苯乙苯浮阀精馏塔设计书.docx
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苯乙苯浮阀精馏塔设计书
目录
一、课程设计任务书-----------------------------1
二、前言---------------------------------------2
三、物料衡算-----------------------------------3
四、热量衡算-----------------------------------3
五、塔板工艺尺寸计算（精馏段）-----------------------7
1、塔径-------------------------------------7
2、溢流装置----------------------------------7
3、塔板布置及浮阀数目与排列---------------------8
六、塔板流体力学验算-----------------------------9
1、气相通过浮阀塔板的压强降--------------------9
2、淹塔--------------------------------------9
3、雾沫夹带----------------------------------10
七、塔板负荷性能图-----------------------------10
1、雾沫夹带线--------------------------------10
2、液泛线------------------------------------11
3、液相负荷上限线----------------------------11
4、漏液线------------------------------------12
5、液相负荷下限线-----------------------------12
八、计算结果-------------------------------------------------------------------13
九、提馏段相关计算（塔板工艺尺寸，流体力学验算，负荷性能图）------14
十、计算结果列表-----------------20
十一、参考文献-----------------21
第一节设计任务书
题目：
设计一个分离苯－乙苯双组分均相混合液的常压连续浮阀精馏塔。
工艺条件及数据：
⑴原料液量13000kg/h，含苯42%（质量分率，下同），料液可视为理想溶液；
⑵馏出液含苯98%，残液含乙苯97%；
⑶泡点进料。
操作条件：
⑴常压操作；
⑵回流液温度为塔顶蒸汽露点；
⑶间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）；
⑷冷却水进口温度30℃，出口温度40℃；
⑸设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。
设计内容：
⑴物料衡算，热量衡算；
⑵塔板数，塔径计算；
⑶溢流装置，塔板设计；
⑷流体力学计算，负荷性能图。
第二节前言
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。
目前，塔设备的种类很多，对塔设备进行分类：
①按操作压力分有加压塔，常压塔，减压塔；②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；③按内部结构分有填料塔，板式塔。
目前工业上应用最广泛的还是填料塔和板式塔。
板式塔的种类很多，按塔板的结构可以分为：
泡罩塔，筛板塔，浮阀塔，舌形塔等。
目前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。
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：
①生产能力大，比泡罩塔提高20%——40%；②操作弹性大，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；③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；④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：
①在气速较低时，仍有塔板漏液，故低气速时板效率有所下降；②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；③塔板压力降较大，妨碍了它在高气相负荷及真空塔中的应用。
因此在此次设计中，我采用浮阀塔
。
第三节物料衡算：
⒈进料组成：
XF=（42/78）／（42/78+58/76）=0.4960
XD=（98/78）／（98/78+2/106）=0.9852
XW=（3/78）／（3/78+97/106）=0.0403
⒉原料液的平均摩尔质量：
MF=0.4960×78+（1－0.4960）×106=92.112
⒊全塔的物料衡算：
F=13000/92.112=141.13Kmol/h
F=D+W
FXF=DXD+WXW
把已知数据带入上式，得
141.3=D+W
141.3×0.4960=D×0.9852+W×0.0403
解得D=68.06Kmol/hW=73.07Kmol/h
第四节热量衡算：
⒈求相对挥发度：
LgPo=A－B／（t+C）①
查表得：
A
B
C
苯
6.023
1206.35
220.24
乙苯
6.079
1421.91
212.93
将P=101.325KPa代入①式,在分别代入苯和乙苯的A,B,C。
求得苯的沸点为80.0488℃,乙苯的沸点为136.1520℃。
LgPAo=6.023－1206.35/（136.1520+220.24）得PAo=434.614
LgPBo=6.079－1421.9/（80.0488+212.93）得PBo=16.815
在80.0488℃——136.1520℃间分成七段：
t
80
88
96
104
112
120
128
136
PAo
101.325
128.626
161.560
200.657
246.627
300.203
362.131
434.614
PBo
16.815
22.592
29.943
39.128
50.460
64.284
80.969
101.325
x
1
0.743
0.542
0.385
0.259
0.157
0.072
0
y
1
0.943
0.865
0.762
0.631
0.465
0.257
0
α
6.0258
5.6935
5.3954
5.1282
4.8875
4.6700
4.4725
4.2893
αm=（5.6935×5.3954×5.1285×4.8875×4.6700×4.4725）1/6=5.02
作t-x-y图，见附图一，由XD=0.9852，XW=0.0403查得：
塔顶t=82.5℃塔底t=129.5℃,
由手册[1]查得,t=82.5℃σ乙苯=20mN/mσ苯=21mN/m
t=129.5℃ σ乙苯=14.9mN/mσ苯=15mN/m
σ顶=σ苯×XD+σ乙苯×（1－XD） ＝21×0.9852+20×（1－0.9852）=20.9852mN/m
σ底=σ苯×XW+σ乙苯×（1－XW） ＝15×0.0403+14.9×（1－0.0403）=14.90403mN/m
⒉求Rmin,Nmin
Rmin=［1/（α—1）］×［XD/XF－α（1－XD）/（1－XF）］
=［1／（5－1）］×［0.9852／0.4960－5（1－0.9852）／（1－0.4960）］=0.46
Nmin=Lg{[XD/（1－XD）]×[（1－XW）/XD]}/Lgαm－1
=Lg{[0.9852/（1―0.9852）]×[（1―0.0403）/0.0403]}/Lg5.02－1=3.55
⒊通过R=1.1——7.5Rmin，求（R－Rmin）/（R+1），根据李德方程式Y=0.545827—0.591422X+0.002743/X，求出（N－Nmin）/（N+2）画R——N图，见附图：
1.1
1.2
1.3
1.4
1.5
1.6
1.7
1.8
1.9
2.0
3.0
6.0
7.0
7.5
（R－Rmin）/
（R+1）
0.031
0.059
0.086
0.112
0.136
0.159
0.181
0.201
0.221
0.240
0.387
0.612
0.654
0.654
（N－Nmin）/
（N+1）
0.62
0.56
0.53
0.50
0.49
0.47
0.45
0.44
0.43
0.42
0.32
0.19
0.18
0.16
R
0.506
0.552
0.598
0.644
0.690
0.736
0.782
0.828
0.874
0.920
1.38
2.76
3.22
3.45
N
12.61
10.61
9.81
9.10
8.88
8.47
8.09
7.91
7.74
7.57
6.16
4.85
4.77
4.76
由图得，Ropt=0.640Nopt=9.5≈10
⒋塔高
在塔顶,塔底温度下的粘度[2],如下表：
82.5℃
129.5℃
苯
0.306cp
0.172cp
乙苯
0.388cp
0.232cp
μ顶=0.306XD+0.388（1—XD）=0.307cp
μ底=0.172XW+0.232（1—XW）=0.230cp
μ=（μ顶+μ底）/2=0.268cp
全塔效率ET=0.49（αμ）-0.245=0.455
NP=NT/ET=10/0.455=22块
Z=（NP—1）×HT=（22—1）×0.45=9m
⒌求LS,VS
⑴精馏段：
M=78×XD+106×（1－XD）=78×0.9852+106×（1－0.9852）=78.41g/mol
由化工原理上册附录查得,20℃时,ρ苯=880Kg/m3，ρ乙苯=867Kg/m3
由于液体密度随温度变化不大，因此可视为定值。
ρL=880XD+867（1－XD）=880×0.9852+867×（1－0.9852）=879.81Kg/m3
ρV=PM/RT顶=101.325×78.41/8.315×（273+82.5）=2.69Kg/m3
对精馏段进行物料衡算：
V=L+D=（R+1）D=（0.640+1）×68.06=111.61Kmol/h
L=RD=0.640×68.06=43.55Kmol/h
VS=V×M/3600×ρV=112.02×78.41/3600×2.69=0.904m3/S
LS=L×M/3600×ρL=43.55×78.41/3600×879.81=0.0011m3/S
⑵提馏段：
M’=78×0.0403+106×（1－0.0403）=104.87g/mol
ρ’L=880XW+867（1－XW）=880×0.0403+867×（1－0.0403）=867.52Kg/m3
ρ’V=PM’/RT第=101.325×104.87/8.315×（273+129.5）=3.17Kg/m3
V’=V=111.61Kmol/h
L’=L+qF=43,55+1×141.13=185.16Kmol/h
V’S=V’×M/3600×ρ’V=111.61×104.87/3600×3.17=1.029m3/S
L’S=L’×M/3600×ρ’L=43.55×104.87/3600×867.52=0.0062m3/S
⒍热量衡算
由手册[3]查得：
82.5℃γ苯=129Kcal/Kg=42260.4KJ/Kmol
γ乙苯=10.2Kcal/g分子=42840KJ/Kmol
129℃γ苯=152.8Kcal/Kg=50057.28KJ/Kmol
γ乙苯=9.02Kcal/g分子=37884KJ/Kmol
γ顶=γ苯×XD+γ乙苯（1－XD）=42260.4×0.9852+42840×（1－0.9852）
=42268.98KJ/Kmol
γ底=γ苯×XW+γ乙苯（1－XW）=50057.28×0.0403+37884×（1－0.0403）
=38374.58KJ/Kmol
⑴精馏段：
Q=V×γ=W水×CPC×（t2－t1）
W水=V×γ/CPC×（t2－t1）=111.61×42268.98/4.174×（40－30）=113024.45Kg/h
⑵提馏段：
γ加=（2258.4KJ/Kg）/（1/18Kmol/Kg）=40651.2KJ/Kmol
Q’=V’×γ’+QL=V加×γ加
V×γ’=0.95V加×γ加
V加=V×γ’/0.95γ加=111.61×38374.58/0.95×40651.2=110.90Kmol/h
㈠精馏段
第五节塔板工艺尺寸计算：
⒈塔径：
欲求塔径应先求出空塔气速u，而u=（安全系数）×umax
umax=C×[（ρL－ρV）/ρV]1/2C可由史密斯关联图查出，横标的数值为：
（Lh/Vh）×（ρL/ρV）1/2=（0.0011/0.904）×（879.8/2.69）1/2=0.022
取板间距HT=0.045m，取板上液层高度hL=0.05m，则图中参数值为
HT－hL=0.45—0.05=0.40m
根据以上数值，由史密斯关联图查得C20=0.085。
因物系表面张力σ=21mN/m，校正，即C=C20（σ/20）0.2=0.086，则umax=1.553m/s
取安全系数为0.8，则空塔气速为u=0.8×umax=0.8×1.553=0.963m/s
塔径D=（4×VS/πu）1/2=（4×0.904/π×1.242）1/2=0.963m
按标准塔径圆整为D=1m，则塔截面积AT=πD2/4=0.785m2
实际空塔气速u=0.904/0.785=1.51m/s
⒉溢流装置
选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。
各项计算如下：
①堰长lW：
取堰长lW=0.6D，即lW=0.6×1=0.6m
②出口堰高hW：
hW=hL－hOW，采用平直堰，堰上液层高度hOW可依
hOW=（2.84/1000）×E×（Lh/lW）2/3计算，近似取E=1，则可根据《化工原理下册》列线图3-查出hOW值。
因lW=0.6m，Lh=0.0011×3600=3.96m3/h，由该图查得hOW=0.01m，则hW=0.04m。
堰高hW一般在0.03——0.05m范围内，因此符合要求。
③弓形降液管宽度Wd和面积Af：
用《化工原理下册》图3-10求取Wd及Af，因为
lW/D=0.6，由该图查得：
Af/AT=0.0550，Wd/D=0.110，则Af=0.550×0.785=0.043m2
Wd=0.110×1=0.110m
依下式验算液体在降液管中停留时间，即
θ=3600×Af×HT/Lh=Af×HT/LS=0.043×0.110/0.011=17.59s
停留时间θ>5s,故降液管尺寸可用。
④降液管底隙高度ho：
依下式知：
ho=Lh/（3600×lW×u’o）=LS/（lW×u’o）
取降液管底隙处液体流速u’o=0.08m/s，则ho=0.0011/（0.6×0.08）=0.029m取ho=0.03m小塔一般取25——30mm，故符合要求。
⒊塔板布置及浮阀数目与排列
取阀孔动能因子Fo=12，用下式求孔速uo，
uo=Fo/（ρV）1/2=12/（2.49）1/2=7.32m/s
依下式求每层塔板上的浮阀数，即
N=VS/（π×d2o×uo/4）=0.904/（π×0,0392×7.32/4）=103
取边缘区宽度WC=m，破沫区宽度WS=m。
依下式计算塔板上的鼓泡区面积，即
AS=2×{x×（R2—x2）1/2+[π×R2×arcsin（x/R）]/180}
R=D/2—WC=1.0/2—0.04=0.46m
x=D/2—（Wd+WS）=1.0/2—（0.110+0.06）=0.33m
AS=2×{0.33×（0.462—0.332）1/2+[π×0.462×arcsin（0.33/0.46）]/180}=0.550m2
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=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距t’，即t’=AS/（N×t）=0.550/（103×0.075）=0.072m=72mm
考虑到塔的饿直径较大,必须采用分快式塔板,而各分快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72mm，而应小于此值，故取t’=65mm=0.065m。
按t=75mm，t’=65mm以等腰三角形叉排方式作图，见附图三,排得阀数95个。
按N=95重排核算孔速及阀孔动能因数：
uo=0.904/[π×（0.039）2×95/4]=7.97m/s
Fo=7.97×（2.69）1/2=12
阀孔动能因数Fo变化不大，仍在9~12范围内。
塔板开孔率=u/uo=1.242/7.97×100%=15.58%
第六节塔板流体力学验算：
⒈气相通过浮阀塔板的压强降
可根据下式计算塔板压强降，即hP=hC+h1+hσ
①干板阻力：
由下式计算，即uoc=（73.1/ρV）1.825=（73.1/2.69）1.825=6.10m/s
因uo>uoc，故按下式计算干板阻力，即
hC=5.34×ρV×u2o/（ρL×2×g）=5.34×2.69×8.452/（879.81×2×9.81）=0.059m液柱
②板上充气液层阻力：
本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数εo=0.5。
根据下式知，h1=εo×hL=0.5×0.05=0.025m液柱
③液体表面张力所造成的阻力：
此阻力很小，可忽略不计。
因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为
hP=0.059+0.025=0.084m液柱
则单板压降△PP=hP×ρL×g=0.084×879.81×9.81=725.0Pa
⒉淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd≤φ（HT+hW）。
Hd可用下式计算，即Hd=hP+hL+hd
①与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hP：
前已算出hP=0.084m液柱
②液体通过降液管的压头损失：
因不设进口堰，故按下式计算，即
hd=0.153×（LS/lW×ho）2=0.153×（0.0011/0.6×0.026）2=0.00076m液柱
③板上液层高度：
前以选定板上液层高度为hL=0.050m
则Hd=0.084+0.05+0.00076=0.135m
取φ=0.5，又已选定HT=0.45m，hW=0.04m。
则
φ（HT+hW）=0.5（0.45+0.04）=0.245m
可见Hd≤φ（HT+hW），符合防止淹塔的要求。
⒊雾沫夹带
按下式计算泛点率，即
泛点率={VS×[ρV/（ρL—ρV）]1/2+1.36LSZL}/KCFAT×100%
或泛点率=VS×[ρV/（ρL—ρV）]1/2/0.78KCFAT×100%
板上液体流径长度ZL=D—2Wd=1—2×0.11=0.78m
板上液流面积Ab=AT—2Af=0.785—2×0.043=0.699m2
苯和乙苯正常系统，
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