1、化學化工學院課程設計任務書課程名稱 化工原理課程設計 設計題目 苯-甲苯體系精餾浮閥塔 學生姓名 沈麗 專業 化學工程與工藝 班級學號 050906 設計日期 2008 年 6 月 16 日至 2008 年 6 月27 日設計條件及任務：在常壓連續浮閥精餾塔中精餾苯甲苯溶液，要求料液進料量F=180kmol/h濃度xf=25%，產品濃度xD=99%，易揮發組分回收率N=99%。操作條件：間接蒸汽加熱塔頂壓強：1.03atm（絕對壓強）進料熱狀況：泡點進料 指導老師：馮暉 黃莉2008 年 6 月 17 日 目錄一、概述21.浮閥塔的特點 22.浮閥閥型介紹 2二、工藝計算 31.流程的設計及說

2、明 32.物性數據 43.全塔物料衡算 54.理論塔板數計算75.實際塔板數計算 96.浮閥塔的工藝尺寸的確定97.塔板的流體力學驗算 168.塔板負荷性能圖及操作彈性的確定 199.輔助設備及零件設備 2210.設計結果匯總27三、結論和評解28四、致謝29五、參考書目29化工原理課程設計（工藝設計）說明說編寫內容姓名：沈麗 學號：P1001050906 專業：化學工程與工藝一、概述1、浮閥塔的特點浮閥塔是廿世紀五十年代初開發的一種新塔型。其特點是在篩板塔基礎上，在每個篩孔處安置一個可上下移動的閥片。當篩孔氣速高時，閥片被頂起、上升，孔速低時，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小作自動

3、調節，從而使進入液層的氣速基本穩定。又因氣體在閥片下測水平方向進入液層，既減少液沫夾帶量，又延長氣液接觸時間，故收到很好的傳質效果。生產上對塔器在工藝上及結構上提出的要求有下列幾方面：1 分離效率高-達到一定分離程度所需塔的高度低。2 生產能力大-單位塔截面積處理量大。3 操作彈性（flexibility）大-對一定的塔器，操作時氣液流量（亦稱氣液負荷）的變化會影響分離效率。若分離效率最高時的氣液負荷作為最佳負荷點，可把分離效率比最高效率下降15%的最大負荷與最小負荷之比稱為操作彈性。工程上常用的，是液，氣負荷比L/V為某一定值時，氣相與液相的操作彈性。操作彈性大的塔必然適應性強，易于穩定操作

4、。4 氣體阻力小-氣體阻力小可使氣體輸送的功率消耗小。對真空精餾來說，降低塔器對氣流的阻力可減小塔頂，底間的壓差，降低塔的操作壓強，從而可降低塔底溶液泡點，降低對塔釜加熱劑的要求，還可防止塔底物料的分解。 5 結構簡單，設備取材面廣-便于加工制造與維修，價格低廉，使用面廣。2、浮閥閥型介紹浮閥的形狀如右圖所示。浮閥有三條帶鉤的腿。將浮閥放進篩孔后，將其腿上的鉤扳轉，可防止操作時氣速過大將浮閥吹脫。此外，浮閥邊沿沖壓出三塊向下微彎的“腳”。當篩孔氣速降低浮閥降至塔板時，靠這三只“腳”使閥片與塔板間保持 2.5mm左右的間隙；在浮閥再次升起時，浮閥不會被粘住，可平穩上升。浮閥塔的生產能力比泡罩塔約

5、大20%40%，操作彈性可達79，板效率比泡罩塔約高15%，制造費用為泡罩塔的60%80%，為篩板塔的120%130%。圖2 浮閥（a）V-4型，（b）T型浮閥一般都用不銹鋼制成。國內常用的浮閥有三種，即圖1所示的F1型及圖2所示的V-4型與T型。V-4型的特點是閥孔被沖壓成向下彎的噴咀形，氣體通過閥孔時因流道形狀漸變可減小阻力。T型閥則借助固定于塔板的支架限制閥片移動范圍。三類浮閥中，F1型浮閥最簡單，該類型浮閥已被廣泛使用。我國已有部頒標準（JB111868）。F1型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度2mm的鋼板沖成，閥質量約33克，輕閥用厚度1.5mm的鋼板沖成，質量約25克。閥重則閥的慣

6、性大，操作穩定性好，但氣體阻力大。一般采用重罰。只有要求壓降很小的場合，如真空精餾時才使用輕閥。二、工藝計算1、流程的設計及說明工藝流程：如圖下圖所示。原料液由高位槽經過預熱器預熱后進入精餾塔內。操作時連續的從再沸器中取出部分液體作為塔底產品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經過冷凝器后被送出作為塔頂產品。為了使精餾塔連續的穩定的進行，流程中還要考慮設置原料槽。產品槽和相應的泵,有時還要設置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時發現問題和采取相

7、應的措施，常在流程中的適當位置設置必要的儀表。比如流量計、溫度計和壓力表等，以測量物流的各項參數。圖1 浮閥塔的工藝流程簡圖2、查閱文獻，整理有關物性數據常壓下苯和甲苯的氣液平衡數據，見表常壓下苯甲苯系統txy數據如表16所示。表16 苯甲苯系統txy數據沸點t/苯摩爾分數/%氣相液相110.6000106.10.24090.10222.788186102.20.40920.22772.34920698.60.54120.33572.33333395.20.65160.43712.45726592.10.74280.53022.55842389.40.81520.63122.5771186.8

8、0.87260.73352.4868884.40.92610.82782.60734582.30.96330.91652.39071381.20.98210.95732.45363480.211苯相對分子質量：78；甲苯相對分子質量：92 由上表可求得：=2.4963、全塔物料衡算根據工藝的操作條件可知:料液流量 F=180Kmol/h=4.425kg/s;料液中易揮發組分的質量分數 xf=0.25;塔頂產品摩爾分數 xD=0.99;回收率 N=0.99；由公式：F=D+WN=代入數值解方程組得：塔頂產品流量 :D=45kmol/h=0.97675kg/s;塔底產品流量 W=135kmol/h

9、=3.448kg/s;塔底產品摩爾分數 xw=0.00333根據衡摩爾流假設，全塔流率一致，相對揮發度也一致：由附錄一知：=2.4969所以，平衡方程為：y=x=(a)由于泡點進料，所以q=1,則q線方程為：q=xf=0.25;由方程得： xe=0.25, ye=0.4542最小回流比 Rmin為：Rmin=2.6239;R=1.55Rmin=1.55*2.6239=4.067;所以精餾段液相質量流量: L=RD=4.067*0.97675=3.9725kg/s精餾段氣相質量流量: V=(R+1)D=5.067*0.97675=4.9492kg/s所以，精餾段操作線方程： y=+=0.803x

10、-0.195 (b)提餾段液相質量流量: =3.9725+4.425=8.397kg/s提餾段氣相質量流量:=V=4.9492kg/s所以，提餾段操作線方程： y=1.592x-0.00197 (c)4、理論塔板數的計算由上而下逐板計算，自x0=0.99開始到xi首次越過xq=0.25時止。操作線上的點 平衡線上的點(x0=0.99,y1=0.99) (a)式(x1=0.9754,y1=0.99) (b)式(x1=0.9754,y2=0.978) (a)式(x2=0.9474,y2=0.978) (b)式(x2=0.9474,y3=0.9558) (a)式(x3=0.8964,y3=0.955

11、8) (b)式(x3=0.8964,y4=0.9148)(a)式(x4=0.8113,y4=0.9148) (b)式(x4=0.8113,y5=0.8465) (a)式(x5=0.6884,y5=0.8465) (b)式(x5=0.6684,y6=0.7477) (a)式(x6=0.541,y6=0.7477) (b)式(x6=0.541,y7=0.6295) (a)式(x7=0.4049,y7=0.6295) (b)式(x7=0.4049,y8=0.520) (a)式(x8=0.3026,y8=0.520) (b)式(x8=0.3026,y9=0.4381) (b)式(x9=0.2379,y

12、9=0.4381)因x9時首次出現xixq，故第9塊理論板為加料板，精餾段共8塊理論板。已知 x9=0.2379,由上而下計算，直到xi首次超越xw=0.00333時為止。操作線上的點 平衡線上的點 (x9=0.2379,y9=0.4381) (c)式(x9=0.2379,y10=0.3768)(a)式(x10=0.1949,y10=0.3768) (c)式(x10=0.1949,y11=0.3084)(a)式(x11=0.1515,y11=0.3084) (c)式(x11=0.1515,y12=0.2392)(a)式(x12=0.1118,y12=0.2392) (c)式(x12=0.239

13、2,y13=0.1761)(a)式(x13=0.07884,y13=0.1761) (c)式(x13=0.07884,y14=0.1235)(a)式(x14=0.05344,y14=0.1235) (c)式(x14=0.05344,y15=0.0831)(a)式(x15=0.03503,y15=0.0831) (c)式(x15=0.03503,y16=0.0538)(a)式(x16=0.02226,y16=0.0538) (c)式(x16=0.02226,y17=0.03347)(a)式(x17=0.01368,y17=0.03347) (c)式(x17=0.01368,y18=0.01981

14、)(a)式(x18=0.008029,y18=0.01981) (c)式(x18=0.008029,y19=0.01081)(a)式(x19=0.004358,y19=0.01081) (c)式(x19=0.004358,y20=0.004968)(a)式(x20=0.001996,y20=0.004968)由于到x20時首次出現xi5s符合要求)提餾段停留時間 (5s符合要求)塔板布置及浮閥數目排列取閥孔的動能因子 F0=12精餾段 浮閥數 取有效區寬度 Wc=0.08m取安定區寬度 Ws=0.1m開孔面積： R=1.6/2-0.08=0.72mx=0.8-(0.28+0.1)=0.42m取

15、同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m估算排間距h h=提餾段：浮閥數 估算排間距=浮閥排列方式采用等腰三角形叉排方式作圖（見附圖），排得閥數為209個。按N=209個重新核算孔速及閥孔動能因數：精餾段：閥孔動能因子變化不大塔板開孔率 提餾段：閥孔動能因子變化不大,在912范圍內。塔板開孔率 7、塔板的流體力學驗算a.精餾段：氣體通過浮閥塔板的壓降干板阻力u oc u o 則液柱板上充氣液層阻力本設備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳氫化合物，可取充氣系數=0.5hl=hL=0.5*0.07=0.035m液柱液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，忽略不計因此，與氣體流經一層浮閥塔板的壓降所相

16、當的液柱高度為： hp=0.0511+0.035=0.0861m液柱(單板壓降 =0.0861*802.1877*9.81=677Pa)淹塔 為了防止淹塔現象的發生，要求控制降液管中清液層高度Hd=hp+hL+hd與氣體通過塔板的壓強降所相當的液柱高度hp前已算出hp=0.0861 m液柱液體通過降液管的壓頭損失因不設進堰口液柱板上液層高度hL=0.070m則 Hd=0.0861+0.070+0.00121=0.157m取=0.5，又已選定 HT=0.45m , hw=0.0523m則，可見hd符合防止淹塔的要求。霧沫夾帶泛點率=及泛點率=板上液體流徑長度 ZL=D-2=1.60-20.28=

17、1.04m板上液流面積 =-2=2.041-20.241=1.559m2苯和甲苯為正常系統，取物性系數K=1.0查得泛點負荷系數CF=0.127,將以上數值代入上式泛點率=泛點率=對于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80，計算出的泛點率都在80以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev0.1kg(液)/kg(氣)的要求。b.提餾段：氣體通過浮閥塔板的壓降干板阻力則液柱板上充氣液層阻力本設備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳氫化合物，可取充氣系數=0.5，則液柱液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，忽略不計因此，與氣體流經一層浮閥塔板的壓降所相當的液柱高度為：=0.04116+0.035=0.0

18、7616m液柱(單板壓降 =0.07616*802.1877*9.81=586.4Pa)淹塔 為了防止淹塔現象的發生，要求控制降液管中清液層高度，與氣體通過塔板的壓強降所相當的液柱高度hp前已算出=0.07616 m液柱液體通過降液管的壓頭損失因不設進堰口液柱板上液層高度=0.070m則=0.07616+0.070+0.006992=0.1532m取=0.5，又已選定=0.45m , =0.04506m則，可見符合防止淹塔的要求。霧沫夾帶泛點率=及泛點率=板上液體流徑長度 ZL=D-2=1.60-20.28=1.04m板上液流面積 =-2=2.041-20.241=1.559m2苯和甲苯為正常

19、系統，取物性系數K=1.0查得泛點負荷系數CF=0.127,將以上數值代入上式泛點率：泛點率：對于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80，計算出的泛點率都在80以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev3符合b.提餾段：霧沫夾帶線按泛點率=80計算如下：整理得：0.06495+1.41=0.158s液泛線0.17994=0.001143+69.6412+0.92162/3代入整理得：液相負荷上線限以=5s算，漏液線對于F1型重閥，=5計算則,又知所以，液相負荷下限線取堰上液層高度=0.006m作為液相負荷下限條件E=1,則作出塔板負荷性能圖上的共五條線，見附圖：由圖知：氣相負荷上限 ，氣相負

20、荷下限所以，操作彈性=3符合9、輔助設備及零件設備塔頂冷凝器冷凝器的選擇：（列管式冷凝器） 冷凝器置于塔下部適當位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價不高。冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量熱流體為80.76的99%的苯蒸汽，冷流體為20的水 Q=qm1r1 Q=qm2r2 Q單位時間內的傳熱量，J/s或W； qm1, qm2熱、冷流體的質量流量，kg/s; r1 ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg查表得 r1=393.113 kJ/ r2=998 kJ/ qm1=4.949kg/sQ=qm1r1=4.949393113=194551

21、6J/sQ=qm2r2=998000 qm2=1945516 J/s qm2=1.95 kg/s傳熱面積：A=蒸汽溫度為80.76，冷水出口溫度為40 則 = 由于溶液黏度小于0.0005pa.s 所以K初取900Wm-2/ A=所以查管殼式熱交換器系列標準（摘錄）列管外徑一般都選25mm，管長取3m。因為 所以 L=579.3m, 則 算得管數為：N=194根根據這些數據可以查得：外殼直徑D/mm公稱壓強/(kgf/cm2)公稱面積A/m2管子排列方式管長l/m管子外徑/mm管子總數N/根管程數殼程數60010、16、256032526911可以算得此換熱器的換熱面積為 =269*3.141

22、59*0.025*3=63.4m2可見滿足設計的要求。塔底再沸器再沸器的選擇：列管式蒸發器對直徑較大的塔，一般將再沸器置于塔外。其管束可抽出，為保證管束浸于沸騰器液中，管束末端設溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區。其液面以上空間為氣液分離空間。加熱蒸汽消耗量 Q=qm1r1 Q=qm2r2 Q單位時間內的傳熱量，J/s或W； qm1, qm2熱、冷流體的質量流量，kg/s; r1 ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg r1=2210.4kJ/ r2=363.63kJ/ 提餾段液體流量=8.397Kg/s qm2=4.951kg/s Q=qm2r2=4.951363.63=1800.2 kJ/s=

23、2210.4 qm1 蒸汽消耗量qm1為0.815kg/s傳熱面積： A=蒸汽溫度為120，冷液進口溫度為110.45，出口溫度為110.54。 則 =9.5由于溶液黏度小于0.0005pa.s 所以K初取1050Wm-2/ A=列管外徑一般都選25mm，管長取6m。因為 所以 L=2299m, 則 算得管數為：N=384根根據這些數據可以查得：外殼直徑D/mm公稱壓強/(kgf/cm2)公稱面積A/m2管子排列方式管長l/m管子外徑/mm管子總數N/根管程數殼程數80010、16、2520062544461可以算得此換熱器的換熱面積為 =444*3.14159*0.025*6=209.23m

24、2則滿足要求，也用此換熱器做蒸發器。進料預熱器（列管式加熱器） 進料冷夜的溫度為15.7，經過加熱器變成飽和液體溫度為101.46，用列管式加熱器。加熱蒸汽消耗量及換熱器的選型 Q=qm1r1 Q=qm2r2 Q單位時間內的傳熱量，J/s或W； qm1, qm2熱、冷流體的質量流量，kg/s; r1 ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg r1=2210.4kJ/ r2=425.17kJ/ 進料液體流量F=200Kmol/h=4.425Kg/s 即 qm2=4.425kg/s Q=qm2r1=4.425425.17=1881.4 kJ/s=2210.4 qm1 蒸汽消耗量qm1為0.851kg/

25、s傳熱面積： A=蒸汽溫度為120，冷液進口溫度為15.7，出口溫度為101.86。 則 = 由于溶液黏度小于0.0005pa.s 所以K初取900Wm-2/ A=列管外徑一般都選25mm，管長取3m。因為 所以 L=540m, 則 算得管數為：N=181根根據這些數據可以查得：外殼直徑D/mm公稱壓強/(kgf/cm2)公稱面積A/m2管子排列方式管長l/m管子外徑/mm管子總數N/根管程數殼程數60010、16、256032526911可以算得此換熱器的換熱面積為 =269*3.14159*0.025*3=63.4m2則滿足要求，也用此換熱器加熱。進料泵塔總高（不包括群座）由下式決定式中

26、H塔高，m；-塔頂空間，m；-塔板間距，m；-開有人孔的塔板間距，m；-進料段高度，m；-塔底空間，m；-實際塔板數，m；-人孔數（不包括塔頂空間與塔底空間的人孔數）。 所以 取1.5m ， =34塊 ，=0.45m ，=0.6m , =0.8m，每8塊取一個人孔，則=4個。的計算，塔釡料液最好能在塔底有35分鐘的存儲，所以取5分鐘來計算。因為 =0.01002*300=3.006m3=1.49m則=1.5+(34-2-4)*0.45+2.4+0.8+1.49=18.79m群座高度取5m，所以總高度為23.79m。F=180Kmol/h=4.425Kg/s=20.16m3料液罐的壓強為常壓1a

27、tm，加料板的壓強為110925pa進料口的高度為15.24m ，進料段的表壓為0.126at，管路阻力管路的高度為 15.24m+0.126*10+=16.5+,所以要選一個適合這個流量和高度的泵，查型離心泵性能表 從各個方面考慮下來，65-50-160比較適合作進料泵，其有關參數為：流量/(m3/h)揚程/m轉速/(r/min)氣蝕余量/m泵效率/%軸功率配帶功率253229002.0653.355.5使用重力回流。10、設計結果匯總物性數據表名稱結構式相對分子質量密度20沸 點101.33kPa比熱容(20)KJ/(kg.)黏度(20mPa.s)表面張力(20) N/m苯78.1877.8980.131.640.64868.78甲苯92869.16110.551.620.58264.05浮閥塔板工藝設計計算結果項目數值及說明精餾段提餾段塔徑 D,