化工原理課程設(shè)計(jì)苯甲苯浮閥精餾塔模板

化工原理課程設(shè)計(jì)苯甲苯浮閥精餾塔資料內(nèi)容僅供參考，如有不當(dāng)或者侵權(quán)，請(qǐng)聯(lián)系本人改正或者刪除。3．課程設(shè)計(jì)報(bào)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(chǔ)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(chǔ)罐→甲苯3.2流程和方案的說(shuō)明及論證3.2.1流程的說(shuō)明首先,苯和甲苯的原料混合物進(jìn)入原料罐,在里面停留一定的時(shí)間之后,經(jīng)過(guò)泵進(jìn)入原料預(yù)熱器,在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度,然后,原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn),混合物中既有氣相混合物,又有液相混合物,這時(shí)候原料混合物就分開(kāi)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。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(diǎn),其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中,停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入苯的儲(chǔ)罐,而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中,這個(gè)過(guò)程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中,一部分進(jìn)入再沸器,在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說(shuō)的過(guò)程,而進(jìn)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(shuō)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(chēng)為精餾裝置,其核心為精餾塔。常見(jiàn)的精餾塔有板式塔和填料塔兩類(lèi),通稱(chēng)塔設(shè)備,和其它傳質(zhì)過(guò)程一樣,精餾塔對(duì)塔設(shè)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(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。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:流體經(jīng)過(guò)塔設(shè)備時(shí)阻力降小,能夠節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用,在減壓操作是時(shí),易于達(dá)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(dòng)時(shí),兩相均能維持正常的流動(dòng),而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。五:結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單,造價(jià)低,安裝檢修方便。六:能滿(mǎn)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(diǎn)正是:而浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)正是:1．生產(chǎn)能力大,由于塔板上浮閥安排比較緊湊,其開(kāi)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,由于閥片能夠自由升降以適應(yīng)氣量的變化,因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)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(shí)間較長(zhǎng),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(guò)浮閥塔板時(shí)阻力較小,使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。5．塔的造價(jià)較低,浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50%～80%,可是比篩板塔高20%～30?？墒?浮閥塔的抗腐蝕性較高(防止浮閥銹死在塔板上),因此一般采用不銹鋼作成,致使浮閥造價(jià)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(lái),浮閥塔的推廣并不是越來(lái)越廣。近幾十年來(lái),人們對(duì)浮閥塔的研究越來(lái)越深入,生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來(lái)越豐富,積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整,因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適。3.3設(shè)計(jì)的計(jì)算與說(shuō)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?jǐn)?shù)xf=(30+0.5*19)%=39.5%;塔頂產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù)xd=98%,摩爾分?jǐn)?shù)為97.6%;塔底產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù)xw=2%,摩爾分?jǐn)?shù)為1.7%;由公式:F=D+WF*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=41.067Kmol/h=0.89Kg/s;塔底產(chǎn)品(釜液)流量W=53.218Kmol/h=1.360Kg/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(diǎn)方程根據(jù)xa從《化工原理》P204表6—1查出相應(yīng)的溫度根據(jù)以上三個(gè)方程,運(yùn)用試差法可求出Pa*,Pb*當(dāng)xa=0.395時(shí),假設(shè)t=92℃Pa*=144.544P,Pb*=57.809P,當(dāng)xa=0.98時(shí),假設(shè)t=80.1℃Pa*=100.432P,Pb*=38.904P,當(dāng)xa=0.02時(shí),假設(shè)t=108℃Pa*=222.331P,Pb*=93.973P,t=92℃,既是進(jìn)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(duì)揮發(fā)度也一致。a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P=2.500(t=80.1℃)因此平衡方程為y=ax/[1+(a－1)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,因此R=1.5Rmin＝2.139,因此精餾段液相質(zhì)量流量L(Kg/s)＝RD＝2.139*0.89=1.904,精餾段氣相質(zhì)量流量V(Kg/s)＝(R+1)D＝3.139*0.89=2.794,因此,精餾段操作線方程yn+1=R*xn/(R+1)+xd/(R+1)=0.681xn+0.311因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料,因此進(jìn)料熱狀態(tài)q=1因此,提餾段液相質(zhì)量流量L'(Kg/s)＝L+qF＝1.904+1*2.25=4.154,提餾段氣相質(zhì)量流量V'(Kg/s)＝V-(1-q)F＝2.794。因此,提餾段操作線方程ym+1=L'xm/V'-Wxw/V'=1.487xm-0.0083.3.3理論塔板數(shù)的計(jì)算(1)聯(lián)立精餾段和提餾段操作線方程解得xd=0.3759且前面已算得xw=0.017(2)用逐板計(jì)算法計(jì)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,因此y1=xd,然后能夠根據(jù)平衡方程可得x1,從第二塊板開(kāi)始應(yīng)用精餾段操作線方程求yn,用平衡方程求xn,一直到xn<xd,共需n-1塊精餾板,第n塊板為進(jìn)料板。第一板y1=xd0.98x1=y1/[y1+a(1-y1)]0.9514第二板y2=0.681x1+0.3110.9592x2=y2/[y2+a(1-y2)]0.9039第三板y3=0.681x2+0.3110.9268x3=y3/[y3+a(1-y3)]0.8351第四板y4=0.681x3+0.3110.8799x4=y4/[y4+a(1-y4)]0.7456第五板y5=0.681x4+0.3110.8189x5=y5/[y5+a(1-y5)]0.6440第六板y6=0.681x5+0.3110.7497x6=y6/[y6+a(1-y6)]0.5451第七板y7=0.681x6+0.3110.6823x7=y7/[y7+a(1-y7)]0.4621第八板y8=0.681x7+0.3110.6258x8=y8/[y8+a(1-y8)]0.4008第九板y9=0.681x8+0.3110.5840x9=y9/[y9+a(1-y9)]0.3596x9<xd因此本設(shè)計(jì)中共需八塊精餾板,第九塊板為進(jìn)料板。從第十塊板開(kāi)始,用提餾段操作線求yn,用平衡方程求xn,一直到xn<xw。第十板y10=1.487x9-0.0080.5267x10=y10/[y10+a(1-y10)]0.3080第十一板y11=1.487x10-0.0080.4500x11=y11/[y11+a(1-y11)]0.2466第十二板y12=1.487x11-0.0080.3587x12=y12/[y12+a(1-y12)]0.1828第十三板y13=1.487x12-0.0080.2638x13=y13/[y13+a(1-y13)]0.1254第十四板y14=1.487x13-0.0080.1784x14=y14/[y14+a(1-y14)]0.0799第十五板y15=1.487x14-0.0080.1108x15=y15/[y15+a(1-y15)]0.0475第十六板y16=1.487x15-0.0080.0626x16=y16/[y16+a(1-y16)]0.0260第十七板y17=1.487x16-0.0080.0307x17=y17/[y17+a(1-y17)]0.0125x17<xw,因?yàn)楦组g接加熱,因此共需要17-1=16塊塔板。精餾段和提餾段都需要八塊板。3.3.4實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算根據(jù)內(nèi)插法,可查得:苯在泡點(diǎn)時(shí)的黏度μa(mPa.s)＝0.25,甲苯在泡點(diǎn)是的黏度μb(mPa.s)＝0.27,因此:平均黏度μav(mPa.s)＝μa*xf+μb*(1-xf)＝0.25*0.395+0.27(1-0.395)=0.262因此:總板效率E=1/[0.49(a*μav)e0.245]＝0.544實(shí)際板數(shù)Ne=Nt/Et＝29.412＝30實(shí)際精餾段塔板數(shù)為Ne1=14.705=15實(shí)際提餾段塔板數(shù)為Ne2=14.705=15由上可知,在求取實(shí)際板數(shù)時(shí),以精餾段,提餾段分別計(jì)算為佳。而且設(shè)計(jì)時(shí),往往精餾段,提餾段都多加一層至幾層塔板作為余量,以保證產(chǎn)品質(zhì)量,并便于操作及調(diào)節(jié)。3.3.5塔徑計(jì)算因?yàn)橐毫髁坎淮?因此選取單流型,因?yàn)樘狃s段液相流量較大,因此以提餾段的數(shù)據(jù)確定全塔數(shù)據(jù)更為安全可靠。因此:氣相體積流量Vh(m^3/h)＝3325.713219,Vs(m^3/s)＝0.,液相體積流量Lh(m^3/h)＝25.123146,Ls(m^3/h)＝0.。查表得,液態(tài)苯的泡點(diǎn)密度ρa(bǔ)(Kg/m^3)＝792.5,液態(tài)甲苯的泡點(diǎn)密度ρb(Kg/m^3)＝790.5,根據(jù)公式1/ρl=x1/ρa(bǔ)+(1-x1)/ρb得,液相密度ρl(Kg/m^3)＝791.1308658,根據(jù)公式苯的摩爾分率＝(y1'/78)/[yi'/78+(1-yi')/92]M’=苯的摩爾分率*M苯＋甲苯的摩爾分率*M甲苯ρv=M’/22.4*273/(273+120)*P/P0得氣相密度ρv(Kg/m^3)＝2.。氣液流動(dòng)參數(shù),Flv=Lh/Vh*(ρl/ρv)^0.5＝0.12830506,根據(jù)試差法,設(shè)塔徑D(m)＝1.2,根據(jù)經(jīng)驗(yàn)關(guān)系:可設(shè)板間距Ht＝0.45m,清液層高度Hl[常壓塔(50～100mm))]取為50mm,因此液體沉降高度Ht-hl＝0.4m。根據(jù)下圖可查得,氣相負(fù)荷因子C20=0.065,液體表面張力δ(mN/m),100℃時(shí),查表苯18.85甲苯19.49因此,平均液體表面張力為19.26427815,根據(jù)公式:C=C20*[(δ/20)^0.2]得,C=0..因此,液泛氣速u(mài)f(m/s)＝C*〔(ρl-ρv)^0.5〕/〔ρv^0.5〕＝1.。設(shè)計(jì)氣速u(mài)(m/s)＝u=(0.6～0.8)*uf＝0.,設(shè)計(jì)塔徑D'(m)=(Vs/0.785/u)^0.5＝1.,根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)圓整為1.2m,空塔氣速u(mài)0(m/s)=0.785*Vs/D/D=0..3.3.6確定塔板和降液管結(jié)構(gòu)⑴確定降液管結(jié)構(gòu)塔徑D(mm)1200塔截面積At(m^2)查表1.31Ad/At(Ad/At)/%查表10.2lw/Dlw/D查表0.73降液管堰長(zhǎng)lw(mm)查表876降液管截面積的寬度bd(mm)查表290降液管截面積Ad(m^2)查表0.115底隙hb(mm),一般取為30～40mm,而且小于hw,本設(shè)計(jì)取為30mm,溢流堰高度hw(mm),常壓和加壓時(shí),一般取50～80mm．本設(shè)計(jì)取為60mm,⑵降液管的校核單位堰長(zhǎng)的液體流量,(Lh/lw)(m^3/m.h)＝27.47661034,不大于100～130,符合要求堰上方的液頭高度how(mm)＝2.84*0.001*E*[(Lh/lw)^0.66667]＝25.8601,式中,E近似取一,how=25.86>6mm,符合要求。底隙流速,ub(m/s)=Ls/lw/hb＝0.2544130,而且不大于0.3～0.5,符合要求。⑶塔盤(pán)及其布置由于直徑較大,采取分塊式,查表得分三塊,厚度取位4mm。降液區(qū)的面積按Ad計(jì)算,取為0.115m^2,受液區(qū)的面積按Ad計(jì)算,取為0.115m^2,入口安定區(qū)得寬度bs'(mm),一般為50～100,本設(shè)計(jì)取為60。出口安定區(qū)得寬度bs'(mm),一般為50～100,本設(shè)計(jì)取為60。邊緣區(qū)寬度bc(mm),一般為50～75,本設(shè)計(jì)取為50,有效傳質(zhì)區(qū),Aa(m^2)＝2*{x*(r^2-x^2)^0.5+r^2*[arcsin(x/r)]}＝24.59287702.塔板結(jié)構(gòu)如下兩圖⑷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(dòng)能因子F0一般取為8～12,本設(shè)計(jì)取為11.5。閥孔氣速,uo(m/s)=F0/[ρv^0.5]=6.,閥孔數(shù)n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614,取104。實(shí)際排列時(shí)按等腰三角形排,中心距取為75mm,固定底邊尺寸B(mm)=70,因此實(shí)際排出104個(gè)閥孔,與計(jì)算個(gè)數(shù)基本相同。因此,實(shí)際閥孔氣速u(mài)o(m/s)=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.實(shí)際閥孔動(dòng)能因子,F0=u0*ρv^0.5=11.48368564,開(kāi)孔率ψ=n*d0*d0/D/D=0.10985,一般10％～14％,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(guò)塔板流動(dòng)的行程,Z(m)=D-2*bD=0.62塔板上的液流面積,Ab(m^2)=At-2*Ad=1.08物性系數(shù),K,查表得＝1泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù),Cf=0.125,見(jiàn)下頁(yè)圖。F2={Vs*[ρv/(ρl-ρv)]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf=0.41815191,F1=Vs*[ρv/(ρl-ρv)^0.5]/At/K/Cf/0.78=0.,泛點(diǎn)率F1＜(0.8～0.82),F!,F2均符合要求。⑵,塔板阻力的計(jì)算與較核臨界孔速u(mài)0c(m/s)=(73/ρv)^(1/1.875)=5.7525979<uo=6.93,閥未全開(kāi),干板阻力,ho(m)=19.9/ρl*(u0^0.175)=0.,充氣系數(shù)ε0=0.4,塔板充氣液層的阻力hl(m)=ε0*(hw+how)=0.,克服表面張力的阻力hσ,一般忽略不計(jì),因此塔板阻力hf(m)=ho+hl+hσ=0.。13⑶降液管液泛校核液體通過(guò)降液管的流動(dòng)阻力,hd=1.18*0.00000001*[(Lh/lw/hb)^2]=0.m,降液層的泡沫層的相對(duì)密度φ=0.5,降液層的泡沫高度hd'=hd/φ=0.(m),Ht+hw=0.51m>hd’,合格。⑷液體在降液管中停留時(shí)間較核平均停留時(shí)間τ＝Ad*Ht/Ls=7.s,(不小于3～5s),合格。⑸嚴(yán)重泄漏較核泄漏點(diǎn)氣速u(mài)0'=F0/(ρv^0.5)=3.,F0=5,穩(wěn)定系數(shù),k=u0/u0'=2.>1.5～2,合格。3.3.8全塔優(yōu)化(如下圖)曲線1是過(guò)量液沫夾帶線,根據(jù)F2={Vs*[ρv/(ρl-ρv)]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/CfF2=0.8得,方程Vh=6588-14.289Lh,曲線2是液相下限線,根據(jù)Lh=(0.00284^0.6667)*lw*(how^1.5)how=6mm得Lh(m^3/h)=2.,曲線3是嚴(yán)重漏液線,根據(jù)Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/(ρv^0.5)F0=5得Vh(m^3/h)=1349.696194,曲線4是液相上限線,根據(jù)Lh=Ad*Ht／τ*3600τ=5s得Lh(m^3/h)=37.26,曲線5是降液管泛線,根據(jù)hd<φ(Ht+Hw),得Vh=(2.98*10E7-0.4*10E6*Lh^0.67-13.49*Lh^2)^0.5,曲線5必過(guò)的五點(diǎn)(0,5461)(10,5268)(20,5150)(0,5461)(10,5268)(20,5150)作圖如下Vmax(m^3/h)=4779,Vmin(m^3/h)=1349操作彈性＝Vmax/Vmin=,3.,大于2,小于4,合格143.3.9塔高規(guī)則塔體高h(yuǎn)=Np*Ht=13.5m,開(kāi)人孔處(中間的兩處人孔)塔板間距增加為0.6m,進(jìn)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(shí)間τ為20min,填充系數(shù)φ=0.7,因此體積流量V(m^3/h)=Lh*τ/ρl/φ=1.,所以釜液高度ΔZ(m)=0.333*V/(3.1415926*D*D/4)=0.49495223=0.5m因此,最后的塔體高為17.59m.3.3.10熱量衡算⑴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rv'(KJ/Kg)=rv'苯(KJ/Kg)*yC6H6+rv'甲苯*yC7H8=361.1412849,15因此再沸器的熱流量Qr(KJ)=V'*rv'=1166.395822,因?yàn)榧訜嵴羝臐摕醨R(KJ/Kg)=2177.6(t=130℃),因此需要的加熱蒸汽的質(zhì)量流量Gr(Kg/s)=Qr/rR=0.。⑵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*yC7H8=378.88;因此冷凝器的熱流量Qc(KJ/s)=V*rv=1223.699463,因?yàn)樗亩▔罕葻崛軨c(KJ/Kg/K)=4.174,冷卻水的進(jìn)口溫度t1=25℃,冷卻水的出口溫度t2=70℃,因此需要的冷卻水的質(zhì)量流量Gc(Kg/s)=Qc/Cc/(t2-t1)=6.。3.3.11精餾塔接管尺寸⑴回流液接管尺寸體積流量Vr(m^3/s)=L/ρ=0.,管流速u(mài)r(m/s)=0.3,回流管直徑d(mm)=(4*Vr/3.1415/ur)^0.5=110.8220919=φ133*6;⑵進(jìn)料接管尺寸料液體積流率Vf(m^3/s)=F/ρ=0.,管流速u(mài)f(m/s)=0.5,進(jìn)料管直徑,d0(mm)=(4*Vf/3.1415/uf)^0.5=98.26888955=φ108*5;⑶釜液出口管體積流量Vw(m^3/s)=L'/ρ=0.,管流速u(mài)w(m/s)=0.5出口管直徑dw(mm)=(4*Vw/3.1415/uw)^0.5=130.4825516=φ159*8;⑷塔頂蒸汽管體積流量Vd(m^3/s)=V/ρv=1.,管流速u(mài)d(m/s)=15,出口管直徑dd(mm)=(4*Vd/3.1415/ud)^0.5=316.0129882=φ377*8。3.3.11輔助設(shè)備設(shè)計(jì)⑴再沸器因?yàn)檎羝麥囟萾s(℃)=130,釜液進(jìn)口溫度t1'(℃)=100,釜液出口溫度t2'(℃)=110,因此傳質(zhì)溫差Δtm(℃)=[(ts-t1')-(ts-t2')]/ln[(ts-t1')/(ts-t2')]=24.66303462,因?yàn)閭髻|(zhì)系數(shù)K1(W/m^2/K)=300,因此傳質(zhì)面積A(m^2)=Qr/K/Δtm