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1、1 / 10 1 苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计1课程设计的目的课程设计是 “ 化工原理 ” 课程的一个总结性教案环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教案计划中它也起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几个方面要求学生加强训练1查阅资料选用公式和搜集数据的能力2树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。3迅速准确的进行工程计算包括电算）的能力。4用简洁文字清晰表达自己设计思想的能力。2 课程设计题目描述和要求精馏是
2、分离液体混合物 含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下% 原料处理量：质量流量 =10-0.1*学号） t/h 单号 10+0.1*学号） t/h 双号 产品要求：质量分率： xd=98%，xw=2% 单号 xd=96% ，xw=1% 双号 2 工艺操作条件如下：常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=1.22）Rmin。 3 课程设计报告内容 3.1 流程示意图冷凝器 塔顶产品冷却器 苯的储罐 苯回流原料原料罐 原料预热器 精馏塔 回流再沸器 塔底产品冷却器 甲苯的储罐 甲苯3.2 流程和方案的说明及论
3、证精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页，共 10 页2 / 10 3.2.1 流程的说明首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精
4、馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。3.2.2 方案的说明和论证本方案主要是采用浮阀塔。精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 3 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
5、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。而浮阀塔的优点正是：而浮阀塔的优点正是：1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液
6、接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页，共 10 页3 / 10 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生
7、产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。3.3 设计的计算与说明 4 3.3.1 全塔物料衡算根据工艺的操作条件可知：料液流量 F=10-0.5*19）t/h=2.25Kg/s =94.285Kmol/h 料液中易挥发组分的质量分数 xf =流量 D=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s；塔底产品 (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 总-Pb*/
8、(Pa*-Pb* 泡点方程根据xa从化工原理 P204表61查出相应的温度根据以上三个方程，运用试差法可求出 Pa*,Pb* 当 xa=0.395 时，假设 t=92 Pa*=144.544P ，Pb*=57.809P, 当 xa=0.98 时，假设 t=80.1 Pa*=100.432P，Pb*=38.904P, 当 xa=0.02 时，假设 t=108 Pa*=222.331P，Pb*=93.973P, t=92，既是进料口的温度，t=80.1是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，t=108是釜液需被加热的温度。根据衡摩尔流假设，全塔的流率一致，相对挥发度也一致。a=Pa*/Pb*=144.544P
9、/57.809P =2.500x=2.500x/(1-xf/(a-1 1.426，所以 R=1.5Rmin2.139，所以精馏段液相质量流量 L(Kg/sRD2.139*0.89=1.904，精馏段气相质量流量 V(Kg/s(R+1D3.139*0.89=2.794，所以，精馏段操作线方程 yn+1=R*xn/(R+1+xd/(R+1 =0.681xn+0.311 因为泡点进料，所以进料热状态 q=1 所以，提馏段液相质量流量 L(Kg/sL+qF1.904+1*2.25=4.154，提馏段气相质量流量 V(Kg/sV-(1-qF2.794。所以，提馏段操作线方程 ym+1= Lxm/ V-W
10、xw/ V 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 3 页，共 10 页4 / 10 =1.487xm-0.008 3.3.3 理论塔板数的计算1）联立精馏段和提馏段操作线方程解得xd=0.3759且前面已算得 xw=0.017 0.9514 第二板 y2=0.681x1+0.311 0.9592 x2=y2/y2+a(1-y2 0.9039 第三板 y3=0.681x2+0.311 0.9268 x3=y3/y3+a 0.8351 第四板 y4=0.681x3+0.311 0.8799 x4=y4/y4+a(1-y4 0.7456 第五板
11、 y5=0.681x4+0.311 0.8189 x5=y5/y5+a(1-y5 0.6440 第六板 y6=0.681x5+0.311 0.7497 x6=y6/y6+a(1-y6 0.5451 第七板 y7=0.681x6+0.311 0.6823 x7=y7/y7+a(1-y7 0.4621 第八板 y8=0.681x7+0.311 0.6258 x8=y8/y8+a(1-y8 0.4008 第九板 y9=0.681x8+0.311 0.5840 x9=y9/y9+a(1-y9 0.3596 x9< 。xd所以本设计中共需八块精馏板，第九块板为进料板。从第十块板开始，用提馏段操作线求
12、 yn, 用平衡方程求 xn，一直到 xn< 。xw。第十板 y10=1.487x9-0.008 0.5267 x10=y10/y10+a(1-y10 0.3080 第十一板 y11=1.487x10-0.008 0.4500 x11=y11/y11+a(1-y11 0.2466 第十二板 y12=1.487x11-0.008 0.3587 x12=y12/y12+a(1-y12 0.1828 第十三板 y13=1.487x12-0.008 0.2638 x13=y13/y13+a(1-y13 0.1254 第十四板 y14=1.487x13-0.008 0.1784 x14=y14/y1
13、4+a(1-y14 0.0799 第十五板 y15=1.487x14-0.008 0.1108 x15=y15/y15+a(1-y15 0.0475 第十六板 y16=1.487x15-0.008 0.0626 x16=y16/y16+a(1-y16 0.0260 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页，共 10 页5 / 10 第十七板 y17=1.487x16-0.008 0.0307 x17=y17/y17+a(1-y17 0.0125 x17< 。xw，因为釜底间接加热，所以共需要17-1=16块塔板。精馏段和提馏段都需
14、要八块板。3.3.4 实际塔板数的计算根据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度a(mPa.s 0.25，甲苯在泡点是的黏度 b(mPa.s 0.27，所以：平均黏度 av(mPa.s a*xf+ b*(1-xf0.25*0.395+0.27e0.2450.544 实际板数 Ne=Nt/Et29.41230 实际精馏段塔板数为 Ne1=14.705=15 实际提馏段塔板数为 Ne2=14.705=15 由上可知，在求取实际板数时，以精馏段，提馏段分别计算为佳。而且设计时，往往精馏段，提馏段都多加一层至几层塔板作为余量，以保证产品质量，并便于操作及调节。.塔径计算因为液流量不大，所以选取单流型，因为提
15、馏段液相流量较大，所以以提馏段的数据确定全塔数据更为安全可靠。所以 ：气相体积流量 Vh(m3/h3325.713219，Vs(m3/s0.923809227，液相体积流量 Lh(m3/h25.123146， Ls(m3/h0.006978652。查表得，液态苯的泡点密度a(Kg/m3 792.5，液态甲苯的泡点密度 b(Kg/m3 790.5，根据公式 1/ l=x1/ a+(1-x1/b 得，液相密度 l(Kg/m3 791.1308658 ，根据公式苯的摩尔分率 (y1/78/yi/78+(1-yi/92 M =苯的摩尔分率 *M 苯甲苯的摩尔分率 *M 甲苯v=M /22.4*273/
16、(273+120*P/P0 得气相密度 v(Kg/m3 2.742453103 。气液流动参数， Flv=Lh/Vh*( l/ v0.50.12830506，根据试差法，设塔径 D(m1.2，根据经验关系 : 可设板间距 Ht0.45m, 清液层高度 Hl常压塔 ）取为 mm, 所以液体沉降高度 Ht-hl.m。根据下图可查得，气相负荷因子 C20= 0.065, 液体表面张力 (mN/m ，100时， 查表 苯 18.85 甲苯 19.49 所以，平均液体表面张力为 19.26427815 ，根据公式 : C=C20*(/200.2 得，C= 0.064514585. 所以，液泛气速 uf(
17、m/sC*(l-v0.5 /v0 .51.093851627 。设计气速 u(m/su=(0.60.8*uf0.765696139，设计塔径 D(m=(Vs/0.785/u0.51.197147394 ，根据标准圆整为 .m, 空塔气速 u0(m/s=0.785*Vs/D/D=0.469409612. 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页，共 10 页6 / 10 3.3.6 确定塔板和降液管结构确定降液管结构塔径 D(mm 1200 塔截面积 At(m2 查表 1.31 Ad/At (Ad/At/% 查表 10.2 lw/D l
18、w/D 查表 0.73 降液管堰长 lw(mm 查表 876 降液管截面积的宽度 bd(mm 查表 290 降液管截面积 Ad(m2 查表 0.115 底隙 hb(mm, 一般取为 3040mm,而且小于 hw,本设计取为 mm, 溢流堰高度 hw(mm, 常压和加压时，一般取 5080mm本设计取为 mm,降液管的校核单位堰长的液体流量， (Lh/lw (m3/m.h 27.47661034，不大于，符合要求堰 上 方 的 液 头 高 度how(mm 2.84*0.001*E*(Lh/lw0.66667 25.86020181 ，式中， E 近似取一， how=25.86>。6mm,符合
19、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。塔盘及其布置由于直径较大，采取分块式，查表得分三块，厚度取位 4mm。降液区的面积按 Ad 计算，取为 0.115m2, 受液区的面积按 Ad 计算，取为 0.115m2, 入口安定区得宽度 bs(mm，一般为 50100，本设计取为。出口安定区得宽度 bs(mm，一般为 50100，本设计取为。边缘区宽度 bc(mm，一般为 5075，本设计取为 50，有效传质区， Aa(m2 2*x*(r2-x20.5+r2*arcsin(x/r24.59287702. 塔板结构如下两图 9 浮阀数
20、排列10 11 选择F1 型重型 32g 的浮阀阀孔直径给定， d0(mm=39mm, 动能因子 F0 一般取为 8 12，本设计取为 11.5。阀孔气速， uo(m/s=F0/ v0.5= 6.940790424 ，阀孔数 n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614 ，取104。实际排列时按等腰三角形排,中心距取为 75mm, 固定底边尺寸 B(mm= 70,所以实际排出 104 个阀孔，与计算个数基本相同。所以，实际阀孔气速 uo(m/s=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938 实际阀孔动能因子， F0=u0*v0.5=11.4
21、8368564 ，开孔率 =n*d0*d0/D/D = 0.10985，一般 1014，符合要求。3.3.7塔板的流体力学校核精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页，共 10 页7 / 10 (1 液沫夹带量校和核液体横过塔板流动的行程，Z(m =D-2*bD=0.62 塔板上的液流面积， Ab(m2 =At-2*Ad=1.08 物性系数， K，查表得泛点负荷因数， Cf=0.125，见下页图。F2=Vs* v/( l-v0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf=0.41815191 ，F1=Vs* v/( l-v0.5/At/K
22、/Cf/0.78=0.397830445 ，泛点率 F1(0.80.82，F!,F2 均符合要求。12 ，塔板阻力的计算与较核临界孔速 u0c(m/s =(73/ v(1/1.875= 5.7525979<。uo=6.93,阀未全开，干板阻力， ho(m =19.9/ l*= 0*(hw+how= 0.034344081，克服表面张力的阻力h ，一般忽略不计，所以塔板阻力hf(m=ho+hl+h=0.069643086。13 降液管液泛校核液 体 通 过 降 液 管 的 流 动 阻 力 ，hd=1.18*0.00000001*(Lh/lw/hb2=0.009898418m, 降 液 层 的
23、 泡 沫 层 的 相 对 密 度 =0.5, 降 液 层 的 泡 沫 高 度hd=hd/ =0.019796837(m,Ht+hw=0.51m> 。hd,合格。液体在降液管中停留时间较核平均停留时间 Ad*Ht/Ls=7.740082575s, =3.017734967，F0=5，稳定系数， k=u0/u0= 2.296737127 >。1.52，合格。3.3.8 全塔优化 0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf F2=0.8 得，方程 Vh=6588-14.289Lh，曲线 2 是液相下限线，根据 Lh=(0.002840.6667*lw*(how1.5 how=6mm 得Lh(
24、m3/h=2.690007381，曲线是严重漏液线，根据Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/(v0.5 F0=5 得 Vh(m3/h= 1349.696194，曲线 4 是液相上限线，根据 Lh=Ad*Ht *3600=5s 得 Lh(m3/h= 37.26，曲 线 是 降 液 管 泛 线 ， 根 据 hd< 。 (Ht+Hw ， 得Vh=(2.98*10E7-0.4*10E6*Lh0.67-13.49*Lh20.5 ，曲线 5 必过的五点 (0, 5461(10,5268(20,5150 (0, 5461(10,5268(20,5150 作图如下Vmax(m3/h= 47
25、79，Vmin(m3/h= 1349 操作弹性 Vmax/Vmin=,3.542624166，大于，小于，合格14 3.3.9 塔高精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页，共 10 页8 / 10 规则塔体高 h=Np*Ht=13.5m, 开人孔处 (中间的两处人孔 塔板间距增加为 0.6m,进料处塔板间距增加为 0.6m,塔两端空间 ,上封头留 1.5m ，下封头留 1.5m, 釜液停留时间 为 20min , 填充系数 =0.7 ，所以体积流量 V(m3/h=Lh*/ l/ =1.679350119 ，所 以 釜 液 高 度 Z
26、(m=0.333*V/(3.1415926*D*D/4= 0.49495223=0.5m 所以，最后的塔体高为 17.59m. 3.3.10 热量衡算塔底热量衡算塔底苯蒸汽的摩尔潜热 rv苯(KJ/Kg= 373，塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热 rv甲苯(KJ/Kg=361；所 以 塔 底 上 升 蒸 汽 的 摩 尔 潜 热 rv(KJ/Kg= rv 苯 (KJ/Kg*yC6H6+rv 甲 苯*yC7H8=361.1412849，15 所以再沸器的热流量 Qr(KJ=V*rv=1166.395822，因为加热蒸汽的潜热 rR(KJ/Kg= 2177.6(t=130，所以需要的加热蒸汽的质量流量 Gr(
27、Kg/s=Qr/rR=0.535633644。塔顶热量衡算塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热 rv 苯(KJ/Kg=379.3 塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热 rv 甲苯(KJ/Kg=367.1 所 以 塔 顶 上 升 蒸 汽 的 摩 尔 潜 热 rv(KJ/Kg= rv 苯 (KJ/Kg*yC6H6+rv 甲 苯*yC7H8=378.88；所以冷凝器的热流量 Qc(KJ/s=V*rv= 1223.699463，因为水的定压比热容 Cc(KJ/Kg/K=4.174，冷却水的进口温度 t1=25 ，冷却水的出口温度 t2=70，所以需要的冷却水的质量流量 Gc(Kg/s=Qc/Cc/(t2-t1=6.5149
28、30857。.3.11 精馏塔接管尺寸回流液接管尺寸体积流量 Vr(m3/s=L/ =0.002893769，管流速 ur(m/s=0.3，回流管直径 d(mm=(4*Vr/3.1415/ur0.5= 110.8220919=133*6 ；进料接管尺寸料液体积流率 Vf(m3/s=F/ = 0.003792206，管流速 uf(m/s=0.5，进料管直径， d0(mm=(4*Vf/3.1415/uf0.5=98.26888955=108*5；釜液出口管体积流量 Vw(m3/s=L/ =0.006685975，管流速 uw(m/s=0.5 出口管直径 dw(mm=(4*Vw/3.1415/uw0
29、.5=130.4825516=159*8；塔顶蒸汽管体积流量 Vd(m3/s=V/v=1.176497471 ，管流速 ud(m/s=15， 出口管直径 dd(mm=(4*Vd/3.1415/ud0. 5=316.0129882= 377*8。3.3.11 辅助设备设计精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页，共 10 页9 / 10 再沸器因为蒸汽温度 ts(=130，釜液进口温度 t1(=100，釜液出口温度 t2( =110，所以传质温差 tm(=(ts-t1-(ts-t2/ln(ts-t1/(ts-t2= 24.6630346
30、2 ，因为传质系数 K1(W/m2/K=300 ，所以传质面积 A(m2=Qr/K/tm=157.6442694。冷凝器因为蒸汽进口温度 T1(=100，蒸汽出口温度 T2(=80，冷却水的进口温度 t1=25, 冷却水的出口温度 t2=70，所以传质温差 tm(=(t1 -t2/ln(t1/ t2= 41.2448825，因为 K2(W/m2/K=250 ，所以，传质面积 A(m2=Qc/K2/ tm=118.6764892 。16 储罐原料罐因 为 停 留 时 间 1(s= 1800 ，所 以 原 料 罐 的 容 积 量 V(m3=F* 1/ l/ =9.751388076 ；塔顶产品罐因
31、 为 2(s=259200 ，所 以 塔 顶 产 品 罐 的 容 积 量 Vd(m3=D* 2/ l/ =440.2166633 ；塔底产品罐因 为 3(s=259200 ，所 以 塔 顶 产 品 罐 的 容 积 量 Vw(m3=W* 3/ l/ =963.9832197 。3.4 设计参数表17塔板设计结构汇总表数据塔板主要结构参数数据塔板主要流动性能参数数据塔的有效高度 Z0(m 13.5 液泛气速 uf(m/s 1.093407044 实际塔板数 Np 30 空塔气速 u(m/s 0.469409612 塔 ( 塔 板 内径D(m 1.2 设计泛点率 rf=u/uf 0.69667591
32、5 板间距 Ht(m 0.45 阀孔动能因子 F0 11.48368564 流动形式单流型阀孔气速 uo(m/s 6.940790424 降液管总截面积与塔截面之比 Ad/At 10.2% 泄 漏 点 气 速uo(m/s 3.017734967 降 液 管 堰 长lw(mm 876 雾 沫 夹 带 泛 点 率F1 0.41815191 降液管截面积的宽度 bd(mm 290 稳定系数 k 2.296737127 溢 流 堰 高 度hw(mm 60 临界孔速 u0c(m/s 5.752597951 降 液 管 底 隙hb(mm 30 堰上方的液头高度 how(mm 25.86020181 边 缘
33、 区 宽 度bc(mm 50 塔板阻力 hf(m 0.069643086 出入口安定区宽 bs,bs (mm 60 液体在降液管中平均停留时间s ）7.740082575 塔 板 厚 度 9.9 塔板分块数3 降液层的泡沫高度 hd(mm 19.80浮阀形式 F 1 底隙流速 ub(m/s 0.254413059 浮阀个数104 Vmax(m3/h 4779 浮阀排列形式等腰三角形排列Vmin(m3/h 1349 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页，共 10 页10 / 10 开孔率 0.10985 操作弹性 =Vmax/Vmi
34、n 3.542624166 18 19 4.对设计的评述和有关问题的分析讨论4.1 对设计的评述本设计是一次常规的练习设计，目的在于掌握设计的过程和分析问题的能力，必定有许多不足之处，希望老师多多批评。4.2 有关问题的讨论无。参考书目匡国柱，史启才主编化工单元过程及设备课程教材，化学工业出版社，2005.1 天津大学华工学院柴诚敬主编化工原理下册，高等教育出版社，2006.1 大连理工大学主编化工原理下册，高等教育出版社，2002.12 谭天恩，李伟等编著过程工程原理，化学工业出版社，2004.8 大连理工大学化工原理教研室主编化工原理课程设计。汤金石等著化工原理课程设计，化学工业出版社，1990.6 化学工业物性数据手册，有机卷。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页，共 10 页
