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1、精品学习资源浮阀精馏塔工艺设计任务书1. 工艺要求与数据1）料液为苯甲苯混合液，含苯40 %质量分数）2） XD=94 %X W=3 %质量分数）3）年生产才能： 7 万吨进料）2. 设计条件1）连续常压操作、中间加料、泡点回流2）泡点进料3）年生产时间 330 天4）塔釜用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力300kPa5）设塔顶冷凝用水进口温度为 253. 设计内容（1） 精馏流程设计及论证（2） 工艺运算（3） 塔盘设计 精馏段、提馏段各选一块）（4） 精馏段、提馏段流体力学条件校核（5） 主要帮助设备的选型 再沸器、冷凝器）（6） 掌握系统、节能措施、工艺调整、故障处理、废液处理的方案4. 设计
2、成果（1） 设计说明书 含评判与体会）（2） 设计图纸 画在设计说明书中：流程图、 t-x-y图、作图法求理论塔板数、负荷性能图 2 张）、画在图纸上：塔盘布置图 1 张、浮阀塔工艺条件图 1 张）欢迎下载精品学习资源化工原理课程设计苯- 甲苯浮阀塔精馏班级：_姓名：_专业：_欢迎下载精品学习资源目录绪 论3第一章 设计方案的挑选和论证1、设计流程52、设计要求63、设计思路64、相关符号说明7其次章 塔的工艺运算1、基础物性数据92、塔的工艺运算103、逐板运算法求理论板数运算114、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的运算125、精馏塔的工艺尺寸的运算166、塔板流体力学校核237、塔板负荷性
3、能图278、设计结果一览表319、帮助设备的选型3310、塔附件设计运算 34第三章 安全与环保1、安全留意事项382、环境爱护39第四章 设计过程的评述和争论1、回流比的挑选392、塔高和塔径403、进料状况的影响404、热量衡算和节能405、精馏塔的操作和调剂41终止语 42参考文献 43欢迎下载精品学习资源绪论塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设 备；依据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔；板式塔内设置肯定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程；填料塔内装有肯定高度的填料层，液体自塔顶沿填料
4、表面下流，气体逆流向上 也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程；工业上对塔设备的主要要求是： 1）生产才能大； 2）传热、传质效率高； 3）气流的摩擦阻力小； 4）操作稳固，适应性强， 操作弹性大； 5）结构简洁，材料耗用量少； 6）制造安装简洁， 操作修理便利；此外，仍要求不易堵塞、耐腐蚀等；板式塔大致可分为两类：1）有降液管的塔板，如泡罩、浮 阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S 型、多降液管塔板； 2）无降液管的塔板，如穿流式筛板栅板）、穿流式波纹板等；工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板 等；浮阀塔广泛用于精馏、吸取
5、和解吸等过程；其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳固的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触；浮阀可依据气体流量的大小而上下浮动，自行调剂；浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F 1 型V1 型）、 V4 型、十字架型、和 A 型，其中 F1 型浮阀结构较简洁、节约材料，制造便利，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准 ，操作弹性为4.5 ；通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范畴内；塔的附属设备中，全部管线均采纳无缝钢管；再沸器采纳卧式浮头式换热器；用加热蒸汽压力300kPa 加热，用 15循水作冷凝剂；饱和蒸汽
6、走管程，釜液走壳程；由于时间仓促，再加上水平有限，书中难免有不妥之处，恳请老师批判指正；编者2021/4/20欢迎下载精品学习资源第一章 设计方案的挑选和论证1、设计流程本设计任务为分别苯、甲苯混合物；对于二元混合物的分别， 采纳连续精馏流程；设计中采纳泡点进料，将原料液通过预热器加 热至泡点后送入精馏塔内；塔顶上升蒸气采纳全凝器冷凝，冷凝液 在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储 罐；该物系属易分别物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小 回流比的 1.7倍；塔釜采纳间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐；2、设计要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，
7、 节约能源和成本，少量的污染；精馏塔对塔设备的要求大致如下： 生产才能大，即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等欢迎下载精品学习资源不正常流动；效率高，气液两相在塔内保持充分的亲密接触，具有较高的塔板效率或传质效率；流体阻力小，流体通过塔设备时阻力降小，可以节约动力费用，在 减 压 操 作 是 时 ， 易 于 达 到 所 要 求 的 真 空 度 ；有肯定的操作弹性，当气液相流率有肯定波动时，两相均能维护正 常 的 流 动 ， 而 且 不 会 使 效 率 发 生 较 大 的 变 化 ；结 构 简 单 ， 造 价 低 ， 安 装 检 修 方 便 ；能满意某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等
8、本次试验我们依据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数；3、设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分别， 简洁蒸馏和平稳蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分别，是精馏塔的基本原理；实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备；蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔；蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分别的；热量自塔釜输入，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，有时后可以考虑将余热再利 用，在此就不表达；要保持
9、塔的稳固性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采纳高位槽；塔顶冷凝器可采纳全凝器、分凝器 - 全能器连种不同的设置；在这里预备用全凝器，由于可以精确的掌握回流比；此次设计是在常压下操作； 由于这次设计采纳间接加热，所以需要再沸器；回流比是精馏操作的重要工艺条件；挑选的原就是使设备和操作费用之和最低；在设计时要依据实际需要选定回流比；塔板工艺运算7 / 44欢迎下载精品学习资源流体力学验算塔负荷性能图冷凝器与再沸器的选型塔附属设备运算图 1-2设计思路流程图本设计采纳连续精馏操作方式、常压操作、泡点进料、间接蒸汽加热、选 R=1.7Rmin、塔顶选用全凝器、选用浮阀塔；在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板
10、是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上进展起来的，它吸取了两者的优点，其突出优点是可以依据气体的流量自行调剂开度，这样就可以防止过多的漏液；另外仍具有结构简洁，造价低，制造便利，塔板开孔率大，生产才能大等优点；浮阀塔始终成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合 金 ；近年来所争论开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流淌接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率；从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作抱负物系；而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调剂，因而在较宽的气体负荷范畴内，均能保持稳固操作；气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾
11、沫夹带量少，液面落差也较小；4、相关符号说明Aa塔板开孔区面积 ,m2；Af降液管截面积 ,m2；欢迎下载精品学习资源A0筛孔总面积 ,m2；AT塔截面积 ,m2；c0流量系数 , 无因次；CS气相负荷因子 ,m/s ；Cd运算 umax时的负荷系数 ,m/s填料直径 ,md0筛孔直径 ,m；D塔径,m；ev液体夹带量 ,kg 液） /kg ；g重力加速度 ,9.81m/s2 ；h填料层分段高度 ,m； h1进口堰与降液管间的水平距离,m； hc 与干板压降相当的液柱高度,m 液柱；hd与液体流过降液管的压降相当的液柱；hf 塔板上鼓泡层高度 ,m；h1与板上液层阻力相当的液柱高度 ,m； h
12、L 板上清液层高度 ,m； h0降液管的底隙高度 ,m；hOW堰上液层高度 ,m； hW出口堰高度 ,m；h,W进口堰高度 ,m； h与阻力表面张力的压降相当的液柱高度；H板式塔高度 ,m； Hd降液管内清液层高度 ,m；HD塔顶空间高度 ,m； HF进料板处塔板间距 ,m；HP人孔处塔板间距 ,m； HT塔板间距 ,m；LW堰长,m；Lh 液体体积流量 ,m3/h ；Ls液体体积流量 ,m3/s ；NT理论板层数；P操作压力 ,Pa； P压力降 ,Pa ； PP 气体通过每层筛板的降压,Pa；t 筛孔的中心距 ,m；u空塔气速 ,m/s ； u0气体通过筛孔的速度 ,m/s ；u0, min
13、漏液点气速 ,m/s ； u 0 液体通过降液管底隙的速度 ,m/s ； Vh 气体体积流量 ,m3/h ； Vs气体体积流量 ,m3/s ；Ls液体质量流量 ,kg/s ； vs气体质量流量 ,kg/s ；Wc边缘无效区宽度 ,m； Wd弓形降液管宽度 ,m；Ws泡沫区宽度 ,m； x液相摩尔分数；X液相摩尔比；欢迎下载精品学习资源y气相摩尔分数；Y气相摩尔分比； Z板式塔的有效高度 ,m；uF 泛点气速 ,m/s ； 下标max最大的；min最小的；L液相的；V 气相的 液体在降液管内停留时间,s ；粘度, mPa s；开孔率或孔流系数，无因次； 表面张力 ,N/m；密度 ,kg/m3 ；
14、其次章 塔板的工艺设计1、基础物性数据表 1-1苯、甲苯的粘度温度020406080100120苯 mPa s0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯 mPa s0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228表 1-2苯、甲苯的密度020406080100120-877.4857.3836.6815.0792.5767.9885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.00表 1-320苯、甲苯的表面张力40608010012031.6028.8026.2523.7421.2718.8516.4930.8928.5426.222
15、3.9421.6919.4917.34温度 苯kg / m3甲苯 kg / m3温度苯 mN / m甲苯 mN / m表 1-4苯、甲苯的摩尔定比热容温度050100150欢迎下载精品学习资源苯 kJ/ kmol k72.789.7104.8118.1欢迎下载精品学习资源甲苯 kJ / kmol k93.3113.3131.0146.6欢迎下载精品学习资源表 1-5苯、甲苯的汽化潜热温度20406080100120kJ / kg431.1420.0407.7394.1379.3363.2kJ / kg412.7402.1391.0379.4367.1354.2苯甲苯欢迎下载精品学习资源2、塔的
16、工艺运算物料衡算：含苯 40 XD=94 %XW=3 % D=0.94978.11+0.051 92.13=78.83kg/kmol W=0.0353 78.11+0.9647 92.13=91.64kg/kmol物料衡算生产时间按 330 天/ 年7107F=102.82kg/h欢迎下载精品学习资源33024 / 85.960.4047欢迎下载精品学习资源D而 =Fx F =x wxWx D0.44= 0.9490.03530.03530.9137=0.443欢迎下载精品学习资源D=102.82 0.443=45.55kmol/hW=57.27kmol/h依据最少回流比运算式 yq=0.65
17、8xq=0.440欢迎下载精品学习资源xDyqR0.9490.6581.33欢迎下载精品学习资源依据min工艺y条件x 满意0.658R=01.4.74R0min =1.7 1.33=2.26qq故精馏段操作线方程式为欢迎下载精品学习资源yxRx Dn 1R1R12.26xn3.260.9493.260.69 x n0.29欢迎下载精品学习资源已知操作条件下，苯 - 甲苯混合液的平均相对挥发度a=2.47欢迎下载精品学习资源y= 1axa1 x2.47x 11.47 x欢迎下载精品学习资源对于饱和液体进料 q=1, 原料液进入加料板后全部进入提馏段；即： L=L+qF= L+F=RD+F=2.
18、26 45.55+102.82=205.763kmol/h欢迎下载精品学习资源ym 1LqFxmWxw1.39xm0.0136欢迎下载精品学习资源LqFWLqFW3、逐板运算法求理论板数的运算欢迎下载精品学习资源由于采纳全凝器泡点回流故y1xD0.949欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源代入相平稳方程求出x1 ，y2.47x11.47 x0.949所以 x10.883欢迎下载精品学习资源1y20 .69 x10 .290.8993，所以代入相平稳方程求出x2 =0.7833欢迎下载精品学习资源y30.69x20.290.8305 ，所以代入相平稳方程求出x3 =0.6648欢迎下载精品学
19、习资源同理可得：欢迎下载精品学习资源y40.7487y50.6672y60.5991相平稳相平稳相平稳x40.5467x50.4480x60.3770xF 0.44欢迎下载精品学习资源故第六层为加料板；提馏段：欢迎下载精品学习资源y71.39x60.01360.51043代于相平稳方程可得：x70.2968欢迎下载精品学习资源同理：欢迎下载精品学习资源y80.399相平稳x80.0.2118欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源y9 y10 y11 y120.28080.17610.097100.04439相平稳相平稳相平稳相平稳x9 x10x11x120.13650.079640.0417
20、20.01846xW（0.0353）欢迎下载精品学习资源通过上述运算可得出：有 5 层精馏段， 7 层提馏段 操作压力的运算欢迎下载精品学习资源塔顶的操作压力PD101.34105.3KPa欢迎下载精品学习资源每层塔板的压降进料板压力P0.7 KPaPF105.30.710112.3KPa欢迎下载精品学习资源精馏段平均压力Pm105.3112.3 / 2108.8KPa欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源塔底压力pw105 .3220.7120 .7kpa欢迎下载精品学习资源提馏段pwp Dpm2116 .5kpa欢迎下载精品学习资源F 平均摩尔质量tDt F2M87.98提馏段温度t F
21、tWt提2101.875欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源塔顶 xDy10.949 x10.883欢迎下载精品学习资源M V . D =0.949 78.11+1-0.94992.13=78.83 kg/kmolM L. D =0.883 78.11+1-0.883 92.13=79.95 kg/kmol欢迎下载精品学习资源进料板： yF0.5991x F0.3770欢迎下载精品学习资源M V . F =0.5991 78.11+1-0.5991 92.13=83.73 kg/kmolM L. F =0.3770 78.11+1-0.3770 92.13=86.85 kg/kmol欢迎下
22、载精品学习资源塔 底： xw0.01846 yw0.4439欢迎下载精品学习资源M V . w =0.4439 78.11+1-0.4439 92.13=85.90 kg/kmolM L. w =0.01846 78.11+1-0.0184692.13=91.86 kg/kmol欢迎下载精品学习资源M L .精 =86.8579.752=83.3 kg/kmol欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源M L .精 =85.983.732=81.28 kg/kmol欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源M L .提 =86.8591.862=83.3 kg/kmol欢迎下载精品学习资源欢迎下载
23、精品学习资源M v. 提 =85.983.732=84.82 kg/kmol欢迎下载精品学习资源4 平均密度运算 气相平均密度运算由抱负气体状态方程式运算，即欢迎下载精品学习资源V；精pm M v.精108.881.282.95Kg / m3欢迎下载精品学习资源RTm8.31487.98273欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源pm M V；提116.584.823.17Kg / m3欢迎下载精品学习资源V；提RTm8.314101.8273欢迎下载精品学习资源 液相平均密度运算欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源液相平均密度运算依下式运算，即： 塔顶液相平均密度的运算1a Aa BL
24、mLALB欢迎下载精品学习资源由 t D82.74C ，查液体在不同温度下的密度表得：欢迎下载精品学习资源33A811.9Kg / mB807.3Kg / m欢迎下载精品学习资源1LDm0.94811.90.06807.3LDm810.2Kg / m3欢迎下载精品学习资源进料板液相平均密度的运算欢迎下载精品学习资源由 t F93.21C ，查液体在不同温度下的密度表得欢迎下载精品学习资源AB800.1Kg / m3797Kg / m3欢迎下载精品学习资源0.377a A78.110.339欢迎下载精品学习资源0.37778.1110.37792.13欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源1L
25、Fm0.339800.11 - 0.339797LDm800.4Kg / m3欢迎下载精品学习资源精馏段的平均密度为欢迎下载精品学习资源Lm810.2800.4 / 2805.3Kg / m3欢迎下载精品学习资源塔底液相平均密度的运算欢迎下载精品学习资源由tw110.54 C，查液体在不同温度下的密度表得欢迎下载精品学习资源AB779.5Kg / m3779.6Kg / m3欢迎下载精品学习资源a0.0184678.110.015欢迎下载精品学习资源A0.01846 78.1110.0184692.13欢迎下载精品学习资源1Lwm0.0157779.510.0157779.6Lwm779.7K
26、g / m3欢迎下载精品学习资源提馏段的平均密度欢迎下载精品学习资源Lm779.7800.4 / 2790.1Kg / m3欢迎下载精品学习资源5 液体平均表面张力的运算15 / 44nLmxii欢迎下载精品学习资源i 1欢迎下载精品学习资源液相平均表面张力依下式运算，即塔顶液相平均表面张力的运算欢迎下载精品学习资源由 t D82.74C ，查液体表面张力共线图得欢迎下载精品学习资源A20.89mN / mB21.39mN / m欢迎下载精品学习资源LDm0.94920.8910.94921.3920.43mN / m欢迎下载精品学习资源进料板液相平均表面张力的运算欢迎下载精品学习资源由 t
27、F93.21C ，查液体表面张力共线图得：欢迎下载精品学习资源A19.44mN / mB20.24mN / m欢迎下载精品学习资源LFm0.37719.4410.37720.2419.94mN / m欢迎下载精品学习资源塔底液相平均表面张力的运算欢迎下载精品学习资源由 t D110.54 C，查液体表面张力共线图得：欢迎下载精品学习资源A17.44mN / mB18.36mN / m欢迎下载精品学习资源LDm0.0184617.4410.0184618.3618.34mN / m欢迎下载精品学习资源精馏段平均表面张力欢迎下载精品学习资源Lm20.9119.94 / 220.43mN / m欢迎
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29、a s欢迎下载精品学习资源LFm0.3770.2730.6230.2800.277mpas欢迎下载精品学习资源精馏段液相平均黏度欢迎下载精品学习资源Lm 0.3020.277 / 20.29mPa s欢迎下载精品学习资源精馏段液相平均黏度的运算欢迎下载精品学习资源由 tw110.54C ，查气体黏度共线图得：欢迎下载精品学习资源A0.234Pa sB0.245mPa s欢迎下载精品学习资源LFm0.018460.2340.981540.2450.244mpas欢迎下载精品学习资源提馏段液相平均黏度欢迎下载精品学习资源Lm0.2440.277 / 20.261mPa s欢迎下载精品学习资源5、精
30、馏塔工艺尺寸的运算1）塔径的运算精馏段气液相体积流率欢迎下载精品学习资源VR1 D2.26145.55148.49kmol/ h欢迎下载精品学习资源精馏段的气、液相体积流率欢迎下载精品学习资源VVM VmS81.28148.491.14m3 / s欢迎下载精品学习资源3600Vm36002.95欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源LRD2.2645.55102.94kmol/ h欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源LM LmLS3600Lm102.94360083.3805.30.0030 m3 / s欢迎下载精品学习资源提馏段的气、液相体积流率欢迎下载精品学习资源V V148.49kmol / h欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源VVM VmS84.82148.491.10m3 / s欢迎下载精品学习资源3600Vm36003.17欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源L,LF102.94102.84205.76 kmol / h欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源L,LM Lms3600Lm205.96360089.36790.10.0060m3 / s欢迎下载精品学习资源2）塔板工艺尺寸运算欢迎下载精品学习资源塔径空塔气速 u精馏段安