化工原理课程设计说明书--苯和苯乙烯分离过程浮阀精馏塔设计.doc

《化工原理 》 课程设计说明书
苯—苯乙烯分离过程浮阀精馏塔设计
院 系：化学与化工学院
专 业：化学工程与工艺
班 级：09化工2班
学 号：0906210201
姓 名：武 金 龙
指导老师：李 梅
摘 要
本设计的任务是设计用于分离苯-苯乙烯的浮阀精馏塔。精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程.精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分冷凝进行精馏分离,由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
根据加热方式来决定塔底是否设置再沸器，塔底设置再沸器时为间接加热，这种加热方式适用于各种物系，且被广泛使用。由于本设计设置了再沸器，故采用间接加热。
板式塔的种类繁多,本设计采用浮阀塔，它是在泡罩塔的基础上发展起来的.浮阀塔被广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中，塔径从200mm到6400mm，使用效果较好。它具有处理能力大，操作弹性大,塔板效率高，压强小,使用周期长等特点。确定回流比有图解法和逐板计算法,本设计采用逐板计算法，虽然计算过程较为繁琐，但计算精度较高。
理论板确定后，计算实际板数,再设计塔和塔板中所有的参数，初选塔板间距并计算塔径，这些数据的计算都是以精馏段的数据为依据的.设计中采用平直溢流堰，因为这样可以使得塔板上具有一定高度的均匀流动的液层。浮阀塔的开孔率设计中要满足一定的要求,即要确定合适的浮阀数，浮阀的孔径是由所选浮阀的型号确定的，浮阀数通过上升蒸汽量、阀孔气速和孔径确定，阀孔的排列采用等腰三角形叉排。
最后是塔板负荷性能图中过量雾沫夹带线、液泛线、漏液线、液相负荷上、下限线的计算以及确定塔体结构.
目录
第一部分 概述 5
一、设计目标 5
二、设计任务 5
三、设计条件 5
四、设计内容 5
第二部分 工艺设计计算 6
一、设计方案的确定 6
二、精馏塔的物料衡算 6
1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 6
2。原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数 6
3。物料衡算原料处理量 7
三、塔板数的确定 7
1.相对挥发度的求取 7
2.进料状态参数的确定 8
3。最小回流比的确定 8
4。操作线方程的求取 9
5。全塔效率的计算 9
6.实际板层数的求取 10
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 10
1。操作压强计算 10
2.操作温度计算 10
3.平均摩尔质量计算 11
4。平均密度计算 11
5。液相平均表面张力计算 12
6.求精馏塔的气、液相负荷 13
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 14
1.塔径的计算 14
2.精馏塔的有效高度的计算 15
六、塔板主要工艺尺寸的计算 15
1.溢流装置计算 15
2.塔板布置 18
3.浮阀数与开孔率 19
七、塔板的流体力学验算 20
1。气体通过干板的压降 20
2。雾沫夹带量的验算 21
3。液泛的验算 21
4.漏液的验算 22
八、塔板负荷性能图 22
1.漏液线 22
2.过量雾沫夹带线 22
3.液相负荷下限线 23
4.液相负荷上限线 23
5.液泛线 23
九、附属设备的设计 25
1。接管尺寸 25
2.回流管尺寸 25
3.塔底进气管尺寸 25
4。加料管尺寸 25
5。料液排出管尺寸 25
第三部分 设计结果汇总 26
一、设计结果一览表 26
二、工艺流程图 28
三、设计总结 29
参考文献 29
第一部分 概述
一、设计目标
分离苯—苯乙烯混合液的浮阀式精馏塔设计
二、设计任务
试设计分离苯与苯乙烯混合物的浮阀精馏塔，年处理量为2。4万吨苯与苯乙烯混合液，要求气液混合进料.
三、设计条件
生产能力:3.33吨/小时（料液)
年工作日：每年按300天生产日计算
原料组成(自选)：27％的苯和73％的苯乙烯(质量分率，下同)
产品组成(自选）：馏出液中含苯99。8％，釜液中含苯0.5％
进料温度（自选）：130℃
进料状况：气液混合进料
加热方式：塔釜为饱和蒸汽再沸器加热
四、设计内容
编制一份设计说明书，主要内容包括：
1。设计任务。
2.塔的工艺计算：包括全塔物料恒算、塔底及塔顶温度、精馏段和提馏段气液负荷、塔顶冷凝器热负荷、冷却水用量、塔底再沸器热负荷、加热蒸汽用量、塔的理论板数、实际板数。
3。塔的结构设计：包括塔高、塔径、降液管、溢流堰、开孔数及开孔率。
4.塔板流体力学验算。
5。塔板布置图、塔板负荷性能图。
6。附属设备的设计：塔顶冷凝器、塔顶再沸器、进料接管、塔顶产品、接管、塔底产品接管、塔顶蒸汽接管.
7。计算原料储罐、回流罐、产品贮罐的体积、塔的人孔或手孔开孔数目。
8。撰写设备结果一览表。
9.绘制精馏塔或冷凝器的设备图。
10.设计感想、设计评价、
11。参考文献。
第二部分 工艺设计计算
一、设计方案的确定
本设计任务书为分离苯与苯乙烯混合物。对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程.设计中采用气液混合进料，将原料液通过预热器加热至130℃后送入精馏塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
二、精馏塔的物料衡算
1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
苯的摩尔质量为78 kg/kmol，苯乙烯的摩尔质量为104 kg/kmol
2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数
进料组成
馏出液　
釜液　
=0.9985×78+104×0.0015=78.04kg/kmol
=0.006778+0。9933×104=103.83kg/kmol
3物料衡算原料处理量
取一年工作日为300天，则
联立
解得
D=11.39kmol/h
W=23。54kmol/h
三、塔板数的确定
1相对挥发度的求取
表1.1 苯与苯乙烯物系的饱和蒸汽压表
温度
/℃
80.1
90
100
110
120
130
140
145
苯的蒸汽压
/KPa
101。33
135。5
179.2
234。38
300.34
379。58
473。62
534。41
苯乙烯蒸汽压
/KPa
12.28
17。96
25。72
36。02
49.42
66。55
88.11
101。3
在某一温度下，由表1.1可查得该温度下纯组分苯和苯乙烯的饱和蒸气压和,由于总压P为定值，即P=101.33，由拉乌尔定律可求得液相组成x,平衡气相组成y。
根据公式α=，x = ，y = 计算，所求值列于下表:
表1.2温度与α、x、y的关系
温度
/℃
80.1
90
100
110
120
130
140
145
α

7.54
6。97
6.47
6。08
5.70
5。38
5。27
x
1
0。709
0.493
0。329
0.207
0.111
0.034
0
y
1
0.948
0.872
0。761
0。613
0。416
0.159
0
该温度范围内平均相对挥发度
2进料状态参数的确定
进料130℃，时泡点为110℃，平均温度 （110℃+130℃）/2=120℃下
苯的摩尔热熔=38.188cal/（kmol·℃）
苯的汽化潜热=6776cal/kmol
苯乙烯的摩尔热熔=49。05cal/（kmol·℃）
苯乙烯的汽化潜热=9167cal/kmol
cal/（kmol·℃)
cal/kmol
3最小回流比的确定
利用恩特伍德法
;
；
由试差法解得=2.54，=1。643
取R=1.8=2.957
带入数据得 N=5。24
4操作线方程的求取
相平衡方程：
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
0.701
逐板计算发求理论板层数
改用提馏段操作线方程计算，
故所需总理论板数,第五块板加料。
5全塔效率的计算
液相平均粘度依下式计算：
根据塔顶、塔底液相组成查图，求得平均温度=（)/2 =112。65℃，该温度下苯和苯乙烯的黏度如下:
全塔效率0。49=0.429
6实际板层数的求取
精馏段实际板层数：，取
提馏段实际板层数:，取
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1操作压强计算
塔顶压力为4KPa表压，每层压降0。7KPa
塔顶压强
进料板压强
塔底压强
精馏段平均压强 kpa
提馏段平均压强
2操作温度计算
塔顶温度=80。1℃ ,进料板温度=130℃，塔釜温度=145.2℃
精馏段平均温度 ℃
提馏段平均温度 ℃
3平均摩尔质量计算
（1）塔顶摩尔质量计算：由=
塔釜摩尔质量计算：
(2)进料板平均摩尔质量计算
由进料参数得，查平衡曲线，得
则，精馏段平均摩尔质量
提馏段平均摩尔质量
4平均密度计算
(1)气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
精馏段
提馏段
（2）液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算：
①塔顶液相平均密度计算：
由=80。1℃，查表得 ,
质量分数 ，，计算得
②进料板液相平均密度计算：
由=130℃，查表得 ，
质量分数 ,，计算得
③塔釜液相平均密度计算：
由=145。2℃，查表得 ，
质量分数 ,，计算得
则，精馏段液相平均密度
提馏段液相平均密度
5液相平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算,即
(1)塔顶液相平均表面张力计算
由=80.1 ℃,查表得 ,
（2）进料板液相平均表面张力计算
由=130℃，查表得 ，
（3）塔釜液相平均表面张力计算
由=145。2℃,查表得 ，
则，精馏段液相平均表面张力为:
提馏段液相平均表面张力为:
6求精馏塔的气、液相负荷
（1）精馏段：
汽相摩尔流量
汽相体积流量
液相摩尔流量
液相体积流量
冷凝器的热负荷：
由=80。1℃，查表得汽化热 kJ/kg，kJ/kg
平均汽化热 kJ/kg
（45.0778。04）(394。7/3600）=385.63kw
（2)提馏段：
汽相摩尔流量
汽相体积流量
液相摩尔流量
液相体积流量
再沸器的热负荷：
由=145.2℃，查表得汽化热 kJ/kg,kJ/kg
平均汽化热 kJ/kg
(41.26103.83)(354。44/3600)=421.79kw
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1塔径的计算
初选板间距,板上液层高度，则
按Smith法求取允许空塔气速
查smith图得=0.085,负荷因子
一般空塔气速为最大气速的0。6—0.8倍，在此取安全系数为0.7，则空塔气速为：
史密斯关联图
塔径
初步算出塔径后，应按化工机械标准圆整并核算实际气速。常用的标准塔径为400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、1800、2000、2200mm等。
按标准塔径圆整后为
2精馏塔的有效高度的计算
精馏段有效高度为
提馏段有效高度为
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：
六、塔板主要工艺尺寸的计算
1溢流装置计算
板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分.溢流装置的布置应考虑液流在塔板上的途径,一般根据塔径与液体流量选取.本设计采用单流型,液体流径长、板面利用好,塔板结构简单，直径2。2以下的塔普遍采用此型。
一般可根据初估塔径和液体流量,选塔板的液流型式。降液管有圆形与弓形两类,本设计采用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：
（1） 溢流堰长
依据溢流型式及液体负荷决定堰长。单溢流型塔板堰长一般为；双溢流型塔板，两侧堰长取为,其中为塔径。
堰长也可以由溢流强度计算。溢流强度即通过单位堰长的液体流量,一般筛板及浮阀塔的堰长溢流强度应为:
本次设计取堰长
验算，符合要求
（2）溢流堰高度
由 与 査液体收缩系数图，得E=1
依式
得 ,满足要求
取板上清液层高度
则
（3）弓形降液管宽度和降液管面积
由，査弓形降液管参数图得 ，
则
降液管的截面积应保证溢流液中夹带的气泡得以分离,液体在降液管内的停留时间一般等于或大于3-5秒，对低发泡系统可取低值,对高发泡系统及高压操作的塔，停留时间应加长些。
验算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即
,符合要求.
(4)降液管底隙高度
降液管底隙高度即降液管下端与塔板间的距离,以表示.为保证良好的液封，又不一致使液流阻力太大，一般取为:
也可按下式计算：
式中：为通过降液管底隙的流速，一般，不宜超过，不宜小于，以免引起堵塞.
取液体通过降液管底隙的流速，计算降液管底隙高度，即：
，符合要求。
2塔板布置
溢流区——降液管及受液盘所占的区域为溢流区.
安定区—-开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区,其作用为使自降液管流出液体在塔板上均布并防止液体夹带大量泡沫进入降液管，其宽度可参考下列经验值选定：
时,
时，
直径小于1的塔可适当减小，在设计中选=0。06m，边缘区宽度
开孔区面积计算,得;
3浮阀数与开孔率
1。阀孔孔径
孔径由所选定浮阀的型号决定。型（即V—1型)浮阀使用得很普遍，已定为部颁标准。型浮阀的孔径为39，故
2。浮阀数目的确定
为确定浮阀数,先要求操作时阀孔气速。
对塔板效率、塔板压降及生产能力作综合考虑后，一般希望浮阀在刚刚全开时操作。浮阀全开时的阀孔气速称为阀孔临界气速。工业试验结果表明:浮阀临界动能因数一般为:
，由此关系可决定.
式中:-气相密度,
取=10,得通常，阀孔临界气速是操作中最适宜的阀孔速度。
浮阀数可根据上升蒸汽量，阀孔气速和孔径用下式算出:
=51个
依式计算塔板上开孔区的开孔率,即
阀孔的排列应使绝大部分液体内部有汽（气)泡透过，一般按三角形排列。在三角形排列中又有顺排和叉排两种方式，采用叉排时,相邻阀孔中吹出的气流搅动液层的作用较顺排显著，鼓泡均匀,故一般采用叉排并且本设计中采用叉排。故作等腰三角形三叉排列，塔板厚度=3mm
叉排高度h=,取h=0.07m
七、塔板的流体力学验算
1气体通过干板的压降
依式
干板压降相当的液柱高度，计算如下
临界孔速 =
顾应该在浮阀全开下计算干板压降
气体通过板上液层压降相当的液柱高度,计算如下：
=0。0563m
气体通过每层塔板的压降为:
符合要求。
2雾沫夹带量的验算
板上液流长度
根据及查化工原理下册泛点系数负荷表得
，K=1
泛点率==42。3%
其中=0.5-2×0.045=0。41㎡
通常,用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值为估算雾沫夹带量的指标，此比值称为泛点百分数，或称泛点率。
在下列泛点率数值范围内,一般可保证雾沫夹带量达到规定指标.
即
大塔 泛点率〈80%
直径0。9以下塔 泛点率<70％
减压塔 泛点率〈75％
泛点率＜70％故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
3液泛的验算
为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内必须维持一定高度的液柱。降液管内的清液及高度用来克服相邻两层塔板间的压强降、板上液层阻力和液体流过降液管的阻力.
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高应服从如下关系：
依式计算，即
苯-苯乙烯物系属一般物系，取,则
故,在设计负荷下不会发生泛液。
根据以上塔板的各项流体力学的验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。 4漏液的验算
对浮阀塔，漏液点气速计算：
稳定性系数
故在本设计中不会产生过量漏液。
八、塔板负荷性能图
1漏液线
漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降.
2过量雾沫夹带线
令泛点率F=0。8，则
整理得
3液相负荷下限线
液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。 对于平直堰,取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。
取E=1，则
整理得
4液相负荷上限线
该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线,表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。
以作为液体在浆液管中停留时间的下限，
5液泛线
若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象,使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算.为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板,降液管内须维持一定的液层高度.
降液管发生液泛的条件为
近似取，，由式
化简得
其中
将，,以及以上式代入,并整理得：
根据以上方程做出塔的负荷性能图：
由图可看出,该塔的生产能力是由过量雾沫夹带控制的，下限为漏液控制.
在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线.操作线OA与负荷性能图交点的气相负荷与之比，称为操作弹性。
故操作弹性为 ，在3—4范围内。
九附属设备的设计
1接管尺寸
接管尺寸由管内蒸气速度及体积、流量决定。
取u=5.95m/s,
塔顶蒸气出口管径 =0.28m
根据工艺标准,将其圆整到D=0.50m。选取规格的热轧无缝钢管.
2回流管尺寸
取u=1.0m/s，
根据工艺标准，将其圆整到D=0。05m。,选取规格的热轧无缝钢管。
3塔底进气管尺寸
塔底进气管 直管进气 u=5。95m/s， =0.28m
根据工艺标准,将其圆整到D=0。30m。选取规格的热轧无缝钢管。
4加料管尺寸
取u=1.0m/s，
根据工艺标准，将其圆整到D=0。05m，选取规格的热轧无缝钢管。
5料液排出管尺寸
取u=0.6m/s，
m
根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m。选取规格的热轧无缝钢管。
第三部分 设计结果汇总
一、设计结果一览表
序号
项目
符号
单位
计算结果

精馏段
提馏段
1
平均温度

℃
105。05
137。6
2
平均压力

109.525
116。175
3
平均流量
气相
V

45。07
41。26
4
液相
L

32.54
63。66
5
实际塔板数
N
块
12
7
6
塔的有效高度
Z
m
4。95
2。7
7
塔径

mm
800
800
8
板间距

mm
450
450
9
降液管形式

单溢流弓形降液管
单溢流弓形降液管
10
空塔气速
u
m/s
1。0
1.0
11
溢流装置
溢流管形式

单流型
单流型
12
溢流堰长度

m
0.56
0.56
13
溢流堰高度

m
0.0404
0。0404
14
板上液层高度

m
0.05
0。05
15
堰上液层高度

m
0。0096
0.0096
16
安定区宽度

m
0.06
0.06
17
开孔区到塔壁距离

m
0。04
0.04
18
开孔区面积

0。296
0。296
19
阀孔直径

mm
39
39
20
浮阀或筛孔个数
n
个
51
51
21
阀孔或筛孔气速

m/s
5.95
5。95
22
开孔率

％
12。12
12.12
23
孔心距

mm
75
75
24
排间距
h
mm
70
70
25
塔板压降

kPa
0.44
0.44
26
液相负荷上限

0.0041
0。0041
27
液相负荷下限

0。000476
0。000476
28
气相负荷下限

0.181
0。181
29
操作弹性

3。93
3.93
二、工艺流程图
精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中,热能利用率很低,为此,在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。
原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内.操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品(釜残液)，再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却，并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽.产品槽和相应的泵，有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）,以测量物流的各项参数。
塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器,以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面、合理的兼顾设备、操作费用、操作控制及安全因素。
三、设计总结
经过两个星期的学习和研究，本次课程设计已经接近尾声。作为一个本科生,由于我个人经验的相对匮乏，难免有许多设计不周的地方,如果没有老师的督促指导，以及同学们的大力帮助，想要完成这个设计是很困难的。
在此我首先要特别感谢李梅老师，她的指导和教授使得我的设计工作得以圆满完成。在这次设计中,老师的指导让我找到了一些解决难题的方法，对书本要有一个理解的深度，而不是单纯的看表面,必须将自己学过的知识前后贯穿、联系起来进行思考。
其次我要感谢在我的设计过程中给予我帮助的同学。在设计过程中我们团结进取，勤奋工作，认真思考，克服了许多困难最终都圆满完成了各自的设计，我也感受到了集体的温暖和力量.感谢他们能够耐心帮助我分析、解答,包括最后教会我怎样安装公式编辑器并熟练的应用它，office软件中我不懂得应用等。如果没有大家的共同努力，光凭我一个人的努力,我也很难按时完成设计。
通过此次设计,我增长了不少实际的知识，也在大脑中确立了一个关于化工生产的轮廓。设计中需要的许多知识都需要我们查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大的拓宽了我们的知识面，学习到了书本上学不到的东西，这无疑是十分重要的,因为除了理性认识还应具有一定的感性认识。更重要的是通过这种解决设计性的课题，锻炼了我的逻辑思维能力，理论结合实际能力，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的用。
参考文献
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