苯-甲苯浮阀塔的设计

化工原理课程设计题目苯-甲苯连续精馏塔的设计姓名韩树伟学号200907120211年级2009级02班专业化学工程与工艺系（院）化学化工学院指导教师张杰2012年5月目录目录 (1)一．前言 (2)1.1概述 (3)1.2设计任务及要求 (3)1.3设计方案 (4)二．塔的工艺计算 (4)2.1物料衡算 (4)2.2理论板数的确定 (5)2.3塔径及塔高的确定 (8)2.3.1操作参数及物性参数的确定 (8)(1) 压强 (8)(2)平均温度 (8)(3)平均分子量 (8)(4)平均密度 (9)(5)表面张力 (10)(6)液体黏度 (10)(7)气液负荷计算 (11)2.3.2塔板工艺尺寸计算 (11)(1)塔径 (11)（2）塔的有效高度 (12)(3)溢流装置计算 (12)(4)塔板布置与浮阀数目及排列 (15)2.3.3塔板流体动力学验算 (17)精馏段计算 (17)提馏段计算 (18)2.3.4塔板的负荷性能图 (20)(1)雾沫夹带线 (20)(2)液泛线 (21)（3）液体负荷上限线 (22)(4)漏夜线 (22)(5) 液相负荷下限线 (22)三．设计结果一览表 (24)四.个人总结及对本设计的评述 (26)五.参考文献 (26)六．附图 (27)一．前言化工原理课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。

通过化工原理课程设计，要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。

通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。

同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。

1.1概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。

根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。

板式塔内设置一定数目的塔板，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。

填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，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）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。

此外，还要求不易堵塞、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、吸收和解吸等过程。

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定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。

浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。

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（V－1型）、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，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（JB－1118－81）。

其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。

一般多采用重阀，因其操作稳定性好。

浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单1.2 设计任务及要求（一）设计题目苯-甲苯连续精馏塔的设计（二）计任务及操作条件1) 进精馏塔的料液含苯36%（质量分数，下同），其余为甲苯；2) 产品的苯含量不得低于93%；3) 残液中苯含量不得高于0.8%；4) 每年实际生产时间：7100小时/年，处理量：28500吨/年；5) 操作条件a) 塔顶压力： 4 kPa(表压) b) 进料热状态：饱和液体进料 (或自选) c) 回流比： R=1.85Rmin d) 加热方式：间接蒸汽 e) 单板压降：≤0.7kPa （三）板类型浮阀塔（F1型）（四）厂址临沂地区（五）设计内容1、设计说明书的内容1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数的确定；3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5) 塔板主要工艺尺寸的计算；6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图；8) 精馏塔接管尺寸计算；9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。

2、设计图纸要求绘制生产工艺流程图（选作）；1.3 设计方案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，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：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，起泡性等本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。

二．塔的工艺计算2.1物料衡算(1)原料液及塔顶、塔底摩尔分率苯:M A=78.11kg/kmol 甲苯:M B=92.14kg/kmol进料液中轻组分质量分数为41％的摩尔分率X F=0.36/0.36/78.110.399 0.36/(10.36)/0.36/78.110.64/92.14AA BMM M==+-+X D=0.93/0.93/78.110.940 0.93/(10.93)/0.93/78.110.07/92.14AA BMM M==+-+X W=0.008/0.08/78.110.009 0.08/(10.08)/0.08/78.110.992/92.14AA BMM M==+-+(2)原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液:M F =x F M A +(1-x F )M B =0.399×78.11+(1-0.399)×92.14=86.54kg/kmol 塔顶: M D =x D M A +(1-x D )M B =0.940×78.11+(1-0.940)×92.14=78.95kg/kmol 塔 底: M W =x W M A +(1-x W )M B =0.009×78.11+(1-0.009)×92.14=92.01kg/kmol (3)物料衡算 原料液处理量F= 2850000046.38/710086.54kmol h==⨯总物料衡算 F=D+W 轻组分物料衡算 Fx F =Dx D +Wx w 46.38=D+W 46.38×0.399=0.940D+0.009W ∴ D=19.40kmol/h W=26.96kmol/h2.2理论板数的确定所谓理论板就是离开某块塔板的气液两相互成平衡,且塔板上的液相组成也是均匀的。

精馏塔的理论板数可通过”逐板计算法”或”图解法”求得 最小回流比 最小回流比: min 1.119D eq x y R y xe-==-由吉利兰图解，将min R 优化，如下图：取拐点有R=1.85Rmin=1.85×1.119=2.07 为最优回流比在（1.2~2min R ）之间，符合要求。

(3) 逐板计算法求理论板数 精馏段操作线方程: 10.670.30611D n n n x Ry x x R R +=+=+++ 相平衡方程: 2.471(1)1 1.47x xy x xαα==+-+ 提馏段操作线方程：1000.450.004m m w m W Wy x x x V V +=-=-由x7=0.387<0.399,故第总理论板为14块（包括再沸器），进料为第7块。

(4)全塔效率由t-x-y 图可查得t D =82.26℃,t W =108.82℃,t F =97.1℃ 全塔平均温度82.26108.8295.5422D W t t t ++===℃ 全塔平均温度t =95.54℃下苯、甲苯黏度如下表3-2 组分苯(A) 甲苯(B) 黏度\.mpa s 0.2450.0.273μm =x F μ苯+（1-x F ）μ甲苯=0.45*0.245+0.55*0.273 =0.2604.mpa s全塔效率:0.2450.24510.49()0.4955%(2.470.21604)T L E αμ-==⨯≈⨯（5）精馏段实际板数6110.55T T N N E ===精块 提馏段实际板数7130.55T T N N E ===提块 2.3塔径及塔高的确定2.3.1操作参数及物性参数的确定(1) 压强操作压强 P D =4+101.3=105.3kPa进料板压强P F =P D +N 精×0.7=105.3+11×0.7=113kPa 塔釜压强降P w =P F +N 提×0.7=105.3+25×0.7=122.8kPa 精馏段平均操作压强2D Fm P P P +=精=109.15kPa 提馏段平均操作压强2F W m P PP +=精=117.90kPa(2)平均温度精馏段平均温度89.682D Fm t t t +==精℃ 提馏段平均温度102.962W F m t t t +==提℃(3)平均分子量由x F =0.387,查t-x-y 图知:y F =0.609 进料板气相平均摩尔分子量M VmF =y F M A +(1-y F )M B =0.609*78.11+0.391*92.14=83.60kg/Kmol进料板液相平均摩尔分子量M LmF =x F M A +(1-x F )M B =0.387*78.11+0.613*92.14=86.71kg/Kmol由x W =0.035,查t-x-Y 图得y W =0.082 塔底气相平均摩尔分子量M VmW =y w M A +(1-y w )M B =0.082*78.11+0.918*92.14=90.98kg/Kmol塔底液相平均摩尔分子量M LmW =x w M A +(1-x w )M B =0.035*78.11+0.965*92.14=91.51kg/Kmol 由 x D =0.94查 t-x-y 图得y D =0.80 塔顶气相平均摩尔分子量M VmD =y D M A +(1-y D )M B =0.94*78.11+0.06*92.14=78.95kg/Kmol 塔顶液相平均摩尔分子量M LmD =y D M A +(1-y D )M B =0.80*78.11+0.2*92.14=80.80kg/Kmol精馏段气相平均摩尔分子量81.08k /k 2VmD VmFVm M M M g mol +==精提馏段气相平均摩尔分子量86.875/2VmW VmFVm M M M kg Kmol +==提精馏段液相平均摩尔分子量83.39/2LmD LmFLm M M M Kg Kmol +==精提馏段液相平均摩尔分子量88.745/2LmW LmFLm M M M Kg Kmol +==提(4)平均密度由塔顶温度t D =82.26℃时,查苯-甲苯密度于表3-3 表3-3 塔顶苯-甲苯密度 组分 苯(A) 甲苯(B) 密度ρ\Kg/m 3810807.4由塔底温度t W =108.82℃时,查苯-甲苯密度于表3-4 表3-4 塔底苯-甲苯密度 组分 苯(A) 甲苯(B) 密度ρ\Kg/m 3780784由进料温度t F =97.1℃时,查苯-甲苯密度于表3-5 表3-5 进料苯-甲苯密度组分 苯(A)甲苯(B) 密度ρ\Kg/m 3794792塔底液相平均密度1ABLmWABa a ρρρ=+3791.63/LmW kg m ρ=进料液相平均密度31797.28/ABLmF LmFABa a kg m ρρρρ=+⇒= 塔顶液相平均密度31809.776/ABLmD LmDA Ba a kg m ρρρρ=+⇒=提镏段液相平均密度3789.455/2LmF LmW Lm kg m ρρρ+==提精馏段液相平均密度3798.528/2LmFLmDLm kg m ρρρ+==精提馏段气相平均密度33.266/m Vm Vm P M kg m RTρ==提提提精馏段气相平均密度32.928/m Vm Vm P M Kg m RTρ==精精精(5)表面张力由塔顶温度t=82.26℃时,查苯-甲苯表面张力于表3-6 组分 苯(A) 甲苯(B) 表面张力\/mN m σ21.2521.50表3-6 塔顶苯-甲苯表面张力由塔底温度t=108.82℃时,查苯-甲苯表面张力于表3-7 表3-7 塔底苯-甲苯表面张力 组分 苯(A) 甲苯(B) 表面张力\/mN m 17.7518.33由进料温度 t=97.1℃时,查苯-甲苯表面张力于表3-8 表3-8 进料苯-甲苯表面张力 组分 苯(A) 甲苯(B) 表面张力\/mN m σ19.0819.40进料板表面张力0.38719.080.61319.4019.28/mF mN m σ=⨯+⨯= 塔顶表面张力0.9421.250.0621.5621.272/mD mN m σ=⨯+⨯= 塔底表面张力0.00817.750.99218.3318.33/mW mN m σ=⨯+⨯= 提镏段表面张力平均值18.79/2mF mWm mN m σσσ+==提精镏段表面张力平均值20.668/2mF mDm mN m σσσ+==精(6)液体黏度由塔顶温度t=82.26℃时,查苯-甲苯黏度于表3-9 表3-9 塔顶苯-甲苯黏度 组分 苯(A) 甲苯(B) 黏度\cP μ0.290.319由塔底温度t=108.82℃时,查苯-甲苯黏度于表 3-10 表 3-10 塔底苯-甲苯黏度 组分 苯(A) 甲苯(B) 黏度\cP μ0.2190.249由进料温度t=97.1℃时,查苯-甲苯黏度于表 3-11 表 3-11 进料苯-甲苯黏度 组分 苯(A)甲苯(B)黏度\cP μ 0.250 0.275用公式lg lg LM i i x μμ=∑得： 进料处平均黏度0.264mF cP μ=塔顶处平均黏度0.292mD cP μ= 塔底处平均黏度0.248mW cP μ= 提馏段液体黏度平均值1()0.2562mF mW m cP μμμ=+=提 精镏段液体黏度平均值1()0.2782mF mD m cP μμμ=+=精(7)气液负荷计算(1)59.56/V R D Kmol h =+=40.16/L RD Kmol h =='(1)59.56/V V q F Kmol h =--='86.54/L L qF Kmol h =+=精馏段359.5681.050.458/36003600 2.925Vm S vm V M V m sρ⨯⨯===⨯340.1683.010.0011/36003600805.67Lm Lm LM Ls m s ρ⨯===⨯提馏段''30.412/3600Vm Vm V M Vs m s ρ==提提''30.0027/3600Lm Lm LM Ls m s ρ==提提2.3.2塔板工艺尺寸计算(1)塔径空塔气速max ()u u =⨯安全系数max u =精馏段maxu =取板间距H T =0.4m,取上板液层高度h L =0.06m ，则图中参数值为0.40.060.34T L H h m -=-= 根据以上数据,由史密斯关联图查得200.075C =因物系表面张力20.668/m mN m σ=精，故0.220()0.075520m C C σ==精max u =/m s 取安全系数为0.8,则空塔气速为0.8 1.254 1.003/u m s =⨯=塔径0.9521D m m ==≈提馏段max u =取板间距H T =0.4m,取上板液层高度h L =0.06m ，图中参数值0.40.060.34T L H h m -=-= 根据以上数据,由史密斯关联图查得200.066C = 因物系表面张力18.79/m mN m σ=提,故0.220()0.065220C C σ==则maxu =/m s取安全系数为0.8,则空塔气速为0.8*1.0120.847/u m s ==塔径 1.0331D m m ==≈因提馏段塔径大于精馏段塔径，故以提馏段为基准，按标准塔径圆整D=1m 则塔截面积223.140.78544T A D m π===空塔气速'0.6780.864/0.785S T V u m s A ===（2）塔的有效高度Z 精=（N 精-1）*H T =10*0.4=4.0m Z 提=（Z 提-1）*H T =12*0.4=4.8m在进料板上方开一人孔，高度为0.8m ，故精馏塔的有效高度为 Z=4.0+4.8+0.8=9.6m(3)溢流装置计算选用单溢六弓型管降液管，不设进口堰精馏段计算如下；①堰长l w =（0.6~0.8）D 取堰长l w =0.7D=0.7×1=0.7m ②出口堰高h w'3360036000.00156 5.616/h s L L m h ==⨯=h l =h w +h ow故h w =h l -h ow采用平直堰，堰上液层高度高可按2'32.84()1000h ow wL h E l = 近似取E=1.02，则可由列线图查出h ow =0.012m h w =0.06-0.012=0.048 m ③弓型降液管宽度W d 和面积A f0.7wl D=，由弓型降液管的宽度与面积图查得0.09f TA A =，0.15dW D= 则A f =0.09×A T =0.071m 2 W d =0.15D=0.15m 按f 'A =TsH L θ+验算降液管内液体停留时间 0.0710.4=18.20.00156s θ⨯=停留时间>5s ，故降液管尺寸可用④降液管底隙高度'00s w L h l u =可取降液管底隙处液体流速 取'0.1/o u m s =则00.022h m =w o h h >合理选用凹形受液盘，深度为50mm提馏段计算①堰长l w =（0.6~0.8）D 取堰长l w =0.7D=0.7×1=0.7m ②出口堰高hw'3360036000.0041715.012/h s L L m h ==⨯=h l =h w +h ow故h w =h l -h ow采用平直堰，堰上液层高度高可按2'32.84()1000h owwL h E l = 近似取E=1.02，则可由列线图查出h ow =0.022m h w =0.06-0.022=0.038 m ③弓型降液管宽度W d 和面积A f0.7wl D=，由弓型降液管的宽度与面积图查得 0.09f TA A =，0.15dW D= 则A f =0.09×A T =0.071m 2 W d =0.15D=0.15m 按f 'A =Ts H L θ+验算降液管内液体停留时间 0.0710.4=6.80.00417s θ⨯= 停留时间>5s ，故降液管尺寸可用④降液管底隙高度'00s w L h l u =可取降液管底隙处液体流速 取'0.2/o u m s =则00.0298h m =w o h h >合理选用凹形受液盘，深度为50mm(4)塔板布置与浮阀数目及排列选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm ，底边孔中心距t=75mm精馏段计算取阀孔动能因子F 0=11孔速0 6.428/u m s === 每层塔板上浮阀数'22000.70793(0.039) 6.42844S V N d u ππ==≈⨯⨯取边缘区域宽度W c =0.04m W s =0.07m塔板上的鼓泡面积22arcsin 180a x A R R π⎡⎤=⎢⎥⎣⎦0.462c DR W m =-=()0.282d s Dx W W m =-+=220.282(0.46)arcsin 0.4811800.46a A m π⎡⎤==⎢⎥⎣⎦浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m 则估算排间距'0.48169930.075a T A t mm N ===⨯ 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用90mm ，而应小于此值。