浮阀式精馏塔的设计.doc

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1、化工原理课程设计 浮阀式精馏塔的设计 学校： 班级： 姓名： 学号： 指导教师： 时间： 课程设计任务书一、 设计题目：分离苯甲苯混合液的浮阀式精馏塔二、设计的原始数据及分离要求1、原料的规格及分离要求：（1）、生产能力：年处理苯甲苯混合液6.0万吨（2）、年开工率：8000小时（3）、原料组成：苯含量 45%（质量分率）（4）、进料热状况:饱和液体（5）、分离要求：塔顶苯含量不低于95%（质量分率） 塔底苯含量不高于5%（质量分率）2、生产条件：（1）操作条件：常压（2）操作温度：原料和产品均为常温（25）（3）塔顶冷凝器：用循环水冷却（进口温度28）（4）塔底在沸器：用饱和水蒸气加热（5）

2、回流比：取最小回流比的1.4倍三、设计要求：1、编制设计说明书（1）流程的确定及说明（2）精馏塔的设计计算（3）浮阀塔盘结构设计和计算（4）对设计结果讨论（5）参考文献2、绘制精馏系统工艺流程图 四、指导教师：李英杰五、设计时间：2011年12月目 录前言-41.精馏塔的物料衡算-51.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率-51.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量-51.3物料衡算-52.塔板数的确定-52.1理论板层数NT的求取-52.2最小回流比及操作回流比-52.3精馏塔的气、液相负荷-62.4操作线方程-62.5塔的有效高度-63.精馏塔的塔体工艺尺寸计算-7 3.1精流段塔体工艺尺

3、寸计算-7 3.2塔经的计算-7 3.3 溢流装置-84.塔板负荷性计算-11 4.1. 雾沫夹带线-11 4.2漏液线 -12 4.3液相负荷上限线-12 4.4液相负荷下限线-12参考目录-14 前言 在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。它的应用面广，量大。据统计，塔设备无论其投资费用还是所消耗的钢材重量，在整个过程设备中所占的比例都相当高。塔设备的作用是实现气（汽）液相或液液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的目的，塔设备广泛用于蒸馏，吸收，介吸（气提），萃取，气体的洗涤，增湿及冷却等单元操作中，它的操作性能好坏，对整个装置的生产，产

4、品产量，质量，成本以及环境保护，“三废”处理等都有较大的影响。 芳香族化合物是化工生产中重要的原材料，而苯和甲苯更是各有其重要作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，用来制备染料、树脂、农药、合成药物、合成橡胶、合成纤维和洗剂等。甲苯可用来制造三硝基甲苯、苯甲酸、对苯二甲酸、防腐剂染料、泡沫塑料、合成纤维等 ，目前，塔设备的种类很多，对塔设备进行分类：按操作压力分有加压塔，常压塔，减压塔；按单元操作分有精馏塔，吸收塔，介吸塔，萃取塔，反应塔，干燥塔等；按内部结构分有填料塔，板式塔。浮阀塔因具有优异的综合性能，在设计和选用塔型时常被首选的板式塔。优点：生产能力大，比泡罩塔提高20%40%；操

5、作弹性大，在较宽的气相负荷范围内，塔板效率变化较小，其操作弹性较筛板塔有较大的改善；塔板效率较高，因为它的气液接触状态较好，且气体沿水平方向吹入液层，雾沫夹带较小；塔板结构及安装较泡罩塔简单，重量较轻，制造费用低，仅为泡罩塔的60%80%左右。其缺点：在气速较低时，仍有塔板漏液，故低气速时板效率有所下降；浮阀阀片有卡死吹脱的可能，这会导致操作运转及检修的困难；塔板压力降较大，妨碍了它在高气相负 。 1精馏塔的物料衡算1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量： MA=78.11 Kg/Kmol甲苯的摩尔质量：MB=92.13 Kg/KmolXF= (0.45/78.11)/ (0.45

6、/78.11+0.55/92.13 )=0.491XD =（0.95/78.11 ）/ (0.95/78.11 +0.05/92.13 )=0.957XW =（0.05/78.11 ）/ (0.05/78.11+0.95/92.13 )=0.0581.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0. 49178.11 + (1-0. 491)92.13 =85.25Kg/KmolMD=0. 95778.11 + (1-0. 957)92.13 =78.71Kg/KmolMW=0. 05878.11+ (1-0. 058)92.13 =91.32kg/Kmol1.3物料衡算原料处理量 F=（6.

7、0107）/8000/85.25= 87.98Kmol/h总物料衡算 F= D+W 苯物料衡算 FXF =D XD +W XW 把已知数据带入上式 解得 D=42.02Kmol/h W=45.96Kmol/h2.塔板数的确定2.1理论板层数NT的求取2.2求最小回流比及操作回流比查t-x(y)图XF=0.491时，溶液泡点温度96。 相对挥发度： =PA。/PB。 t80.182 869094 98 102106PAo101.3107.4121.1136.1152.6170.5189.6211.2PBo39.041.647.654.261.669.878.888.7绘t-x(y)图Rmin =

8、 (Xd-Yq)(Yq-Xq)=1.18在96时 查得PA。=152.6 PB。=61.6 所以 =2.48因为饱和液体进料 即 q=1 有公式的；yq=a Xq/1+(a-1)Xq =0.705所以Rmin = (Xd-Yq)(Yq-Xq)=1.18R=1.4Rmin =1.652.3精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.65*42.02=69.33Kmol/hV=(R+1)D=(1.65+1)* 42.02=111.35Kmol/h L,=L+F=157.31Kmol/h V=V=111.35Kmol/h2.4求操作线方程 精馏段 或带入数据，得y=62x+0.36提馏段 带入数据，得 y=

9、1.41x0.024N理=13.5(包括再沸器)查化工工艺手册 苯 =0.2710-3pas甲苯=0.28110-3pasaw=xF苯+（1-xF）甲苯= 0.304 PaS 查精馏塔效率关联曲线 化工原理 图718 得ET=0.658得 ET=1.15ET= 0.75776步骤：1.在x-y图中作出对角线和平衡线 2.作精馏段的操作线ac y精=R/(R+1)X+XD/(R+1) 其中：XD/R+1为截距即c点 c（0,0.36） a(0.957,0.957) 3提馏段的操作线方程bd及q线ef b(0.058,0.058) e(0.491,0.491) 绘梯级图 2.5塔的有效高度板式塔的

10、有效高度是指安装塔板部分的高度，可按下式计算： 精馏段有效高度 Z精 =（N精 1）*HT=3.15m 提留段有效高度 Z提 =（N提-1）*HT =4.05m在进料板上开一人孔，其高度为0.8m 即 Z总= 3.15+4.05+0.8=8m式中 Z塔的有效高度，m；ET全塔总板效率；NT 塔内所需的理论板层数；HT塔板间距，m。3. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.1精流段塔体工艺尺寸计算由石油化工基础数据手册查得物料 苯和甲苯平均分子量 78.11Kg/Kmol操作压力 101.325KPa操作温度 86.89 液相密度（L） 812.7Kg/m3气相密度（V） 2.69Kg/m3液体表面张力

11、 21.24mN/m3.2 塔径的计算精馏段的气、液相体积流量为VS =V M / 3600V =111.3578.11 / 36002.69 =0.898 m3 / S LS =LM / 3600L =69.3378.11 / 3600812.7=0.0019 m3 / S欲求塔径应先求出空塔气速 u ，而 u =（安全系数） umax umax = C（LV）/V1/2 C可由史密斯关联图查出，横标的数值为： （Lh / Vh）（L / V ）1/2 = 0.0365踏径D/mm80012001400240026006600板间矩HT/mm300,350,400,450,500400,45

12、0,500,550,600,650,700450,500,550,600,650,700,750,800 取板间距HT = 0.45 m ，取板上液层高度hL = 0.06 m ，则图中参数值为 HT hL = 0.450.06=0.39 m 根据以上数值，由史密斯关联图查得C20 =0.075因物系表面张力=21.24 mN/m ，校正，即C = C20 (/20)0.2 = 0.086 ，则 umax = 1.334 m/s 取安全系数为0.85，则空塔气速为 u =0.85 umax = 0.81.49 = 1.1339 m/s 塔径 D = （4 VS / u）1/2 =（40.898

13、/ 1.1339）1/2 = 1.1386 m 按标准塔径圆整为D = 1.2 m ，则塔截面积 AT = D2 /4 = 1.018 m2 实际空塔气速 u =0.898/ 1.018 = 0.882m/s图中 HT塔板间距，m； hL板上液层高度，m；V ,L分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s； V，L 分别为塔内气、液相的密度，kg/m3 3.3 溢流装置 选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长lW ：堰长lW = 0.6 D，即lW = 0.61.2=0.72m 溢流堰高度hW ：hW =hL hOW ，采用平直堰，堰上液层高度hOW可依 hOW = （2.84

14、/1000）E(Lh/ lW )2/3 计算，近似取E=1，则hOW =0.0127m取上层清液层高度hL =60mm,故溢流堰高度为：hW =hL hOW =0.060.0127=0.0473m 弓形降液管宽度 Wd 和面积 Af ： 用化工原理图7-29求取 Wd及 Af ，因为lW / D =0.6，由该图查得：Af / AT= 0.054，Wd / D = 0.115，则 Af = 0.0541.018=0.05497m2 Wd =0.1151.2 =0.138m 依下式验算液体在降液管中停留时间，即 = 3600 Af HT / Lh = Af HT / LS = 13.02 s 停

15、留时间5 s ,故降液管尺寸可用。 降液管底隙高度 ho： 依下式知：ho =Lh / （3600lW uo ） = LS / （lW uo ） 取降液管底隙处液体流速 uo = 0.08 m/s ，则 ho = 0.0329 m 取 ho =0.03 hW - ho =0.0473-0.0329=0.0144 m 0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h=50mm塔板布置及浮阀数目与排列塔板分块D(mm)800120014001600180020022002400块数3456本例所处理的物系无腐蚀性,可选用 =3mm 碳钢板,取筛孔直径 do=39mm取阀孔动能因子 Fo

16、 = 10，用下式求孔速 uo uo = Fo / （V ）1/2 = 10/ （2.69 ）1/2 = 6.0971 m/s 依下式求每层塔板上的浮阀数，即 N = VS / （ d2o uo /4 ）= 0.8984/ （ 0.0392 6.0971） = 124 取边缘区宽度 WC = 0.05m ，破沫区宽度 WS = 0.075 m 。依下式计算塔板上的鼓泡区面积，即 Aa = 2x（R2x2）1/2 + R2 arcsin（x/R）/ 180 R =D/2 WC = 1.2/2 0.05 =0.55 m2 x = D/2 （Wd + WS ）= 1.2/2 （0.24+ 0.05）

17、 =0.31 m 所以 Aa =0.64m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t = 75 mm=0.075 m ，则可按下式估算排间距t，即 t = Aa / (Nt) = 0.64/(1430.075) =0.06 m= 60 mm 考虑到塔的直径较大,必须采用分块式塔板,而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 60mm，而应大于此值，故取t = 65mm = 0.065 m 。 按t=75 mm，t= 65 mm 以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数 125 个。 按N= 125重排核算孔速及阀孔动能因数： uo = 0.904/ （0.039）

18、2 125/4 = 6.0549m/s Fo = 6.0549 （ 2.69 ）1/2 = 9.93 阀孔动能因数Fo 变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率 = u / uo = 0.799 /6.0971 100% = 13.1 % 4 塔板负荷性能计算：4.1雾沫夹带线 依下式做出，即 泛点率 = VS *V/（LV）1/2 +1.36 LS ZL /K CF AT *100%按泛点率为21.06%计算：0. 1=0.0576VS+1.3926LSLS / （m3/s）0.00060.00150.0030.0045VS / （m3/s）1.72161.69961. 6631.62674.

19、2 漏液线 对于F1型重阀，依式Fo = u o *（V ）1/2 = 5计算，则u o =5/（V ）1/2 。又知 VS = （/4）* d2o * N * u o ， 则得 VS = （/4）* d2o * N *5/（V ）1/2 以Fo =5 作为规定气体最小负荷的标准，则（VS ）min = （/4）* d2o * N * u o =（/4）* d2o * N *5/（V ）1/2 =（/4）*（0.039 ）2 *125 *5/（2.69 ）1/2 = 0.4552 m3/s 据此做出与液体流量无关的水平漏液线54.3相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35

20、 s 。易下式知液体停留时间为 =3600* Af * HT / Lh 以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则（LS ）max= Af * HT /4 = 0.06107 * 0.45 /4= 0.068 m3/s 求出上限液体流量LS 值（常数）。在VS LS 图上液相负荷上限线为与气体流量VS无关的竖直线3 。4.4液相负荷下限线 取堰上液层高度hOW = 0.006 m作为 液相负荷下限条件，依hOW的计算式计算出LS的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线4。 （2.184/1000）*E*3600 （LS ）min/ lW 2/3 = 0.006 取E=1

21、，则（LS ）min =（ 0.012 *1000）/（ 2.84*1） 3/2 *（0.096/3600）= 0.0068 m3/s3.1.5.5. 液泛线 联立三式，得（HT + hW ）= hP + hL + hd 将前面的公式带入，整理简化后的 aVS2=b-cLs2-dLs2/3 其中 a=1.91*105*pv/pl*n2=0.0406 b=ht*(-1-o )hw=-0.177 c=0.153/(Lw2* ho2 )=273.21 d=(1+o)E(0.667/Lw2/3=1.245 将上面的数字带入的 Vs2= 2.021-6830Ls2-36.25Ls2/3在操作范围内任取若

22、干个LS 值，依上式算出相应的VS 值列入下表：LS / （m3/s）0.00060.00150.00300.0045VS / （m3/s）1.7611.5311.2050.895根据表中数据做出液泛线2。精馏塔塔板负荷性能图在负荷性能图上，做出操作点P，即做出操作线。故操作弹性为(Vs)max /（VS ）min =1.2/ 0.62=1.93浮阀塔设计计算结果汇总表序号项目精馏段数值及说明1平均温度。C81.042平均压力kPa101.3253气相流量Vs(m3/s)1.044液相流量Vs(m3/s)0.002065塔径 D/m1.206板间距HT /m0.407塔板形式单溢流弓形降液管8

23、空塔气速u /（m/s）0.929堰长lW /m0.9610堰高hW/m0.05911板上液层高度how /m0.01112降液管底隙高度 ho /m0.02113浮阀数 N /个15014阀孔气速u o /（m/s）5.8115阀孔动能因数Fo1016孔心距 t /m0.07517排间距 t/m0.06518单板压降PP /Pa519.3719液降管内清液层高度Hd /m0.133620泛点率/%62.721开孔率/%12.022气相负荷上限(VS)max/（m3/s）1.2023气相负荷下限(VS)min/（m3/s）0.6224操作弹性1.93五 结束语化工原理课程设计是化工类学生在学习

24、完化工原理课程后，所安排进行的工程实践性教学环节它不仅与化工原理课程内容紧密相连，而且还与先修的物理化学，制图等课程内容密切相关通过课程设计要求培养学生对综合知识的运用能力和对于工程问题的解决能力由于这是学生在大学阶段中初次搞设计，他们对于设计的要求和过程，以及如何结合所学习过的知识进行设计等尚不甚了解，因而教师在指导课程设计期间，为在时间紧，任务重的情况下能顺利进行，往往需与学生“形影不离”，有时同一个问题都要反复多次，搞到每天“唇焦口干”，疲于奔命因而我们设想制作一套有关化工原理课程设计的多媒体教学软件，以其达到代替或帮助教师对于课程设计的指导，同时也可在有关章节内容课堂教学中应用1 这部

25、分设计的任务是计算设备的主要尺寸（直径，高度，传热面积等）。为进行工艺计算，首先必须从手册中查出被加工物质的物化性质（， ），做出物料衡算和热量衡算。然后在分析文献数据的基础上，选择计算设备尺寸的方法。此时应当特别注意各设备的流体动力学工作状态，并应根据设备工作的技术经济指标来进行选择.在这一部分中，还包括流体的力学计算，其目的是确定流体阻力.还要进行设备保温层的计算。在这部分中，必须提出装置的所有控制点(测定液体或气体的流量，压力，温度，浓度，液位等)，并在工艺流程图上标出。在工艺流程图上的某些结点(设备处)，指出其给定工作状态的调节原则.例如在换热器中，液体的最终加热温度，可通过改变进入该换热器的加热蒸汽的压力来调节。参考目录化学工程手册编辑委员会：化工基础数据，化学工业出版社，1979化学工程手册编辑委员会：气液传质设备，化学工业出版社，1979化工原理张宏丽 等编，化学工业出版社，20094，化工原理课程设计：天津大学出版社，2002年