化工原理課程設(shè)計(苯甲苯浮閥塔設(shè)計)

1、欽 州 學(xué) 院化 工 原 理 課 程 設(shè) 計設(shè)計題目： 苯甲苯二元浮閥精餾塔設(shè)計 設(shè)計者： 湯冠挺 學(xué)號： 1111401224 專業(yè)： 化學(xué)工程與工藝（石油化學(xué)工程）班級： 化工本112 指導(dǎo)教師： 梁興唐 設(shè)計時間： 2014.06.4 目錄板式塔設(shè)計任務(wù)書- 4 -任務(wù)及操作條件：- 4 -1流程和工藝條件的確定和說明- 5 -2. 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)- 5 -2.1 操作條件- 5 -2.2基礎(chǔ)數(shù)據(jù)- 5 -3 精餾塔的物料衡算- 5 -3.1原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率- 5 -3.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量- 6 -3.3 物料衡算- 6 -4 塔板數(shù)的確定- 6

2、 -4.1理論塔板層數(shù)NT的求取- 6 -4.1.1繪t-x-y圖和x-y圖- 6 -4.1.2最小回流比及操作回流比的確定- 9 -4.1.3精餾塔氣、液相負(fù)荷的確定- 9 -4.1.4 求操作線方程- 10 -4.1.5 圖解法求理論板層數(shù)- 10 -4.2實際塔板數(shù)的求取- 10 -4.2.1全塔效率ET的計算- 10 -4.2.2實際板數(shù)- 10 -5 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計算- 11 -5.1操作壓力計算- 11 -5.2 操作溫度計算- 11 -5.3 平均摩爾質(zhì)量計算- 11 -5.4平均密度計算- 12 -5.4.1 氣相平均密度計算- 12 -5.4.2 液相平均密度

3、計算- 12 -5.5 液體平均表面張力計算- 12 -5.6液體平均黏度計算- 13 -6 精餾塔的塔體工藝尺寸計算- 13 -6.1 塔徑的計算- 13 -6.1.1精餾段氣液負(fù)荷計算- 13 -6.1.2塔經(jīng)D計算- 14 -6.1.3溢流裝置- 14 -6.1.4塔板布置- 15 -6.1.6塔有效高度的計算- 16 -7浮閥塔板的流體力學(xué)驗算- 16 -7.1 塔板壓降- 16 -7.1.1干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨瓤捎上率接嬎? 16 -7.1.2氣體通過液層的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮1計算- 17 -7.1.3 液體表面張力的阻力h計算- 17 -7.1.4液泛- 17 -7.1. 5霧

4、沫夾帶- 18 -8塔板負(fù)荷性能圖- 18 -8.1 液沫夾帶線- 18 -8.2液泛線- 19 -8.3液相負(fù)荷上限線- 19 -8.4 漏液線- 20 -8.5 液相負(fù)荷下限線- 20 -9塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表- 21 -10 換熱器選型- 22 -11 設(shè)計小結(jié)- 22 -12參考文獻(xiàn)- 23 -13 工藝流程圖及精餾塔裝配圖- 24 -板式塔設(shè)計任務(wù)書題目： 苯甲苯精餾塔設(shè)計任務(wù)及操作條件：處理量 ： 21000噸年 操作周期 :    7200小時年 進(jìn)料組成 :   苯含量36（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 塔頂產(chǎn)品組成 ： 97（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 塔底產(chǎn)品組成： 1

5、%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 操作條件： 常壓（101.3kPa）、塔頂全凝泡點回流進(jìn)料熱狀態(tài):    泡點進(jìn)料 單板壓降： 7 kPa R/Rmin: 1.7 設(shè)計項目：(1) 流程和工藝條件的確定和說明(2) 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)(3) 精餾塔的物料衡算(4) 塔板數(shù)的確定(5) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計算 (6) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算(7) 浮閥塔板的流體力學(xué)驗算(8) 塔板負(fù)荷性能圖(9) 塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表(10) 換熱器選型(11) 設(shè)計小結(jié)(12）參考文獻(xiàn)(13）工藝流程圖及精餾塔裝配圖1流程和工藝條件的確定和說明本設(shè)計任務(wù)為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，

6、應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2. 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1 操作條件塔頂壓力： 常壓 （101.3kPa）進(jìn)料熱狀態(tài)： 泡點進(jìn)料 （q=1）回流比： R/Rmin=1.7塔底加熱蒸氣壓力： 200kPa （120°C）單板壓降： 0.7kPa。2.2基礎(chǔ)數(shù)據(jù)進(jìn)料中苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）： 36%塔頂苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）： 9

7、7%塔釜苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）： 1%生產(chǎn)能力（噸/年）： 21000噸3 精餾塔的物料衡算3.1原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92.13 kg/kmolxF=0.3678.110.3678.11+0.6492.13=0.3989xD=0.9778.110.9778.11+0.0392.13=0.9744xW=0.0178.110.0178.11+0.9992.13=0.01183.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF= 0.3989×78.11+（1-0.3989）×92.13=86.54kg/km

8、olMD= 0.9744×78.11+（1-0.9744）×92.13=78.47 kg/kmolMW= 0.0118×78.11+（1-0.0118）×92.13=91.96 kg/kmol3.3 物料衡算生產(chǎn)能力 1000000300×24=2916.67kg/h塔頂產(chǎn)量 D=2916.6778.47=37.2kmol/h總物料衡算 F=37.2+W苯物料衡算 0.36F=0.97×37.2+0.01W聯(lián)立解得 F =102.03kmol/hW=87.3kmol/h4 塔板數(shù)的確定4.1理論塔板層數(shù)NT的求取苯甲苯屬理想物系，可采

9、用圖解法求理論板層數(shù)。4.1.1繪t-x-y圖和x-y圖由手冊1查的甲醇-水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)表一 苯甲苯氣液平衡 苯（101.3KPa）/（mol）溫度t/°C液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)x氣相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)y110.5600109.910.010.025108.790.030.0711107.610.050.112105.050.100.208102.790.150.294100.750.200.37298.840.250.44297.130.300.50795.580.350.56694.090.400.61992.690.450.66791.40.500.71390.110.550.7

10、5580.80.600.79187.630.650.82586.520.700.85785.440.750.88584.40.800.91283.330.850.93682.250.900.95981.110.950.9880.660.970.98880.210.990.996180.011.001.00由上數(shù)據(jù)可繪出t-x-y圖和x-y圖。圖1 t-x-y圖圖2 x-y圖圖3 x-y圖圖解4.1.2最小回流比及操作回流比的確定采用作圖法求最小回流比。因為是泡點進(jìn)料，則xF =xq，在圖4中對角線上，自點（0.3989，0.3989）作垂線即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點坐標(biāo)為yq =0

11、.621 xq=0.3989故最小回流比為：Rmin=1.6則操作回流比為R= 1.7Rmin =1.7×1.6=2.724.1.3精餾塔氣、液相負(fù)荷的確定L=RD=2.72×37.2=101.2 kmol/hV=(R+1)D=（2.72+1）×37.2=138.4 kmol/hL'=L+F=101.2+102.03=203.5kmol/hV'=V=138.4 kmol/h4.1.4 求操作線方程精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為4.1.5 圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖4所示。求解結(jié)果為總理論塔板數(shù)NT=（16-1）=15層（不

12、包括再沸器）其中精餾段理論板數(shù)為7提餾段理論板數(shù)為8層（不包括再沸器），第7層為進(jìn)料板。4.2實際塔板數(shù)的求取4.2.1全塔效率ET的計算依據(jù)ET=51-32.5lg(m)根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖3有XD=0.9744、XW=0.0118；由XD=0.9744對應(yīng)圖1求得塔頂溫度TD=80.5°C，同理得塔底溫度TW=109.7°C進(jìn)一步求得全塔平均溫度TM=（80.5+109.73）/2=95.1°C當(dāng)T=95.1時對應(yīng)圖1求得xA=0.363則該溫度下進(jìn)料液相平均黏度為：m=XAA+（1-XA）B=0.3630.2754+（1-0.363）0.2799=0.

13、2783mP.s=p0Ap0B T=95.1°C時查得p0A=155.7 P0B=63.3 則 =155.7/63.3=2.46ET=51-32.5lg(m)=51-32.51lg(0.27832.46)=56.3%4.2.2實際板數(shù)精餾段：N1=7/0.563=12.43取13層提餾段：N2=8/0.563=14.2取15層實際總板數(shù)=N1+N2=28層（不包括再沸器）5 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計算5.1操作壓力計算塔頂操作壓力（常壓） PD=101.3kPa每層塔板壓降 P=0.70 kPa進(jìn)料板壓力 PF=101.3+0.70×13=110.4 kPa精餾段平均

14、壓力 Pm=（101.3+110.4）/2=105.85 kPa5.2 操作溫度計算由圖1得出塔頂溫度 TD= 80.5ºC進(jìn)料板溫度 TF= 94ºC塔底溫度 Tw=109.7精餾段平均溫度 Tm=（80.4 +94）/2= 87.2ºC5.3 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y1=0.9744，查圖1得x1=0.936MVDm=0.9744×78.11+（1-0.9744）×92.13=78.47 kg/kmolMLDm= 0.936×78.11+（1-0.936）×92.13=79 kg/kmol進(jìn)料板平均

15、摩爾質(zhì)量計算由圖4解理論板，得yF=0.621 xF=0.3989MVFm=0.621×78.11+（1-0.621）×92.13= 83.42 kg/kmolMLFm=0.3989×78.11+（1-0.3989）×92.13=86.54kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=（78.47+83.42）/2=80.95 kg/kmolMLm=（78.22+88.37）/2= 82.77kg/kmol5.4平均密度計算5.4.1 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即vm=PmMvmRTm=105.85×80.958.314×(8

16、7.2+273.15)=2.86kg/m35.4.2 液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1Lm=1ii得出LM=1ii (i為質(zhì)量分?jǐn)?shù))塔頂液相平均密度的計算有tD=80.5ºC，查得A=814.63 kg/m3 B=810.96kg/m3LDm= kg/m3進(jìn)料板液相平均密度計算有tF=94 ºC，查得A=799.48kg/m3 B=797.37kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率A=LFm= kg/m3精餾段液相平均密度為Lm=（814.54 +798.13）/2=806.33 kg/m35.5 液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即塔頂液相平均表面張力的

17、計算有tD=80.5 ºC，查得A=21.08mN/m B=21.52 mN/mLDm=0.9744×21.08+0.0256×21.52=21.09 mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計算有tF=94 ºC，查得A=19.39 mN/m B=20 mN/mLFm=0.3989×19.39+0.6011×20.=19.95 mN/m精餾段液相平均表面張力為Lm= （21.09+19.95）/2=20.525mN/m5.6液體平均黏度計算液相平均粘度依下式計算，即塔頂液相平均粘度的計算由tD=80.5ºC，查得A=0.319mP

18、a·s B=0.32 mPa·s解出LDm= 0.319mPa·s進(jìn)料板液相平均粘度的計算由tF=94ºC，查得A=0.278 B=0.283解出LFm=0.281 mPa·s精餾段液相平均粘度為Lm=（0.319+0.281）/2=0.36 精餾塔的塔體工藝尺寸計算6.1 塔徑的計算6.1.1精餾段氣液負(fù)荷計算m3/sm3/sLh=0.00294 3600=10.584 m3/h6.1.2塔經(jīng)D計算取板間距HT=0.4m，板上液層高度hL=0.06m,則HT-hL=0.40-0.06=0.34m=查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.0675 校正到物

19、系表面張力為20.525mN/m時的C，即 C=C20200.2=0.0675×=0.068umax=CL-VV=0.068×=1.14m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u= 0.7umax=0.70×1.14=0.8m/sD=1.31m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=1.4m塔截面積為AT=m26.1.3溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平形受液盤及平形溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰，各項計算如下。(1) 溢流堰長取 lW=0.66D=0.66×1.4=0.924m(2) 溢流堰高由 hW=hL-hOW堰上液層高度hOW=2.84×10-3×E（Lh

20、lW ）2/3近似取E=1，則hOW=2.84×10-3×110.3680.92423=0.014mhW=hL-hOW =0.06-0.014=0.046m(3) 弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 lW/D=0.66查手冊弓形降液管的參數(shù)圖得 則 Af=0.0722×4D2=0.111mAt=0.0477/0.031=1.539=0.124×1.4=0.1736m驗算液體在降液管中停留時間，即=15.4s>5s故降液管設(shè)計合理(4) 降液管底隙高度h0h0=LslWu0'取 u0,=0.08m/s則 hW-h0=0.046-0.039=0.

21、007m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理。6.1.4塔板布置(1)因D=1.4>0.80m，所以采用分塊式。取0.065m，Wc=0.035m。依照公式Aa=2r2-x2+180r2sin-1(xr)=D2-(Wd-Wc)r=D2-Wc開孔區(qū)面積Aa按上式計算，其中 x=-(0.101+0.060)=0.563mr=-0.05=0.665m則 Aa=0.414m2(3)浮閥數(shù)N與開孔率：苯甲苯體系處理的物系無腐蝕性，選用=3mm碳鋼板，d0取8mm。u0= F0v 取F0=10則u0= 102.86 =5.91m/sN=Vs4d02u0=1.0844×0.0082×

22、;5.91=3657A0=Vsu0=1.084/5.91=0.183t=d00.907AaA0=0.0115m=u/u0 =0.8/5.91=13.54%(在5%15%范圍內(nèi))6.1.6塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精=(N精-1)×HT=(13-1)×0.40=4.8m提餾段有效高度為Z提=(N提-1)×HT=(15-1)×0.40=5.6m提餾段、精餾段、進(jìn)料板、塔頂、塔底、各開一個人孔，其高度為0.80m則精餾塔的有效高度為Z= Z精+ Z提 +0.80=4.8+5.6+0.808=14.4m7浮閥塔板的流體力學(xué)驗算7.1 塔板壓降7.1.1干

23、板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨瓤捎上率接嬎鉼oc=1.82573.1v=1.82573.12.86=5.92m/s大于uo=5.91m/shc=19.97.1.2氣體通過液層的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮1計算氣體通過液層的阻力h1通過下式計算h1=hL液相為碳?xì)浠旌衔锶?0. 5則 h1=hL=0. 50.03=0.03m7.1.3 液體表面張力的阻力h計算液體表面張力所產(chǎn)生的壓降相當(dāng)?shù)囊褐鵫由下式計算h=m氣體通過每層塔板的液柱高度hp由下式得hp= h1+ h+ hchp=0.03+0.0013+0.0337=0.065m氣體通過每層塔板的壓降為Pp= hpg=0.065×806.33×

24、;9.81=514.2 Pa<700Pa（設(shè)計允許值）7.1.4液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層Hd高應(yīng)服從下式 苯甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則=0.5（0.4+0.046）=0.223m又 Hd=hp+ hL+ hd板上不設(shè)計進(jìn)口堰，hd可由下式算得液柱Hd = 0.065+0.060+0.00098=0.126m液柱則本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。7.1. 5霧沫夾帶液沫夾帶量由下式計算泛點率=VsvL-v+1.36LsZLKCFAb×100%或 泛點率=VsvL-v0.78KCFAbAT×100%對于單溢流塔板:ZL=D-2Wd=1.4-2×0.

25、174=1.052Ab=AT-2Af=1.539-2×0.111=1.317查圖表得泛點負(fù)荷系數(shù)CF=0.12 苯-甲苯物性系數(shù)K=1.0帶入上面公式得：泛點率=1.0842.86806.33-2.86+1.36×0.00288×1.0521×0.12×1.317×100%=43.5%或1.0842.86806.33-2.860.78×1×0.12×1.317×1.539×100%=34.1%兩種結(jié)果的泛點率均在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠嗎，滿足ev<0.1kg(液)/kg

26、(氣)的要求。8塔板負(fù)荷性能圖8.1 液沫夾帶線由泛點率=VsvL-v+1.36LsZLKCFAb×100%按泛點80%計算如下Vs2.86806.33-2.86+1.36×Ls×1.0521×0.12×1.317×100%=0.8整理得：Vs=2.65-23.96Ls 可知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取4個數(shù)值結(jié)果如下：Ls，m3/s0.0010.00150.0020.0025Vs，m3/s2.6262.6142.6022.590表一8.2液泛線由 hp= h1+ h+ hc 、 、Hd=hp+ hL+ hd；得 ：= hp+

27、 hL + Hd = hc+ h1 + hL+ hd；將hc=5.34vu022Lg、h1=hL、hOW=2.84×10-3×E（LhlW ）2/3、hL=hOW +hW、泛點率=VsvL-v0.78KCFAbAT×100%；分別代入上式得：=5.34vu022Lg+0.513（LslW h0）2+(1+)+2.841000E(3600LslW)23因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則HT、hW、h0、lW、p、L、及等均為定制，u0與Vs又有如下關(guān)系：u0=Vs4d02N代入上式得：=5.34vVs4d02N22Lg+0.513（LslW h0）2+(1+)+2.8

28、41000E(3600LslW)23同理，閥孔數(shù)N與孔徑d0也為定值，因此上式可以簡化為：aVs2=b-cLs2-cLs23代入數(shù)據(jù)計算進(jìn)一步簡化為：Vs2=28.73-73514.93Ls2-131.19Ls23在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果如下表二。Ls，m3/s0.0010.00150.0020.0022Vs，m3/s5.235.185.135.11表二8.3液相負(fù)荷上限線以=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式=5得 Ls，maAfHf = m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線。8.4 漏液線對于F1型重閥，依F0=u0v=5計算，則

29、u0=5v又知Vs=4d02Nu0則，Vs=4d02N5v計算得Vs=0.543 m3/s（與液體流量無關(guān)）在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果如下表三。Ls，m3/s0.00700.0100.0300.060Vs，m3/s1.331.371.561.75表三8.5 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式hOW=2/3=0.006取E=1，則Ls，min= m3/s根據(jù)以上各線方程，可以作出浮閥塔的負(fù)荷性能圖，如下：在負(fù)荷性能圖上，作出操作點P，連接OP，即作出操作線。由圖可知，浮閥塔的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖得=0.543m3/s =2.5 m3/s則操作彈性為/=4.69塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表浮閥塔設(shè)計計算結(jié)果項目數(shù)值及說明備注塔經(jīng)D/m1.4板間距HT/m0.4塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u/(m/s)0.8堰