苯----甲苯二元物系浮阀精馏塔设计 精品
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吉林化工学院化工原理课程设计题目苯----甲苯二元物系浮阀精馏塔设计教学院专业班级学生姓名学生学号指导教师2013年06月11日目录摘要 (1)绪论 (2)设计方案的选择 (4)第一张塔板的工艺的计算 (6)1.1 主要基础物性参数 (6)1.2 精馏塔实体塔板的计算 (7)1.2.1精馏塔物料衡算 (7)1.2.2理论塔板数的确定 (7)1.2.3板效率的计算 (10)1.2.4实际板数的确定 (11)第二章精馏塔主要工艺尺寸 (12)2.1 精馏塔的工艺条件及有关物性参数的计算 (12)2.1.1操作压力计算 (12)2.1.2液相平均表面张力计算 (12)2.1.3热量衡算 (13)2.1.4平均摩尔质量衡算 (15)2.1.5平均密度计算 (16)2.2 塔体工艺尺寸的计算 (18)2.2.1精馏塔塔径的计算 (18)2.2.2精馏塔有效高度的计算 (19)2.3 塔板工艺尺寸的计算 (19)2.3.1溢流装置的设计 (19)2.3.2浮阀布置设计 (20)2.3.3浮阀板流体力学验算 (22)2.4 塔板负荷性能图 (25)2.4.1夜沫夹带线的绘制 (25)2.4.2液泛线的绘制 (25)2.4.3漏液线的绘制 (26)2.4.4液相负荷的下限线的绘制 (26)2.4.5液相负荷的上限线的绘制 (27)2.4.6小结 (28)第三章辅助设备及选型 (29)3.1 接管的计算 (29)3.1.1进料管的选择 (29)3.1.2回流管的选择 (29)3.1.3釜底出口管路的选择 (30)3.1.4塔顶蒸汽管 (30)3.1.5加料蒸汽管的选择 (30)3.1.6封头的设计 (31)3.1.7人孔的设计 (31)3.1.8法兰的设计 (31)3.1.9裙座的计算 (31)3.2.0 塔釜设计 (31)第四章塔高的设计 (32)4.1 塔总高度的计算 (32)第五章附属设备计算 (33)5.1 冷凝器的选择 (33)5.2 再沸器的选择 (33)总结语 (35)主要符号说明 (36)参考文献 (38)化工原理课程设计教师评分表 (39)摘要本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的传质设备。
此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。
本文设计了浮阀精馏塔及其附属元件的尺寸、管线路线的铺设，并对摩尔分数为0.45的苯—甲苯二元溶液进行精馏过程，其中塔顶使用全凝器，部分回流。
按逐板计算理论板数为15。
由平均粘度得到全塔效率为50%，从而得到了塔的精馏段实际板数为14块，提馏段实际板数为15。
实际加料位置在第15块板。
确定了塔的主要工艺尺寸，塔板采用单溢流弓型降液管齿型堰如塔径1.0米等。
且经过液泛线，漏液线，液相负荷上限，液相负荷下限的校核，确定了操作点符合操作要求。
精馏段的操作弹性为4.77，提馏段的操作弹性为4.27，符合操作要求。
关键词：苯甲苯精馏塔浮阀操作弹性绪论1.精馏塔概述精馏塔（fractionating column）是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。
有板式塔与填料塔两种主要类型。
根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。
关于各种类型塔板的介绍主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；网孔塔板；垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。
⑴泡罩塔板泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。
升气管是泡罩塔区别于其它塔板的主要结构特征。
这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、液泛气速低、生产能力小。
⑵浮阀塔板浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度。
气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高，降低了压降。
⑶筛孔塔板筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要的，目前已成为应用最为广泛的一种板型。
⑷舌形塔板舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔喷出的气流方向近于水平，产生的液滴几乎不具有向上的初速度。
同时从舌孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动，降低了板上液层厚度和塔板压降。
⑸网孔塔板网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。
⑹垂直浮阀垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为100-200mm的大圆孔，孔上设置圆柱形泡罩，泡罩下缘于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。
气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度为零，液沫夹带量很小。
⑺多降液管塔板在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。
⑻林德浮阀林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量的导向斜孔，并在塔板入口处设置鼓泡促进装置。
⑼无溢流塔板无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平板，无降液管，结构简单，造价低廉。
2.仪器的选用筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。
它的结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。
根据孔径的大小，分为小孔径筛板和大孔径筛板两类。
工业上以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离难度大、易结焦的物系）。
筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较高。
合理的设计和适当的操作能满足要求的操作弹性，而且效率高。
筛板塔制造维修方便，相同条件下生产能力比泡罩塔高10%—15%，板效率亦约高10%—15%，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。
具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。
其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。
塔底物料采出精馏框架简图第 1 章设计方案1.1 装置流程的确定蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设。
按过程按操作方式的不同，分为联组整流和间歇蒸馏两种流程。
连续蒸馏有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。
间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。
蒸馏通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输入，由冷凝器中的冷却质将余热带走。
在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。
譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可以将原料预热，又可以节约冷却质。
另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。
塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。
甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。
塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此次分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。
总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。
1.2 操作压力的选择蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。
一般地，除热明性物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都能采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。
甲苯和苯在常压下就能够分离出来，所以本实验在常压下操作就可以。
1.3 进料状况的选择进料状况一般有冷液进料，泡点进料。
对于冷液进料，当组成一定时，流量一定对分离有利，节省加热费用。
采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影响。
综合考虑，设计上采用泡点进料。
泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。
1.4 加热方式的选择加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。
直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。
由于重组分是水，故省略加热装置。
但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理论板数增加，费用增加。
间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化。
上升蒸汽回流下来的冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增加加热装置。
本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。
1.5 回流比的选择回流方式可分为重力回流和强制回流。
对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。
其优点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较。
如果需要较高的塔顶处理或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。
因为塔顶冷凝器不已安装，检修和清理。
在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。
由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。
本设计物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比却最小回流比的1.5倍。
第一章塔板的工艺的计算1.1主要基础物性参数表1—1 苯和甲苯的物理性质表1—2 液相密度ρkg/m3表1—3 表面张力σmN/m表1—4 粘度μLmPa表1—5 汽化热γkJ/kg1.2精馏塔实际塔板的计算 1.2.1精馏塔物料衡算加料量：F=125Kmol/h 原料组成:X F =0.45 塔顶组成：X D =0.98 塔底组成:X W =0.03总物料衡算 D+W=125轻组分(苯)物料衡算 125⨯0.45=0.98D+0.03W 联立两式可解得 D=55.26kmol/h W=69.74kmol/h平均相对分子质量:F M =78.11×0.45+92.14×﹙1-0.45﹚=85.82㎏／kmolD M =78.11×0.98﹢92.14×（1-0.98）=78.39㎏／kmolW M =78.11×0.03+92.14×﹙1-0.03)=91.12㎏／kmol 故质量流量：'D = D ×D M =4331.83㎏／h 'W =W ×W M =6354.71㎏／h'F =F ×F M =10686.54㎏／h质量分率：'D x =9765.014.92211.789811.7898=⨯+⨯⨯'W x =0255.014.929711.78311.783=⨯+⨯⨯ ,F x =4578.110.40954578.115592.14⨯=⨯+⨯1.2.2理论塔板数的确定1.最小回流比及操作回流比的计算 (1)相对挥发度的计算查表3-21得常压下苯---甲苯气液平衡组成与温度关系如下表：利用表中数据由插值法可求得t F,t D,t W 80.2180.6680.6699979897D t --=-- 得: t D =80.4℃X F =0.45时 得t F =92.69℃ X W =0.03时 得t W =108.79℃ 2.相对挥发度αm 的计算苯—甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程求解，即：Lg 0p =A-Bt C+ 式中：t ：物系温度，单位：℃ .0p ：饱和蒸汽压/Kpa ， A,B,C,—Antoine 常数，见如下表1-2：表1-2 组分 A B C 苯(A) 6.032 1206.35 220.24甲苯(B)6.0781343.94219.58即：苯-甲苯的安托因方程分别为：o A oB 1206.35lg 6.032220.241343.94lg 6.078219.58p t p t =-+=-+对于塔顶：80.4D t =℃，则：o A 1206.35lg 6.032104.7180.4220.241343.94lg 6.07839.62880.41219.58oA o oB B p p Kpap p Kpa=-⇒=+=-⇒=+104.722.64239.628oA oB p a p ∴===顶同理塔底：W 109.18t =℃，则：o A 1206.35lg 6.032232.273108.79220.241343.94lg 6.07896.605108.79219.58oA o oB B p p Kpap p Kpa=-⇒=+=-⇒=+232.2732.40496.605oA oB p a p ∴===底∴相对挥发度 2.52m a = 从而得到相平衡方程:x=(1) 2.52 1.52yyyyαα=--- (1)3.最小回流比的计算最小回流比的确定：()min 111.3711D D F F x x R x x αα⨯-⎡⎤=⨯-=⎢⎥--⎣⎦操作回流比R=1.5R min =2.054.精馏塔的气、液相负荷精馏段 ：L=RD=2.05×55.26=113.28kmol/hV=(R+1)D=(2.05+1)⨯55.26=168.54kmol/h提馏段： =+=qF L L '113.28+0.99⨯125=237.03kmol/h=-+=F q V V )1('168.54-0.01⨯125=167.29 kmol/h5.操作线方程的计算 精馏段操作线方程为：32.067.0111+=+++=+x R x x R Ry D n n 提馏段操作线方程为：012.042.1'''1-=+=+n w n n x VWx x V L y 6.精馏塔理论塔板的确定由于塔顶是全凝器所以有10.98D y x ==1110.95112.52 1.52y x y ==-由精馏段操作线方程y=0.67x+0.32 得y 2=0.9682由平衡线方程可得8987.052.152.2222=-=y y x同理可算出如下值： y 3=0.9221;x 3=0.8245 y 4=0.8724;x 4=0.7323 y 5=0.8106;x 5=0.6294 y 6=0.7414;x 6=0.5326 y 7=0.6768;x 7=0.4538 y 8=0.6240;x 8=0.3971<x所以第八块为进料板，以下交替使用提留操作线方程与相平衡方程 y 9=0.5519;x 9=0.3283 y 10=0.4542;x 10=0.2482 y 11=0.3404;x 11=0.1700 y 12=0.2294;x 12=0.1057y 13=0.1381;x 13=0.0598 y 14=0.0729;x 14=0.0303 y 15=0.0311;x 15=0.0126<x w所以总理论板数为15块（包含再沸器）精馏段理论板数为7，第8块为进料板，提馏段理论板数为8（含再沸器）1.2.3板效率的计算对于进料，F t =92.69℃，由安托因方程可得：1206.35lg 6.032144.8992.69220.24o o A A P P Kpa =-⇒=+1343.94lg 6.07857.0692.69219.58o o B B P P Kpa =-⇒=+144.892.53957.06o A F o B p a p ∴===2.642D a =又， 2.404W a =∴精馏段的平均相对挥发度1 2.642 2.5392.590522D F a a a ++=== 提馏段的平均相对挥发度2 2.404 2.539 2.471522W F a a a ++=== 又80.41D t =℃， 108.79W t =℃精馏段平均温度：191.480.485.922F D t t t ++===℃ 提馏段平均温度：291.4108.79100.09522F W t t t =++==℃ 根据液体平均粘度公式：lg 273.15L A At Bμ=-+ 可求得不同温度下苯和甲苯的粘度。
