苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案

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有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下：原料苯含量：质量分率=(30+0.5*学号%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=1.2～2）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证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。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，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43.3.1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=30+0.5*19）%=39.5%；塔顶产品质量分数xd=98%，摩尔分数为97.6%；塔底产品质量分数xw=2%，摩尔分数为1.7%；由公式：F=D+WF*xf=D*xd+W*xw代入数值解方程组得：塔顶产品(馏出液流量D=41.067Kmol/h=0.89Kg/s；塔底产品(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总-Pb*/(Pa*-Pb*泡点方程根据xa从《化工原理》P204表6—1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/57.809P=2.500t=80.1℃）所以平衡方程为y=ax/[1+(a－１x]=2.500x/1+1.500x），5最小回流比Rmin为Rmin=[xd/xf-a(1-xd/(1-xf]/(a-1＝1.426，所以R=1.5Rmin＝2.139，所以精馏段液相质量流量L(Kg/s＝RD＝2.139*0.89=1.904，精馏段气相质量流量V(Kg/s＝(R+1D＝3.139*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/s＝L+qF＝1.904+1*2.25=4.154，提馏段气相质量流量V'(Kg/s＝V-(1-qF＝2.794。所以，提馏段操作线方程ym+1=L'xm/V'-Wxw/V'=1.487xm-0.0083.3.3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=0.0172）用逐板计算法计算理论塔板数第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以y1=xd,然后可以根据平衡方程可得x1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求yn,用平衡方程求xn,一直到xn<。xd,共需n-1块精馏板，第n块板为进料板。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+a1-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μa(mPa.s＝0.25，甲苯在泡点是的黏度μb(mPa.s＝0.27，所以：平均黏度μav(mPa.s＝μa*xf+μb*(1-xf＝0.25*0.395+0.271-0.395）=0.262所以：总板效率E=1/[0.49(a*μave0.245]＝0.544实际板数Ne=Nt/Et＝29.412＝30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。３.３.５塔径计算因为液流量不大，所以选取单流型，因为提馏段液相流量较大，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(m^3/h＝3325.713219，Vs(m^3/s＝0.923809227，液相体积流量Lh(m^3/h＝25.123146，Ls(m^3/h＝0.006978652。查表得，液态苯的泡点密度ρa(Kg/m^3＝792.5，液态甲苯的泡点密度ρb(Kg/m^3＝790.5，根据公式1/ρl=x1/ρa+(1-x1/ρb得，液相密度ρl(Kg/m^3＝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ρv=M’/22.4*273/(273+120*P/P0得气相密度ρv(Kg/m^3＝2.742453103。气液流动参数，Flv=Lh/Vh*(ρl/ρv^0.5＝0.12830506，根据试差法，设塔径D(m＝1.2，根据经验关系:可设板间距Ht＝0.45m,清液层高度Hl[常压塔50～100mm）]取为５０mm,所以液体沉降高度Ht-hl＝０.４