苯-甲苯浮阀式精馏塔的设计

3.4.1 干板阻力
气体通过塔板的压强降相当的液柱高度，依据 计算塔板压降
精馏段：
因 ，故：
提馏段：
因 ，故：
3.4.2 塔板清液层阻力，克服表面张力
由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数 ，已知板上液层高度 ，所以
则，精馏段
换算成单板压强降
提馏段
换算成单板压降
3.4.3 淹塔（液泛）
塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，预热器采用管壳式换热器。用133.3℃饱和水蒸气加热，饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。
关键词：苯—甲苯 浮阀精馏 物料衡算
绪论
1.1
本设计任务为分离苯——甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
塔顶液相平均表面张力计算
时，查《化学化工物性数据手册》得
进料板液相平均表面张力计算
时，查《化学化工物性数据手册》得
塔底液相平均表面张力
时，查《化学化工物性数据手册》得
精馏段平均表面张力为
提馏段平均表面张力为
精馏塔主要工艺尺寸的计算
3.2.1 塔径的计算
气液相体积流量为
精馏段：
提馏段：
则，精馏段由 ,C可由：
1.2.1加热方式
本设计的加热方式为塔底间接加热。
1.2.2回流比的选择
选择操作回流比为最小回流比的2倍。
1.2.3塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择
冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。
1.2.4设计流程图
精馏塔的工艺设计
1.2
M苯=78.11 ， M甲苯=92.14
摩尔分数
XF=
XD=
XW=
摩尔质量
1、设计方案的选择及流程说明
2、工艺计算
3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径Fra bibliotek塔板结构尺寸的确定
（2）塔板的流体力学校核
（3）塔板的负荷性能图
（4）总塔高
4、辅助设备选型与计算设计结果汇总
5、工艺流程图及精馏塔设备条件图
摘 要
本次化工原理课程设计，设计出了苯—甲苯得分离设备—连续浮阀式精馏塔。进料摩尔分数为0.44，使塔顶产品苯的摩尔含量达到0.965，塔底釜液摩尔分数为0.035。
精馏段有效高度为
提馏段有效高度为
故精馏塔的有效高度为:
塔板主要工艺尺寸的计算
3.3.1 溢流装置计算
选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：
(1)堰长
取
(2)溢流堰高度
精馏段：由 ,选用平直堰，堰上液层高度
近似取E=1，则
取板上层清液高度 ,则：
提馏段：
取
(3)弓形降液管高度 和截面积
精馏段：由 ，
化工原理课程设计任务书
一设计题目：苯-甲苯连续浮阀式精馏塔的设计
二任务要求
设计一连续浮阀式精馏塔以分离苯和甲苯，
具体工艺参数如下：
原料加料量 F=75kmol/h
进料组成 xf=0.41
馏出液组成
釜液组成
塔顶压力
单板压降
进料状态
2工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点回流。
三主要设计内容
将 代入（2）式得 代入（3）得 反复计算得
总理论板数为16块（包括再沸器），第8块板加料，精馏段需7块板，提馏段需9块。
全塔效率、实际板数及实际加料位置
板效率用奥康奈尔公式 计算
塔顶与塔釜平均温度为
t=95.38 时，由《化学化工物性数据手册》查得
则
故
即全塔效率
则精馏段实际板数
提馏段实际板数
故实际板数为 ，实际加料位置为第14块塔板。
塔板符合性能图
3.5.1 物沫夹带线
泛点率= 据此可做出负荷性能图的物沫夹带线。按泛点率80%计算：
精馏段
整理得：
由上式可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内取两个 ：
表3-1物沫夹带曲线表1
0
0.01
0.758
0．6211
提馏段
整理得：
在操作范围内取两个 :
表3-2物沫夹带曲线表2
0
0.01
0.695
取E=1.0,则
由以上1-5作出塔板负荷性能图
图3-4精馏段塔板负荷性能图
图3-5提留段塔板负荷性能图
由塔板负荷性能图可看出
(1)在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区的适中位置。
(2)踏板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下线由漏液控制。
(3)按照固定的液气比由塔板负荷性能图查出踏板的气相负荷上限（ =0.068（0.0625） /s，气相负荷下限 =0.032（0.030） /s ，所以精馏段操作弹性为 ，提馏段操作弹性为
板上液流面积：
图3-3 泛点负荷因数[1]
则精馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数图查得 ，带入公式有：
泛点率
提馏段：取系数K=1.0，泛点负荷系数图查得
泛点率
物沫夹带是指下层塔板上产生雾滴被上升气流带到上层塔板上的现象，物沫夹带将导致塔板效率下降。为了避免物沫夹带过量，应使每千克上升气体中带到上层塔板的液体量控制在一定范围内，才能保证一定的生产能力和塔板效率。物沫夹带量 应满足小于0.1kg(液)/kg(干气体)的要求。对于大塔径泛点需控制在80%以下，从以上计算的结果可知，其泛点率低于80%，所以物沫夹带满足要求。
液体的最大流量应保证激昂也管中停留时间不低于3-5s
液体降液管内停留时间 -5s
以 =5s为液体在降液管中停留时间的下限,则
=
3.5.4 漏液线
对于 型重阀,依 =5作为规定气体最小符合的标准，则
精馏段
提馏段
3.5.5 也想负荷下限线
取堰上液层高度 =0.006m，作为液相负荷下限条件，依 =0.006，计算出 的下限值以此作出液相负荷下限线，该线为与气体流量无关的竖直线：
80.3
91.4
106.1
8.8
21.2
92.1
48.9
71.0
82.3
90.3
95.7
102.2
20.0
37.0
89.4
59.2
78.9
81.2
95.0
97.9
98.6
30.0
50.0
86.8
70.0
85.3
80.2
100.0
100.0
用内插法求得 、 、
:
:
:
故由上塔顶温度
气相组成
进料温度
气相组成
精馏段孔速
取 每层塔板上浮阀数目为：
取边缘区宽度 ,破沫区宽度
计算塔板上的鼓泡区面积，即：
同理提馏段孔速
每层塔板上的浮阀数目为：
取边缘区宽度为 ，破沫区宽度
因 故塔板上的鼓泡区面积
取孔心距t=75mm，采用正三角形叉排绘制排列图的浮阀数 功能因数,则：
精馏段:
塔板开孔率为：
提馏段:
塔板开孔率为：
塔板流体力学校核
提馏段平均摩尔质量计算
3.1.4 液体平均粘度的计算
液体平均粘度依 计算
时，查《化学化工物性数据手册》得
进料板液体平均粘度的计算
时，查《化学化工物性数据手册》得
塔底液体粘度计算
时，查《化学化工物性数据手册》得
精馏段液相平均粘度为：
提馏段液相平均粘度为：
3.1.5 平均密度的计算
（1）气相平均密度的计算
第 2 章
物性数据计算
3.1.1 操作压强的计算
塔顶操作压力
取每层塔板压降为
进料板压力
塔底压力
精馏段平均压力
提馏段平均压力
3.1.2 操作温度的计算
因
则精馏段平均温度
提馏段平均温度
3.1.3 平均摩尔质量的计算
塔顶平均摩尔质量计算
由相平衡方程得 ，则
进料板平均摩尔质量计算
塔底平均摩尔质量计算
精馏段平均摩尔质量计算
则 ,
图3-1.史密斯关联图[1]
查史密斯关联图得 ,
取安全系数为0.8，则空塔气速为
按标准塔径圆整后为D=1m
塔截面积为
实际空塔气速为
同理提馏段：由史密斯关联图查得，图的横坐标为：
取板间距 板上液层高度 ,则
，查史密斯关联图得
取安全系数为0.7，则
按标准塔径圆整后
塔截面积为
实际空塔气速为：
3.2.2 精馏塔有效高度的计算
塔底温度
气相组成
由上温度和气相组成来计算相对挥发度
则精馏段平均相对挥发度
提馏段平均相对挥发度
最小回流比的计算和适宜回流比的确定
2.2.1 最小回流比的计算
由Antonie方程 ，
——温度T时的饱和蒸汽压
T——温度，K
A,B,C——Antonie常数
表2.2 [1]
A
B
C
苯
16.0137
3096.52
0.569
3.5.2 液泛线
由此确定液泛线，忽略式中
精馏段
整理得
提馏段
整理得
在操作范围内，任取若干个 值，算出相应的 值
表3-3液泛线
精馏段
提馏段
0
3.17
0
2.99
0.0002
3.10
0.0002
2.93
0.0005
3.04
0.0005