浮阀精馏塔的设计 (2)

化工原理课程设计题目：浮阀精馏塔的设计教学院：化学与材料工程学院专业：07化学工程与工艺（精细化工方向）学号：20074081012学生姓名：夏海利、王锐、张军、郝全勇指导教师：夏贤友、屈媛、陈雪梅、胡燕辉2010年 5 月20 日《化工原理课程设计》任务书2009～2010 学年第2学期学生姓名：郝全勇专业班级：07化学工程与工艺（精细化工方向）指导教师：夏贤友、屈媛、陈雪梅、胡燕辉工作部门：化学工程教研室一、课程设计题目：浮阀精馏塔的设计二、课程设计内容（含技术指标）1. 工艺条件与数据原料液量1500kg/h，含苯40%（质量分数，下同），乙苯60%；馏出液含苯97%，残液含苯2%；泡点进料；料液可视为理想溶液。

2. 操作条件常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽的露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm²（绝对压力）；冷却水进口温度30℃，出口温度为45℃；设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。

3. 设计内容①物料衡算、热量衡算；②塔板数、塔径计算；③溢流装置、塔盘设计；④流体力学计算、负荷性能图。

三、进度安排1．5月6日：分配任务；2．5月6日-5月14日：查询资料、初步设计；3．5月15日-5月21日：设计计算，完成报告。

四、基本要求1. 设计计算书1份：设计说明书是将本设计进行综合介绍和说明。

设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。

应按设计程序列出计算公式和计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。

设计说明书应附有带控制点的工艺流程图，塔结构简图。

设计说明书具体包括以下内容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算；设计结果概览；附录；参考文献等。

2. 图纸1套：包括工艺流程图(3号图纸)和精馏塔装配总图(1号图纸)。

教研室主任签名：年月日目录一.1.1绪论 (1)1.2工艺流程草图及说明 (1)二.原料性 (1)2.1苯和乙苯的物理质 (1)2.2 苯和乙苯的饱和蒸压 (2)三.精馏塔工艺计 (3)3.1塔的物料衡算及塔板数定 (3)3.1.1全塔物料衡 (3)3.1.2相对挥发度 的计算 (4)3.1.3平衡线，q线，精馏段操作线，提馏段操作线方程的确定 (5)3.2塔的工艺条件及物性数据算 (6)3.2.1.物性数据 (6)3.2.2精馏段工艺条件 (6)3.2.3提馏段工艺条件 (6)3.3塔板数的计算（捷算法） (7)3.3.1塔板设计选用数据 (7)3.3.2理论板数的计算 (7)3.3.3实际塔板数计算 (8)3.4．浮阀塔板工艺尺寸的确定与计算 (8)3.4.1塔高的计算 (9)3.4.2塔径D (9)3.4.3 降液管及溢流堰尺寸 (11)3.4.4浮阀数及排列方式 (12)3.5塔板流动性能的校核 (13)3.5.1液沫夹带量校核 (13)3.5.2塔板阻力h计算 (14)f3.5.3降液管液泛校核 (15)3.5.4液体在降液管内停留时间校核 (16)3.5.5严重液漏校核 (16)3.6塔板负荷性能图 (16)3.6.1过量液沫夹带线关系式 (16)3.6.2 液相下限线关系式 (17)3.6.3 严重漏液线关系式 (17)3.6.4相上限线关系式 (17)3.6.5液泛线关系式 (18)四．辅助设备设计 (19)4.1塔的主要接管 (19)4.1.1塔顶蒸气出口管径 (19)4.1.2回流液管径 (20)4.1.3进料管 (20)4.1.4出料管 (20)4.1.5饱和水蒸气管径 (21)4.1.6仪表接管 (21)4.2辅助设备的选择 (21)4.2.1冷凝器 (21)4.2.2再沸器 (22)4.2.3泵 (22)4.3热量衡算 (22)4.3.1塔顶冷凝器的热量衡算 (22)4.3.2塔底再沸器的热量衡算 (23)五.设计结果一览表 (23)5.1浮阀塔工艺设计计算结果 (23)5.2主要符号说明 (24)六.参考文献 (26)1．1绪论在化工、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。

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。

1．2 流程示意图流程示意图：冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→乙苯↑↓回流原料→原料罐→原料预热器→精馏塔↑回流↓再沸器←→塔底产品冷却器→苯的储罐→乙苯二.原料物性2.1苯和乙苯的物理性质表2-1 苯和乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点℃临界温度CT℃临界压CPKPa苯A C6H678．11 80．1 289．2 4910 乙苯B C8H10106．16 136．2 345．2 3677表2-2 苯和乙苯在某些温度下的表面张力σmN/m ）t/℃ 20 40 60 80 100 120 140 σmN/m 28.80 26.25 23.74 21.27 18.85 16.49 14.17 σ乙苯29.3027.1425.0122.9220.8518.8116.82表2-3 苯和乙苯在某些温度下的粘度(mPa ·s)t/℃ 0 20 40 60 80 100 120 140 μL 苯 0.7420.638 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 μL 乙苯0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226表2-4苯和乙苯的液相密度ρL （Kg/m 3）t/℃20 40 60 80 100 120 140 苯L ρ 877．4 857．3 836．6 815．0 792．5 768．9 744．1 乙苯L ρ867．7849．8831．8813．6795．2776．2756．7表2-5 液体气化热г（Kj/Kg ）t/℃20 40 60 80 100 120 140 苯Γ431．1 420．0 407.7 394.1 379.3 363.2 345.5 乙苯Γ399.6390.1380.3370.0359.3347.9335.92.2 苯和乙苯的饱和蒸汽压饱和蒸汽压为P *，而苯和乙苯的饱和蒸汽压可用Antoire 方程计算， 即㏑P *=A-CT B+其中P * 单位为mmHg,T 单位为K 。

苯和乙苯Antoire 常数如表2-6表2-6 苯和乙苯Antoire 常数组分 A B Cmax T /（K ） min T /（K ）苯 15.9008 2788.51 -52.36 377 260 乙苯16.01953279.47-59.95450300三.精馏塔工艺设计3.1塔的物料衡算及塔板数的确定3.1.1全塔物料衡算进料液中苯的质量分数为40%，乙苯的质量分数为60%,苯的摩尔质量为78.11Kg/Kmol, 乙苯的摩尔质量为106.16 Kg/Kmol,进料中苯的摩尔分数为47.54%,乙苯的摩尔分数为52.46%。

进料液的平均摩尔质量)/(8.9216.1065246.011.784754.0Kmol Kg M F =⨯+⨯=)/(164.168.921500Kmol Kg F =÷=由公式F=D+W 和F ⨯F x =D ⨯D x +W ⨯W x式中 F ──原料流量， Kmol/h ；D ──塔顶产品（馏出液）流量， Kmol/h ； W ── 塔底产品（釜液）流量，Kmol/h ； F x ──原料中易挥发组分的摩尔分数； D x ──馏出液中易挥发组分的摩尔分数； W x ──釜液中易挥发组分的摩尔分数。

原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量0.478.110.47540.40.678.11106.16F x ==+0.9778.110.9780.970.0378.11106.16D x ==+027.016.10698.011.7802.011.7802.0=+=W x F M =0.475478.11+(1-0.4754)106.16=92.8 (Kg/Kmol)⨯⨯D M =0.97878.11+(1-0.978)106.16=78.727( Kg/Kmol)⨯⨯W M =0.02778.11+(1-0.027) 106.16=105.40 (Kg/Kmol)⨯⨯因为代入物料衡算15000.415000.6F= =16.159(kmol/h) 78.11106.16⨯⨯+联解得：()16.164(0.47540.027)D=7.621(Kmol/h)0.9780.027F w D W F x x x x -⨯-==--W=F-D=16.159-7.621=8.538 (Kmol/h)此次易挥发组分的回收率η=7.6210.978100%100%97%16.1590.4754D F D x F x ⨯⨯⨯=⨯=⨯⨯ 3.1.2相对挥发度α的计算苯和乙苯在某些温度t 下的蒸汽压0A P ,0B P 及所对应的α,对于理想溶液有α=0A P /0B P表3-1 苯和乙苯相对挥发度α的计算结果t (K) 0A P /(KPa)B P / (KPa)α x y101.3 16.83 6.02 1 1 357.15 114.05 19.49 5.85 0.865 0.974 361.15 128.39 22.56 5.69 0.744 0.943 365.15 144.11 26.02 5.54 0.637 0.906 369.15 161.28 29.90 5.39 0.543 0.865 373.15 179.99 34.24 5.26 0.460 0.817 377.15 200.33 39.07 5.13 0.386 0.763 381.15 222.39 44.44 5.00 0.320 0.703 383.75 237.69 48.24 4.93 0.280 0.657 388.15 265.40 55.26 4.80 0.219 0.574 393.15 299.79 64.19 4.67 0.158 0.468 398.15 337.44 74.25 4.54 0.103 0.343 403.15 378.55 85.52 4.43 0.054 0.202 408.15 423.29 98.09 4.32 0.010 0.042 409.35434.59101.324.29 0 0相对挥发度可取表中x=0(α=4.33)和x=1(α=6.01)时的α的几何平均值 082.502.629.4=⨯=∂F α=5.413.1.3平衡线，q 线，精馏段操作线，提馏段操作线方程的确定 平衡线方程5.0851(1)1 4.082x xy x x∂==-∂-+ q 线方程x=0.4757,q=1, q 线方程即为F x x =，所以q 线方程为： x=0.4754 而452.04754.01)978.01(082.54754.0978.01082.511)1(11min =⎥⎦⎤⎢⎣⎡--⨯-⨯-=⎥⎦⎤⎢⎣⎡----=F D F D x x x x R αα 取min R=1.5=1.5 0.418=0.678R ⨯ 精馏段操作线方程 精馏段摩尔流量：液相 L(s)=RD=0.6787.621=5.167Kmol/h ⨯气相 V(s)=L+D=(1+R)D=1.6787.621=12.788Kmol/h ⨯ 精馏段操作线方程: 0.6780.9780.4040.583110.67810.6781D x R y x x x R R =+=+=+++++提馏段操作线方程 提馏段摩尔流量：液相 'L=L+qF=5.167+116.159=21.326 Kmol/h ⨯汽相'V =V=L+D=12.788Kmol/h 由于提馏段操作线方程y=wL wx x V V '-''则提馏段操作线方程为21.3268.5380.027 1.6680.01812.78812.788y x x ⨯=-=-3.2塔的工艺条件及物性数据计算3.2.1.物性数据由公式ρ=A+BT+CT 2+DT 3 +ET 4 其中T 单位为K ，其中常数为表3-2 常数列表A BCDE苯 1114.71 -2.46925510-⨯ -5.75335×10-3 1.41802×10-5 -1.33393×10-8 乙苯1166.29-1.358891.81018×10-3-2.24496×10-6——2.2精馏段工艺条件 则精馏段液体的平均密度30A 0B =x +(1-x )=813.6810.978+812.8210.022=813.66(Kg/m )L ρρρ⨯⨯精馏段气体的密度)/(697.25.355314.87.783.1013m Kg RT PM =⨯⨯==ρ 精馏段气体的体积流量 V )/(104.0697.236007.78788.12360013s m VM v =⨯⨯==ρ精馏段液体的体积流量 V )/(10382.166.81336007.78167.53600134s m LM l -⨯=⨯⨯==ρ3.2.3提馏段工艺条件液相平均摩尔质量:'-1v M =105.40kg kmol ⋅塔底温度'0m t =129.5C 查得A ρ=754.545kg/m 3,B ρ=764.07 kg/m 3'L ρ=w A x ρ+(1-x w ) B ρ=754.545×0.027+764.07×(1-0.027)=763.81kg/m 3 ''3101.3105.403.189(/)8.314(129.5273.15)V PM Kg m RT ρ⨯===⨯+'4322.326105.408.17510(/)36003600763.81L L LM V m s ρ-⨯===⨯⨯3.3塔板数的计算（捷算法）3.3.1塔板设计选用数据 设计选用数据见表3-4表3-4 塔板设计选用数据项目精馏段提馏段气相液相 气相 液相 摩尔流量（ Kmol/h ） 12.788 5.16712.788 21.326体积流量（3m /s ） 0.1041.382⨯410-0.1178.175⨯410-温度（℃）82.5129.5气相的平均密度V ρ=（2.68+3.19）/2=2.943 Kg/ 3m 液相的平均密度L ρ=（813.67+763.81）/2=788.735 Kg/ 3m由上述计算可得以下结果: 汽塔的平均蒸汽流量'3-1VS VS VS V =(V +V )/2=(0.104+0.117)/2=0.1105m s ⋅汽塔的平均液相流量134410775.42/10)175.8382.1(2/)(---⨯=⨯+='+=s m V V V ls ls ls 气相平均密度-3v v1v2=(+)/2=(2.697+3.189)/2=2.943kg m ρρρ⋅ 液相平均密度-3L L1L2=(+)/2=(813.66+763.81)/2=788.735kg m ρρρ⋅ 3.3.2理论板数的计算 最少理论板数min (1)0.978(10.027)lg[]lg[](1)(10.978)0.0274.54lg lg5.028w D D W x x x x N α--⨯⨯--===应用N 图2 塔板min 0.6780.4520.13510.6781R R X R --===++0.5670.5670.75(1)0.75(10.135)0.509Y x =-=⨯-=由Y N N N =+-1min得min 4.540.50910.28110.509N Y N Y ++===--（块）先求精馏段的最少理论板数1min,Nmin,11(1)0.978(10.4754)lg[]lg[](1)(10.978)0.47542.234lg lg5.707D F D F x x x x N α--⨯⨯--===min,11min2.23410.285.0584.54N N N N ⨯⨯===故提馏段理论板数2N = 1=10.28-5.058=5.122N N - 其中 ,1α为1α与进料组成下的F α的几何平均值707.541.502.61=⨯=α3.3.3实际塔板数计算查得塔顶温度D t =82.5℃，塔底温度W t =129.50c,进料温度F t =94.5℃ 全塔平均温度错误！未找到引用源。