苯甲苯+浮阀塔 课程设计

1、目录目录 目录目录.2 一前言一前言.2 1.1 概述.2 1.2 设计任务及要求.3 1.3 设计方案.3 二塔的工艺计算二塔的工艺计算.4 2.1 物料衡算.4 2.2 理论板数的确定.4 2.3 塔径及塔高的确定.7 2.3.1操作参数及物性参数的确定.7 (1) 压强.7 (2)平均温度.8 (3)平均分子量.8 (4)平均密度.8 (5)表面张力.9 (6)液体黏度.10 (7)气液负荷计算.10 2.3.2塔板工艺尺寸计算.11 (1)塔径.11 （2）塔的有效高度.12 (3)溢流装置计算.12 (4)塔板布置与浮阀数目及排列.15 2.3.3塔板流体动力学验算.17 精馏段计算

2、.17 提留段计算.17 2.3.4塔板的负荷性能图.20 (1)雾沫夹带线.20 (2)液泛线.20 （3）液体负荷上限线.21 (4)漏夜线.21 (5) 液相负荷下限线.22 三设计结果一览表三设计结果一览表.24 四四.个人总结及对本设计的评述个人总结及对本设计的评述.25 五五.参考文献参考文献.26 一前言一前言 化工原理课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论系实际的桥梁，是 使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求学生能综合运用本课程和前修 课程的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工

3、单元 操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握典型单元操作 设计的主要程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生 树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。 1.1 概述概述 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型 式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质 热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔 顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下

4、者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续 变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小； （4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修 方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇 形、s 型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较 多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点

5、是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从 浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自 行调节。 浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为 f1 型（v1 型）、v4 型、十字架型、 和 a 型，其中 f1 型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用， 已列入部颁标准（jb111881）。其阀孔直径为 39mm，重阀质量为 33g，轻阀为 25g。一般多采用重阀， 因其操作稳定性好。 浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造 价低，塔板结构较泡罩塔简单

6、1.2 设计任务及要求设计任务及要求 设计题目：浮阀式间接加热精馏设计 原料：甲苯苯溶液，处理能力：6800kg/h 甲苯含量：41%(质量分数)，苯 59%(质量分数) 设计要求：馏出液甲苯含量不小于 90%(质量分数) 釜液甲苯含量不大于 3%(质量分数) 操作压力：自选 进料温度：泡点 进料状况：泡点 加热方式：间接蒸汽加热 1.3 设计方案设计方案 总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔 对塔设备的要求大致如下： 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

7、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 本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。 二塔的工艺计算二塔的工艺计算 2.1 物料衡算物料衡算 (1)原料液及塔顶、塔底摩尔分率 苯:ma=78kg/kmol 甲苯:mb=92 kg/kmol 进料液中轻组分质量分数为 41的摩尔分率 xf= 0.

8、41/0.41/78 0.45 0.41/(1 0.41)/0.41/780.59/92 a ab m mm 塔顶轻组分质量分数为 90的摩尔分率 xd= 0.90/0.90/78 0.91 0.90/(1 0.90)/0.90/780.1/92 a ab m mm 塔底轻组分质量分数为 3的摩尔分率 xw= 0.03/0.03/78 0.035 0.03/(1 0.03)/0.03/780.97/92 a ab m mm (2)原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 原料液:mf=xfma+(1-xf)mb=0.4578+(1-0.45)92=85.70kg/kmol 塔 顶: md=xdma

9、+(1-xd)mb=0.9178+(1-0.91)92=79.26kg/kmol 塔底: mw=xwma+(1-xw)mb=0.03578+(1-0.035)92=91.51kg/kmol (3)物料衡算 原料液处理量 f= 68006800 79.35/ ff kmol h mm 总物料衡算 f=d+w 轻组分物料衡算 fxf=dxd+wxw 79.35=d+w 79.350.45=0.91d+0.035w d=37.63kmol/h w=41.72kmol/h 2.2 理论板数的确定理论板数的确定 所谓理论板就是离开某块塔板的气液两相互成平衡,且塔板上的液相组成也是均匀的。 精馏塔的理论板

10、数可通过”逐板计算法”或”图解法”求得 最小回流比 最小回流比: min 1.119 de q xy r yxe 由吉利兰图解，将优化，如下图： min r 取拐点有=1.44，为最优回流比在（1.22）之间，符合要求。 min r min r 相平衡图 0 0.05 0.1 0.15 0.2 0.25 0.3 0.35 0.4 0.45 0.5 0.55 0.6 0.65 0.7 0.75 0.8 0.85 0.9 0.95 1 00.0 5 0.1 0.1 5 0.2 0.2 5 0.3 0.3 5 0.4 0.4 5 0.5 0.5 5 0.6 0.6 5 0.7 0.7 5 0.8 0

11、.8 5 0.9 0.9 5 1 液相（x） 气相(y) 0 0. .0 00 0 1 1. .0 00 0 2 2. .0 00 0 3 3. .0 00 0 4 4. .0 00 0 5 5. .0 00 0 6 6. .0 00 0 7 7. .0 00 0 8 8. .0 00 0 9 9. .0 00 0 1 10 0. .0 00 0 1 11 1. .0 00 0 1 12 2. .0 00 0 1 13 3. .0 00 0 1 14 4. .0 00 0 1 15 5. .0 00 0 1 16 6. .0 00 0 1 17 7. .0 00 0 1 18 8. .0 00

12、 0 1 19 9. .0 00 0 2 20 0. .0 00 0 2 21 1. .0 00 0 0 0. . 0 00 0 0 0. . 5 50 0 1 1. . 0 00 0 1 1. . 5 50 0 2 2. . 0 00 0 2 2. . 5 50 0 3 3. . 0 00 0 3 3. . 5 50 0 4 4. . 0 00 0 4 4. . 5 50 0 5 5. . 0 00 0 5 5. . 5 50 0 6 6. . 0 00 0 6 6. . 5 50 0 7 7. . 0 00 0 7 7. . 5 50 0 8 8. . 0 00 0 8 8. . 5 50

13、 0 (3) 逐板计算法求理论板数 精馏段操作线方程: 1 0.590.375 11 d nnn xr yxx rr 相平衡方程: 2.47 1 (1)1 1.47 xx y xx 提馏段操作线方程： 1 00 1.4540.0159 mmwm ww yxxx vv x1=0.80y1=xd=0.91 x2=0.7y2=0.85 x3=0.6y3=0.79 x4=0.53y4=0.73 x5=0.47y5=0.68 x6=0.43y6=0.65 x7=0.387y7=0.609 x8=0.328y8=0.547 x9=0.257y9=0.461 x10=0.184y10=0.358 x11=0

14、.118y11=0.248 x12=0.069y12=0.155 x13=0.036y13=0.085 x14=0.0153y14=0.037 由 x6=0.435s，故降液管尺寸可用 0.071 0.4 =18.2 0.00156 s 降液管底隙高度 可取降液管底隙处液体流速 0 0 s w l h l u 取 则 合理 0.1/ o um s 0 0.022hm wo hh 选用凹形受液盘，深度为 50mm 提留段计算提留段计算 堰长 lw=（0.60.8）d 取堰长 lw=0.7d=0.71=0.7m 出口堰高 hw 3 36003600 0.0041715.012/ hs llmh h

15、l=hw+how故 hw=hl-how 采用平直堰，堰上液层高度高可按 2 3 2.84 () 1000 h ow w l he l 近似取 e=1.02，则可由列线图查出 how=0.022m hw=0.06-0.022=0.038 m 弓型降液管宽度 wd和面积 af ，由弓型降液管的宽度与面积图查得0.7 w l d ， 0.09 f t a a 0.15 d w d 则 af=0.09at=0.071m2 wd=0.15d=0.15m 按验算降液管内液体停留时间 f a = t s h l 停留时间5s，故降液管尺寸可用 0.071 0.4 =6.8 0.00417 s 降液管底隙高度

16、 可取降液管底隙处液体流速 0 0 s w l h l u 取 则 合理 0.2/ o um s 0 0.0298hm wo hh 选用凹形受液盘，深度为 50mm (4)塔板布置与浮阀数目及排列塔板布置与浮阀数目及排列 选用 f1 型重阀，阀孔直径 d0=39mm，底边孔中心距 t=75mm 精馏段计算 取阀孔动能因子 f0=11 孔速 0 0 11 6.428/ 2.928 vm f um s 提 每层塔板上浮阀数 22 00 0.707 93 (0.039)6.428 44 s v n d u 取边缘区域宽度 wc=0.04m ws=0.07m 塔板上的鼓泡面积 222 2arcsin

17、180 a x ax rxr r 0.46 2 c d rwm()0.28 2 ds d xwwm 2222 0.28 2 0.28 (0.46)(0.28)(0.46) arcsin0.481 1800.46 a am 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m 则估算排间距 0.481 69 93 0.075 a t a tmm n 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此 排间距不宜采用 90mm，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

18、，排得阀数 87 个 按 n=87 重新核算孔速及阀孔动能因数 0 2 0.713 6.86/ (0.039)87 4 um s 阀孔动能因数 f0变化不大，仍在 912 范围内 0 6.862.92811.712f 塔板开孔率 2 0 (/)13.2%n dd 提留段计算提留段计算 取阀孔动能因子 f0=11 孔速 0 0 11 6.087/ 3.266 vm f um s 提 每层塔板上浮阀数 22 00 0.707 94 (0.039)6.087 44 s v n d u 取边缘区域宽度 wc=0.04m ws=0.07m 塔板上的鼓泡面积 222 2arcsin 180 a x ax

19、rxr r 0.46 2 c d rwm()0.28 2 ds d xwwm 2222 0.28 2 0.28 (0.46)(0.28)(0.46) arcsin0.481 1800.46 a am 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m 则估算排间距 0.481 69 93 0.075 a t a tmm n 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此 排间距不宜采用 90mm，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，排得阀数 87 个

20、按 n=87 重新核算孔速及阀孔动能因数 0 2 0.678 6.50/ (0.039)87 4 um s 阀孔动能因数 f0变化不大，仍在 912 范围内 0 6.53.26611.712f 塔板开孔率 2 0 (/)13.2%n dd 2.3.3 塔板流体动力学验算塔板流体动力学验算 精馏段计算精馏段计算 （1）气相通过浮阀塔板的压强降 pci hhhh 干板阻力 u0=6.428m/suoc 1.825 1.825 73.173.1 5.83/ 2.928 oc vm um s 提 故 2 0 5.340.0413 2 vm c lm u hm g 提 提 板上充气液层阻力 取充气系数

21、0=0.45 hi=0hl=0.450.06=0.027m 液柱 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小忽略不计。 因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为 hp=0.0413+0.027=0.0683m 液柱 则单板压降=0.0683798.5289.81=535.03pa700pa pplm ph 精 故设计合理 提留段计算提留段计算 同理有=5.491， =0.0417m， hi=0.027m hp=0.0687m， oc u o u c h =0.0687*789.455*9.81=532.05pa700papp lm ph 提 故设计合理 (2)淹塔 精馏段计算精馏段计算

22、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(ht+hw) hd=hp+hl+hd 气体通过塔板的压强降所相当的液体高度 hp，前已算 hp=0.0683m 液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰 故 22 0 0.0157 0.153()0.153 ()0.00159 0.7 0.022 s d w l hm l h 板上液层高度，前已选定 hl=0.06m 则 hd=0.0683+0.06+0.00159=0.130m 取 =0.5 又已选定 ht=0.4m，hw=0.048m，则 (ht+hw)=0.5（0.4+0.048）=0.224m 可见hd(ht+hw),符合防止淹塔

23、的要求 提留段计算提留段计算 hd(ht+hw) hd=hp+hl+hd 气体通过塔板的压强降所相当的液体高度 hp，前已算 hp=0.0687m 液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰 故 22 0 0.00417 0.153()0.153 ()0.00611 0.7 0.0298 s d w l hm l h 板上液层高度，前已选定 hl=0.06m 则 hd=0.0687+0.06+0.00611=0.1348m 取 =0.5 又已选定 ht=0.4m，hw=0.038m，则 (ht+hw)=0.5（0.4+0.038）=0.219m 可见hd(ht+hw),符合防止淹塔的要求 (3)雾

24、沫夹带 精馏段计算精馏段计算 泛点率 0 0 1.36 100 vm ssl lmvm fb vl z kc a 精 精精 板上液体流经长度 zl=d-2wd=1-2*0.15=0.7m 板上液体面积 ab=at-2af=0.785-2*0.0071=0.634m2 苯和甲苯按正常系统取物性系数 k=1.0，由泛点负荷系数图查得 cf=0.113 泛点率=0.610.006m 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度 hw=50mm。 b) 塔板布置 i.塔板的分块 因d800mm，故塔板采用分块式。查“塔板分块数表”得，塔板分为 3 块。 ii.边缘区宽度的确定 取 ws=ws=0.

25、065m，wc=0.035m。 iii.开孔区面积计算 开孔区面积 r xr xrx a 1 2 22 sin 180 2a 其中 mw d r mww d x c sd 465 . 0 035 . 0 2 0 . 1 2 311 . 0 065 . 0 124 . 0 2 0 . 1 2 故 21 2 22 m532 . 0 465 . 0 311 . 0 sin 180 465 . 0 311 . 0 465 . 0 311 . 0 2a a iv.筛孔计算及其排列 本题所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径mm3 d0=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 t=3d0=

26、35=15mm 筛孔数目 n 为 个2731 015 . 0 532 . 0 155 . 1 155 . 1 n 22 t aa 开孔率为% 1 . 10 015 . 0 005 . 0 907 . 0 d 907 . 0 22 0 t sm a vs /52 . 8 532 . 0 101 . 0 458 . 0 u 0 0 6. 塔板的流体力学验算 a) 塔板压降 i.干板阻力 hc计算 干板阻力 hc由式计算， l 2 0 0 051 . 0 h v c c u 由，查“干筛孔的流量系数图”得，c0=0.77267. 1 3 5 d0 故液柱m c 0219 . 0 6 . 808 85

27、 . 2 772 . 0 52 . 8 051 . 0 h 2 ii.气体通过液层的阻力 hl计算 气体通过液层的阻力 h1由式计算 l h 1 h )/(03 . 1 85 . 2 611 . 0 /611 . 0 0363 . 0 785 . 0 458 . 0 u 2/12/1 0 a mskgf sm aa v ft s 查“充气系数关联图”，得0.57 故液柱mhhh owwl 0342 . 0 0094 . 0 051 . 0 57 . 0 h1 iii.液体表面张力的阻力计算 h 表面张力所产生的阻力由式计算 h 0 4 gd h l l 液柱mh0021 . 0 005 . 0

28、 81 . 9 6 . 808 1063.204 3 气体通过每层塔板的液柱高度 hp可按下式计算 液柱mhhhh lcp 047 . 0 0021 . 0 0228 . 0 0219 . 0 气体通过每层塔板的压降为 )(7 . 037181 . 9 6 . 808047 . 0 pp设计允许值kpapagh lp b) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液 面落差的影响。 c) 液沫夹带 液沫夹带量由式计算 2 . 3 6 107 . 5 ft a l v hh u e mhh lf 10 . 0 04 . 0 5 . 25 . 2 故气液气液kgkg

29、kgev/1 . 0kg/0027 . 0 15. 040 . 0 611 . 0 1063.20 107 . 5 2 . 3 3 6 故在本设计中液沫夹带量 ev在允许范围内。 d) 漏液 对筛板塔，漏液点气速 u0,min可如下计算 vll hhcu /13 . 0 0056 . 0 4 . 4 0min, 0 sm/337 . 5 85 . 2 / 6 . 8080021 . 0 06. 013 . 0 0056 . 0 4 . 4 实际孔速 u0=8.52m/su0,min 稳定系数为5 . 160 . 1 082 . 6 52 . 8 min, 0 0 u u k 故在本设计中无明显

30、漏液。 e) 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应有)(hd wt hh 苯-甲苯物系属一般物系，取，则5 . 0 mhh wt 215 . 0 )031 . 0 40 . 0 (5 . 0)( 而 dlpd hhhh 板上不设进口堰，hd可由式计算，即 2 0) (153 . 0 uhd 液柱mhd001 . 0 )08 . 0 (153 . 0 2 hd=0.047+0.40+0.001=0.088m 液柱 )(hd wt hh 故在本设计中不会发生液泛现象。 7. 塔板负荷性能图 a) 漏液线 由 vll hhcu /13 . 0 0056 . 0 4 . 4 0min, 0 0

31、min, min, 0 a v u s owwl hhh 3/2 1000 84 . 2 w h ow l l eh 得 vl w h w h l l ehacv / 1000 84 . 2 13 . 0 0056. 04 . 4 3/2 00min, 0 85 . 2 / 6 . 8080021 . 0 66 . 0 3600 1 1000 84 . 2 031 . 0 13 . 0 0056 . 0 532 . 0 101 . 0 772 . 0 4 . 4 3/2 s l 整理得 3/2 min, 0 127 . 0 00829 . 0 920 . 2 s lv 在操作范围内，任取几个

32、ls值，依上式计算出 vs值，计算结果列于下表。 ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045 vs，m3/s0.2800.2910.3050.317 由上表数据即可作出漏液线 1。 b) 液沫夹带线 以 ev=0.1kg 液/kg 气为限，求 vs-ls关系如下: 由 2 . 3 6 107 . 5 ft a l v hh u e 3/2 3/2 88 . 0 66 . 0 3600 1 1000 84 . 2 031 . 0 5 . 25 . 2 335. 1 0363 . 0 785 . 0 s s ow w owwlf s s ft s l l h h hhhh v

33、v aa v u 故 3/2 2 . 2078 . 0 sf lh 1 . 0 2 . 2322 . 0 335 . 1 1063.20 107 . 5 2 . 2322. 0 2 . 3 3/23 6 3/2 s s v sft l v e lhh 整理得 3/2 39.1052 . 1 ss lv 在操作范围内，任取几个 ls值，依上式计算出 vs值，计算结果列于下表。 ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045 vs，m3/s1.4461.3841.3041.236 由上表数据即可作出液沫夹带线 2 c) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 how=0.006

34、m 作为最小液体负荷标准，则 =0.006 3/2 1000 84 . 2 w h ow l l eh 取 e=1，则 smls/00056 . 0 3600 66 . 0 84 . 2 1000006 . 0 3 2/3 min, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。 d) 液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限，则s4 4 s tf l ha 故sm ha l tf s /00363 . 0 4 4 . 00363 . 0 4 3 max, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线线 4 e) 液泛线 令)(hd wt hh 由 owwllcpdlpd hhhh

35、hhhhhhhhh; 11 联立得 hhhhhh dcowwt 11 忽略，将与 ls，与 ls，与 vs的关系式带入上式，并整理得 h ow h d h c h 3/222 sss ldlcbva 式中 l v ca a 2 00 )( 051 . 0 3/2 3 2 0 3600 )1 (1084 . 2 )/(153 . 0 ) 1( w w wt l ed hlc hhb 将有关数据代入，得 382 . 1 66 . 0 3600 )57 . 0 1 (11084 . 2 27.809 )021 . 0 66 . 0 ( 153 . 0 167 . 0 031 . 0 ) 157 .

36、0 5 . 0(4 . 05 . 0 104 . 0 6 . 808 85 . 2 )772 . 0 532 . 0 101 . 0 ( 051 . 0 3/2 3 2 2 d c b a 故 3/222 382 . 1 27.809167 . 0 104 . 0 sss llv 或 3/222 23.13774660 . 1 sss llv 在操作范围内，任取几个 ls值，依上式计算出 vs值，计算结果列于下表。 ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045 vs，m3/s1.2261.1871.1201.040 由上表数据即可作出液泛线 5。 根据以上各线方程，可作出筛板

37、塔的负荷性能图，如下。 在负荷性能图上，作出操作点 a，连接 oa，即作出操作线。由图可看出， 该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。并可查得 vs,max=1.163m3/svs,min=0.282m3/s 故操作弹性为124 . 4 282 . 0 163 . 1 min, max, s s v v 所设计筛板的主要结果汇总于下表。 序号项目数值 1 平均温度tm, 86.2 2 平均压力pm,kpa 108.8 3 气相流量vs,(m3/s) 2.85 4 液相流量ls,(m3/s) 808.6 5 实际塔板数 28 6 有效段高度z,m 11.2 7 塔径d，m 1.0 8 板间

38、距ht，m 0.4 9 溢流形式单溢流 10 降液管形式弓形 11 堰长lw，m 0.66 12 堰高hw，m 0.031 13 板上液层高度hl，m 0.04 14 堰上液层高度how，m 0.0094 15 降液管底隙高度h0，m 0.021 16 安定区宽度 ws，m 0.065 17 边缘区宽度 wc，m 0.035 18 开孔区面积aa，m2 0.532 19 筛孔直径 d0，m 0.005 20 筛孔数目 n 2731 21 孔中心距t，m 0.015 22 开孔率，% 10.1 23 空塔气速u，m/s 0.583 24 筛孔气速u0，m/s 8.52 25 稳定系数k 1.60

39、 26 每层塔板压降pp，pa 371 27 负荷上限液泛控制 28 负荷上限漏液控制 29 液沫夹带ev，（kg 液/kg 气） 0.0027 30 气相负荷上限，m3/s 1.163 31 气相负荷下限，m3/s 0.282 32 操作弹性 4.124 8. 精馏塔接管尺寸计算 1.塔顶蒸汽出口管径 依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取 1220m/s。 2.回流液管径 回流量前已算出，回流液的流速范围为 0.20.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取 12.5 m/s。 3.加料管径 料液由高位槽自流，流速可取 0.40.8 m/s；泵送时流速可取 1.52.5m

40、/s。 4.料液排出管径 塔釜液出塔的流速可取 0.51.0m/s。 5.饱和蒸汽管径 蒸汽流速：295kpa：2040 m/s；2950 kpa：80 m/s。 9. 绘制生产工艺流程图 10. 绘制精馏塔设计条件图 11. 绘制塔板施工图（选作） 12. 对设计过程的评述和有关问题的讨论 这是我们人生中第一次做课设，也是第一次比较系统的将理论与实际相联系（虽然很大一定程度上仍然是比较理 论化的）。 在这次设计过程中，我学到了不少东西。我认识到实际中，操作条件下，会要求的设计有多苛刻。有一些前面的 演算完全没有错，结果在验算是才发现错了，又必须重新修改。还有塔径、塔高等重要数据都是可以计算出

41、来的， 虽然计算结果难免与实际有一定冲突，但是，还是有一定指导意义的，尤其是在考虑了一些实际情况后，便几乎 不会有什么冲突。更重要的是，我还学会了自主学习，这次老师几乎没直接教我们什么东西，而是要求我们自己 查找资料，这在以后的学习和生活中都是很有实际意义的，因为我们已经学会了自己找需要的东西。 设计任务书设计任务书 设计题目：设计题目： 苯甲苯连续精馏浮阀塔设计苯甲苯连续精馏浮阀塔设计 设计条件：设计条件： 常压： 1patm 处理量： 100kmol h 进料组成：0.45 f x 馏出液组成： 98 . 0 d x 釜液组成： （以上均为摩尔分率） 02 . 0 w x 塔顶全凝器： 泡

42、点回流 回流比： min (1.1 2.0)rr 加料状态： 0.96q 单板压降： 0.7 a kp 设 计 要 求 ： (1) 完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。 (2) 画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。 (3) 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。 目录 摘摘 要要.1 绪绪 论论.2 设计方案的选择和论证设计方案的选择和论证.3 第一章第一章 塔板的工艺计算塔板的工艺计算.4 1.1 基础物性数据.4 1.2 精馏塔全塔物料衡算.4 1.2.1 已知条件.4 1.2.2 物料衡算.5 1.2.3 平衡线方程的

43、确定.5 1.2.4 求精馏塔的气液相负荷.6 1.2.5 操作线方程.6 1.2.6 用逐板法算理论板数.6 1.2.7 实际板数的求取.7 1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.8 1.3.1 进料温度的计算.8 1.3.2 操作压力的计算.8 1.3.3 平均摩尔质量的计算.8 1.3.4 平均密度计算.9 1.3.5 液体平均表面张力计算.10 1.3.6 液体平均粘度计算.10 1.4 精馏塔工艺尺寸的计算.10 1.4.1 塔径的计算.10 1.4.2 精馏塔有效高度的计算.11 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算.12 1.5.1 溢流装置计算.12 1.6 浮阀数目、浮阀排

44、列及塔板布置.13 1.7 塔板流体力学验算.14 1.7.1 计算气相通过浮阀塔板的静压头降 hf.14 1.7.2 计算降液管中清夜层高度 hd.15 1.7.3 计算雾沫夹带量 ev.15 1.8 塔板负荷性能图.16 1.8.1 雾沫夹带线.16 1.8.2 液泛线.17 1.8.3 液相负荷上限线.18 1.8.4 漏液线.18 1.8.5 液相负荷下限线.18 1.9 小结.19 第二章第二章 热量衡算热量衡算.20 2.1 相关介质的选择.20 2.1.1 加热介质的选择.20 2.1.2 冷凝剂.20 2.2 热量衡算.20 第三章第三章 辅助设备辅助设备.23 3.1 冷凝器

45、的选型.23 3.1.1 计算冷却水流量.23 3.1.2 冷凝器的计算与选型.23 3.2 冷凝器的核算.24 3.2.1 管程对流传热系数 1.24 3.2.2 计算壳程流体对流传热系数 0.25 3.2.3 污垢热阻.26 3.2.4 核算传热面积.26 3.2.5 核算压力降.26 第四章第四章 塔附件设计塔附件设计.29 4.1 接管.29 4.1.1 进料管.29 4.1.2 回流管.29 4.1.3 塔底出料管.29 4.1.4 塔顶蒸气出料管.30 4.1.5 塔底进气管.30 4.2 筒体与封头.30 4.2.1 筒体.30 4.2.2 封头.30 4.3 除沫器.31 4.

46、4 裙座.31 4.5 人孔.31 4.6 塔总体高度的设计.32 4.6.1 塔的顶部空间高度.32 4.6.2 塔的底部空间高度.32 4.6.3 塔立体高度.32 设计结果汇总设计结果汇总.33 结束语结束语.34 参考文献参考文献.35 主要符号说明主要符号说明.36 附附 录录.38 摘摘 要要 化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的， 精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷 凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中 占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、

47、 设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工 生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计 算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的 采用。 本设计书对苯和甲苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括： 工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。 采用浮阀精馏塔，塔高 13.11 米，塔径 1.4 米，按逐板计算理论板数为 25。算 得全塔效率为 0.534。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为 13，提馏段 实际板数为 12。实际加料位置在第 13 块

48、板(从上往下数)，操作弹性为 3.43。通过 板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。 塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。 用 140饱和蒸汽加热，用 15循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。 关键词关键词：苯_甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构 绪绪 论论 化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。 互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是 分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产 过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否

49、广泛应用的核 心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底 供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。 我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新 的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分 利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的 设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。 浮阀塔盘自 20 世纪 50 年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点， 很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围内 上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。由于浮阀与塔盘板之间的

50、流通面 积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定 操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落 差也较小。与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺点 是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作气速不可能会很高，因为会产生严重的雾沫夹带， 这就限制了生产能力的进一步提高。 具有代表性的浮阀塔有 f1 型（v1 型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、 条形浮阀及锥心形浮阀等。 设计方案的选择和论证设计方案的选择和论证 1 设计流程设计流程 本设计任务为分离苯_甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连 续精馏流程。设计中采用泡点进料

51、，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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系， 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。 连续精馏塔流程流程图 连续精馏流程附图 图 1-1 流程图 2 设计思路设计思路 在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡 蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离， 是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝 器、釜液冷却器和产品冷却器等

52、设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和 间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分 汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却 介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用， 在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高 位槽。 塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝 器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用 间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使 设备和操作费用之和最低。在设计

53、时要根据实际需要选定回流比。 塔板工艺计算塔板工艺计算 流体力学验算流体力学验算 塔负荷性能图塔负荷性能图 全塔热量衡算全塔热量衡算 塔附属设备计算塔附属设备计算 图 1-2 设计思路流程图 1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽 加热。5、选 r=2.0rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。 在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的， 它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样 就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔 率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的

54、传质设备，其多用 不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作 用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性 和效率。 从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘 板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内， 均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带 量少，液面落差也较小。 第一章第一章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计 1.1 基础物性数据基础物性数据 表 1-1 苯、甲苯的粘度 温度020406080100120 苯smpa0.6380.4850.3810.3

55、080.2550.215 甲苯smpa0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228 表 1-2 苯、甲苯的密度 温度020406080100120 苯 3 /kg m -877.4857.3836.6815.0792.5767.9 甲苯 3 /kg m 885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0 表 1-3 苯、甲苯的表面张力 温度020406080100120 苯 /mn m31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49 甲苯/mn m30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34 表 1-4

56、 苯、甲苯的摩尔定比热容 温度050100150 苯 /()kjkmol k 72.789.7104.8118.1 甲苯/()kjkmol k 93.3113.3131.0146.6 表 1-5 苯、甲苯的汽化潜热 温度20406080100120 苯 /kj kg431.1420.0407.7394.1379.3363.2 甲苯 /kj kg412.7402.1391.0379.4367.1354.2 1.2 物料衡算物料衡算 1.2.1 塔的物料衡算塔的物料衡算 （1）苯的摩尔质量：78.11 a m/kg kmol 甲苯的摩尔质量：= b m92.13/kg kmol （2）原料液及塔顶

57、、塔底产品的平均摩尔质量： 0.45 78.11 (1 0.45) 92.1385.82/ 0.98 78.11 (1 0.98) 92.1378.39/ 0.02 78.11 (1 0.02) 92.1391.86/ d w mkg kmol mkg kmol mkg kmol f （3）物料衡算 总物料衡算： wdf 即 （1） 100dw 易挥发组分物料衡算： fwd fxwxdx 即 0.980.02100 0.45dw （2） 塔的物料衡算 总物料衡算：d+w=100 苯物料衡算：0.98d+0.02w=0.45 100 解得： d= w= 44.79/kmol h55.21/kmo

58、l h 1.2.2 平衡线方程的确定平衡线方程的确定 由文献1中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出算出。如 10 1021 m 表 1-6 苯甲苯（101.3kpa）的 t-x-y 相平衡数据 苯摩尔分数苯摩尔分数 液相气相 温度 液相气相 温度 0.00.0110.60.5920.78989.4 0.0880.212106.10.7000.85386.8 0.2000.370102.20.8030.91484.4 0.3000.50098.60.9030.95782.3 0.3970.61895.20.9500.97981.2 0.4890.71092.11.001.0080.2 = 1 ba

59、 ba yy xx / / )088 . 0 1/(088 . 0 )212 . 0 1/(212 . 0 79 . 2 同理可算出其它的 从而推出50 . 2 m 所以平衡线方程 x x x x y 5 . 11 5 . 2 ) 1(1 因为 q=0.96 即 fe x 39. 1 42 . 0 672 . 0 672. 098 . 0 672 . 0 45 . 0 5 . 11 45 . 0 5 . 2 min ee ed e xy yx r y 取操作回流比。 78 . 2 2 min rr 1.2.4 求精馏塔的气液相负荷求精馏塔的气液相负荷 hkmoldrl/52.12479.447

60、8 . 2 hkmoldrv/31.16979.44) 178 . 2 () 1( hkmolfll/52.22410052.124 hkmolvv/31.169 2 3 4 5 6 7 8 9 10 2.352.332.462.562.582.492.612.392.45 1.2.5 操作线方程操作线方程 精馏段操作线方程为： 178 . 2 98 . 0 178 . 2 78 . 2 11 1 n d nn x r x x r r y 259 . 0 735 . 0 1 nn xy 提馏段操作线方程为：0065 . 0 326 . 1 02 . 0 31.169 21.55 31.169