浮阀精馏塔工艺课程设计Word下载.docx
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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
3.3.1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+W
F*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=2.500（t=80.1℃）
所以平衡方程为y=ax/[1+（a－1）x]=2.500x/（1+1.500x），
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+1）D＝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-q）F＝2.794。
所以，提馏段操作线方程ym+1=L'
xm/V'
-Wxw/V'
=1.487xm-0.008
3.3.3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=0.017
（2）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=xd0.98
x1=y1/[y1+a（1-y1）]0.9514
第二板y2=0.681x1+0.3110.9592
x2=y2/[y2+a（1-y2）]0.9039
第三板y3=0.681x2+0.3110.9268
x3=y3/[y3+a（1-y3）]0.8351
第四板y4=0.681x3+0.3110.8799
x4=y4/[y4+a（1-y4）]0.7456
第五板y5=0.681x4+0.3110.8189
x5=y5/[y5+a（1-y5）]0.6440
第六板y6=0.681x5+0.3110.7497
x6=y6/[y6+a（1-y6）]0.5451
第七板y7=0.681x6+0.3110.6823
x7=y7/[y7+a（1-y7）]0.4621
第八板y8=0.681x7+0.3110.6258
x8=y8/[y8+a（1-y8）]0.4008
第九板y9=0.681x8+0.3110.5840
x9=y9/[y9+a（1-y9）]0.3596
x9<
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=1.487x9-0.0080.5267
x10=y10/[y10+a（1-y10）]0.3080
第十一板y11=1.487x10-0.0080.4500
x11=y11/[y11+a（1-y11）]0.2466
第十二板y12=1.487x11-0.0080.3587
x12=y12/[y12+a（1-y12）]0.1828
第十三板y13=1.487x12-0.0080.2638
x13=y13/[y13+a（1-y13）]0.1254
第十四板y14=1.487x13-0.0080.1784
x14=y14/[y14+a（1-y14）]0.0799
第十五板y15=1.487x14-0.0080.1108
x15=y15/[y15+a（1-y15）]0.0475
第十六板y16=1.487x15-0.0080.0626
x16=y16/[y16+a（1-y16）]0.0260
第十七板y17=1.487x16-0.0080.0307
x17=y17/[y17+a（1-y17）]0.0125
x17<
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+0.27（1-0.395）=0.262
总板效率E=1/[0.49（a*μav）e0.245]＝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＝0.4m。
根据下图
可查得，气相负荷因子C20=0.065,
液体表面张力δ（mN/m），100℃时，查表苯18.85甲苯19.49
所以，平均液体表面张力为19.26427815，
根据公式:
C=C20*[（δ/20）^0.2]得，C=0.064514585.
所以，液泛气速uf（m/s）＝C*〔（ρl-ρv）^0.5〕/〔ρv^0.5〕＝1.093851627。
设计气速u（m/s）＝u=（0.6～0.8）*uf＝0.765696139，
设计塔径D'
（m）=（Vs/0.785/u）^0.5＝1.197147394，根据标准圆整为1.2m,
空塔气速u0（m/s）=0.785*Vs/D/D=0.469409612.
3.3.6确定塔板和降液管结构
⑴确定降液管结构
塔径D（mm）1200
塔截面积At（m^2）查表1.31
Ad/At（Ad/At）/%查表10.2
lw/Dlw/D查表0.73
降液管堰长lw（mm）查表876
降液管截面积的宽度bd（mm）查表290
降液管截面积Ad（m^2）查表0.115
底隙hb（mm）,一般取为30～40mm,而且小于hw,本设计取为30mm,
溢流堰高度hw（mm）,常压和加压时，一般取50～80mm．本设计取为60mm,
⑵降液管的校核
单位堰长的液体流量，（Lh/lw）（m^3/m.h）＝27.47661034，
不大于100～130，符合要求
堰上方的液头高度
how（mm）＝2.84*0.001*E*[（Lh/lw）^0.66667]＝25.86020161，
式中，E近似取一，how=25.86>
6mm,符合要求。
底隙流速，ub（m/s）=Ls/lw/hb＝0.2544130，而且不大于0.3～0.5，符合要求。
⑶塔盘及其布置
由于直径较大，采取分块式，查表得分三块，厚度取位4mm。
降液区的面积按Ad计算，取为0.115m^2,
受液区的面积按Ad计算，取为0.115m^2,
入口安定区得宽度bs'
（mm），一般为50～100，本设计取为60。
出口安定区得宽度bs'
边缘区宽度bc（mm），一般为50～75，本设计取为50，
有效传质区，Aa（m^2）＝2*{x*（r^2-x^2）^0.5+r^2*[arcsin（x/r）]}＝24.59287702.
塔板结构如下两图
9
⑷浮阀数排列
选择F1型重型32g的浮阀
阀孔直径给定，d0（mm）=39mm,动能因子F0一般取为8～12，本设计取为11.5。
阀孔气速，uo（m/s）=F0/[ρv^0.5]=6.940790424，
阀孔数n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614，取104。
实际排列时按等腰三角形排,中心距取为75mm,固定底边尺寸B（mm）=70,所以
实际排出104个阀孔，与计算个数基本相同。
所以，实际阀孔气速uo（m/s）=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938
实际阀孔动能因子，F0=u0*ρv^0.5=11.48368564，
开孔率ψ=n*d0*d0/D/D=0.10985，一般10％～14％，符合要求。
3.3.7塔板的流体力学校核
（1）液沫夹带量校和核
液体横过塔板流动的行程，Z（m）=D-2*bD=0.62
塔板上的液流面积，Ab（m^2）=At-2*Ad=1.08
物性系数，K，查表得＝1
泛点负荷因数，Cf=0.125，见下页图。
F2={Vs*[ρv/（ρl-ρv）]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf=0.41815191，
F1=Vs*[ρv/（ρl-ρv）^0.5]/At/K/Cf/0.78=0.397830445，
泛点率F1＜（0.8～0.82），F!
F2均符合要求。
⑵，塔板阻力的计算与较核
临界孔速u0c（m/s）=（73/ρv）^（1/1.875）=5.7525979<
uo=6.93,阀未全开，
干板阻力，ho（m）=19.9/ρl*（u0^0.175）=0.035299005，
充气系数ε0=0.4，塔板充气液层的阻力hl（m）=ε0*（hw+how）=0.034344081，
克服表面张力的阻力hσ，一般忽略不计，所以塔板阻力hf（m）=ho+hl+hσ=0.069643086。
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⑶降液管液泛校核
液体通过降液管的流动阻力，
hd=1.18*0.00000001*[（Lh/lw/hb）^2]=0.009898418m,
降液层的泡沫层的相对密度φ=0.5,降液层的泡沫高度
hd'
=hd/φ=0.019796837（m）,
Ht+hw=0.51m>
hd’,合格。
⑷液体在降液管中停留时间较核平均停留时间τ＝Ad*Ht/Ls=7.740082575s,（不小于3～5s）,合格。
⑸严重泄漏较核
泄漏点气速u0'
=F0/（ρv^0.5）=3.017734967，F0=5，
稳定系数，k=u0/u0'
=2.296737127>
1.5～2，合格。
3.3.8全塔优化（如下图）
曲线1是过量液沫夹带线，根据F2={Vs*[ρv/（ρl-ρv）]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/CfF2=0.8得，方程Vh=6588-14.289Lh，
曲线2是液相下限线，根据Lh=（0.00284^0.6667）*lw*（how^1.5）how=6mm得Lh（m^3/h）=2.690007381，
曲线3是严重漏液线，根据Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/（ρv^0.5）F0=5得Vh（m^3/h）=1349.696194，
曲线4是液相上限线，根据Lh=Ad*Ht／τ*3600τ=5s得Lh（m^3/h）=37.26，
曲线5是降液管泛线，根据hd<
φ（Ht+Hw），得Vh=（2.98*10E7-0.4*10E6*Lh^0.67-13.49*Lh^2）^0.5，
曲线5必过的五点（0,5461）（10,5268）（20,5150）（0,5461）（10,5268）（20,5150）
作图如下
Vmax（m^3/h）=4779，Vmin（m^3/h）=1349
操作弹性＝Vmax/Vmin=,3.542624166，大于2，小于4，合格
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3.3.9塔高
规则塔体高h=Np*Ht=13.5m,
开人孔处（中间的两处人孔）塔板间距增加为0.6m,进料处塔板间距增加为0.6m,
塔两端空间,上封头留1.5m，下封头留1.5m,
釜液停留时间τ为20min,
填充系数φ=0.7，
所以体积流量V（m^3/h）=Lh*τ/ρl/φ=1.679350119，
所以釜液高度ΔZ（m）=0.333*V/（3.1415926*D*D/4）=0.49495223=0.5m
所以，最后的塔体高为17.59m.
3.3.10热量衡算
⑴塔底热量衡算
塔底苯蒸汽的摩尔潜热rv'
苯（KJ/Kg）=373，
塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热rv'
甲苯（KJ/Kg）=361；
所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热rv'
（KJ/Kg）=rv'
苯（KJ/Kg）*yC6H6+rv'
甲苯*yC7H8=361.1412849，
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所以再沸器的热流量Qr（KJ）=V'
*rv'
=1166.395822，
因为加热蒸汽的潜热rR（KJ/Kg）=2177.6（t=130℃），
所以需要的加热蒸汽的质量流量Gr（Kg/s）=Qr/rR=0.535633644。
⑵塔顶热量衡算
塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热rv苯（KJ/Kg）=379.3
塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热rv甲苯（KJ/Kg）=367.1
所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热rv（KJ/Kg）=rv
苯（KJ/Kg）*yC6H6+rv
甲苯*yC7H8=378.88；
所以冷凝器的热流量Qc（KJ/s）=V*rv=1223.699463，
因为水的定压比热容Cc（KJ/Kg/K）=4.174，冷却水的进口温度t1=25℃，冷却水的出口温度t2=70℃，
所以需要的冷却水的质量流量Gc（Kg/s）=Qc/Cc/（t2-t1）=6.514930857。
3.3.11精馏塔接管尺寸
⑴回流液接管尺寸
体积流量Vr（m^3/s）=L/ρ=0.002893769，管流速ur（m/s）=0.3，
回流管直径d（mm）=（4*Vr/3.1415/ur）^0.5=110.8220919=φ133*6；
⑵进料接管尺寸
料液体积流率Vf（m^3/s）=F/ρ=0.003792206，管流速uf（m/s）=0.5，
进料管直径，d0（mm）=（4*Vf/3.1415/uf）^0.5=98.26888955=φ108*5；
⑶釜液出口管
体积流量Vw（m^3/s）=L'
/ρ=0.006685975，管流速uw（m/s）=0.5
出口管直径dw（mm）=（4*Vw/3.1415/uw）^0.5=130.4825516=φ159*8；
⑷塔顶蒸汽管
体积流量Vd（m^3/s）=V/ρv=1.176497471，管流速ud（m/s）=15，出口管直径dd（mm）=（4*Vd/3.1415/ud）^0.5=316.0129882=φ377*8。
3.3.11辅助设备设计
⑴再沸器
因为蒸汽温度ts（℃）=130，釜液进口温度t1'
（℃）=100，釜液出口温度t2'
（℃）=110，
所以传质温差Δtm（℃）=[（ts-t1'
）-（ts-t2'
）]/ln[（ts-t1'
）/（ts-t2'
）]=24.66303462，
因为传质系数K1（W/m^2/K）=300，
所以传质面积A（m^2）=Qr/K/Δtm=157.6442694。
⑵冷凝器
因为蒸汽进口温度T1（℃）=100，蒸汽出口温度T2（℃）=80，冷却水的进口温度t1=25℃,冷却水的出口温度t2=70℃，
所以传质温差Δtm'
（℃）=（Δt1-Δt2）/ln（Δt1/Δt2）=41.2448825，
因为K2（W/m^2/K）
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