44，为最优
9、回流比在（1.22 ）之间，符合要求。 (3) 逐板计算法求理论板数精馏段操作线方程: 相平衡方程: 提馏段操作线方程：x1=0.80 y1=Xd=0.91x2=0.7 y2=0.85x3=0.6 y3=0.79x4=0.53 y4=0.73x5=0.47 y5=0.68x6=0.43 y6=0.65x7=0.387 y7=0.609x8=0.328 y8=0.547x9=0.257 y9=0.461x10=0.184 y10=0.358x11=0.118 y11=0.248x12=0.069 y12=0.155x13=0.036 y13=0.085x14=0.0153 y14=0.037由
10、x6=0.435s，故降液管尺寸可用降液管底隙高度可取降液管底隙处液体流速取 则 合理选用凹形受液盘，深度为 50mm提留段计算堰长 lw=（0.60.8）D取堰长 lw=0.7D=0.71=0.7m出口堰高 hw hl=hw+how故 hw=hl-how采用平直堰，堰上液层高度高可按 近似取 E=1.02，则可由列线图查出 how=0.022mhw=0.06-0.022=0.038 m弓型降液管宽度 Wd和面积 Af，由弓型降液管的宽度与面积图查得， 则 Af=0.09AT=0.071m2 Wd=0.15D=0.15m按 验算降液管内液体停留时间停留时间5s，故降液管尺寸可用降液管底隙高度可
11、取降液管底隙处液体流速取 则 合理选用凹形受液盘，深度为 50mm(4)塔板布置与浮阀数目及排列选用 F1 型重阀，阀孔直径 d0=39mm，底边孔中心距 t=75mm精馏段计算取阀孔动能因子 F0=11孔速每层塔板上浮阀数取边缘区域宽度 Wc=0.04m Ws=0.07m塔板上的鼓泡面积浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m则估算排间距考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 90mm，而应小于此值。故取 t=65mm=0.065m按 t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，
12、排得阀数 87 个按 N=87 重新核算孔速及阀孔动能因数阀孔动能因数 F0变化不大，仍在 912 范围内塔板开孔率提留段计算取阀孔动能因子 F0=11孔速每层塔板上浮阀数取边缘区域宽度 Wc=0.04m Ws=0.07m塔板上的鼓泡面积 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m则估算排间距考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 90mm，而应小于此值。故取 t=65mm=0.065m按 t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数 87 个按 N=87 重新核算孔速及阀孔
13、动能因数阀孔动能因数 F0变化不大，仍在 912 范围内塔板开孔率2.3.3 塔板流体动力学验算精馏段计算（1）气相通过浮阀塔板的压强降干板阻力 u0=6.428m/su oc故板上充气液层阻力取充气系数 0=0.45 hI= 0hL=0.450.06=0.027m 液柱液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为hp=0.0413+0.027=0.0683m 液柱则单板压降 =0.0683798.5289.81=535.03Pa700Pa故设计合理提留段计算同理有 =5.491 ， =0.0417m， h I=0.027m hp=0.06
14、87m，=0.0687*789.455*9.81=532.05Pa700Pa故设计合理(2)淹塔精馏段计算为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(H T+hw) Hd=hp+hl+hd气体通过塔板的压强降所相当的液体高度 hp，前已算 hp=0.0683m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故板上液层高度，前已选定 hl=0.06m则 Hd=0.0683+0.06+0.00159=0.130m取 =0.5 又已选定 HT=0.4m，h w=0.048m，则(H T+hw)=0.5（0.4+0.048）=0.224m可见 H d(H T+hw),符合防止淹塔的要求提留段计算Hd
15、(H T+hw) Hd=hp+hl+hd气体通过塔板的压强降所相当的液体高度 hp，前已算 hp=0.0687m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故板上液层高度，前已选定 hl=0.06m则 Hd=0.0687+0.06+0.00611=0.1348m取 =0.5 又已选定 HT=0.4m，h w=0.038m，则(H T+hw)=0.5（0.4+0.038）=0.219m可见 H d(H T+hw),符合防止淹塔的要求(3)雾沫夹带精馏段计算泛点率板上液体流经长度 ZL=D-2Wd=1-2*0.15=0.7m板上液体面积 Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0071=0.634m2苯和甲苯按正常系统取物性系数 K=1.0，由泛点负荷系数图查得 CF=0.113泛点率 =0.610.8泛点率均在 80以下，故知雾沫夹带量能满足 ev0.1 kg 液/kg 气的要求提留段计算泛点率板上液体流经长度 ZL=D-2Wd=1-2*0.15=0.7m板上液体面积 Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0071=0.634m2苯和甲苯按正常系统取物性系数 K=1.0，由泛点负荷系数图查得 CF=0.113泛点率泛点率均在 80以下，
