周士正(苯甲苯二元物系浮阀式精馏塔的设计方案)

1、目录 摘要 1 绪论 2 设计方案的选择 3 第一章 工艺计算 4 1.1 物料衡算 4 1.1.1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 4 1.2 物性参数的计算 . 4 1.2.1 温度的计算 . 4 1.2.2 密度的计算 5 1.2.4 混合物的黏度 8 1.2.5 相对挥发度的计算 . 10 1.3. 理论塔板数及实际塔板数的计算 . 10 1.3.1 最小回流比的计算 . 10 1.3.2 操作线方程的确定 . 10 1.3.3 精馏塔理论板数的计算 . 10 1.3.4 全塔效率计算 11 第二章 板式塔主要的工艺尺寸的设计计 13 2.1.1 操作压力计算 13 2.1.2 热量

2、衡算 13 加热介质的选择 13 比热容的计算 . 13 2.1.3 气液相体积流量的计算 16 2.2 塔体工艺尺寸的计算 16 2.2.1 精馏塔塔径的计算 16 2.3 塔板工艺尺寸的计算 18 2.3.1 溢流装置的设计 18 2.3.2 浮阀布置设计 19 2.3.3 浮阀板流体力学验算 20 2.4 塔板负荷性能图 22 2.4.1 液沫夹带线的绘制 22 2.4.2 液泛线的绘制 22 2.4.3 漏液线的绘制 23 2.4.4 液相负荷的下限线的绘制 23 2.4.5 液相负荷的上限线的绘制 23 2.4.6 小结 24 第三章 辅助设备及选型 24 3.1 接管的计算与选择

3、. 24 3.1.1 进料管的选择 24 3.1.2 回流管的选择 25 3.1.3 釜底出口管路的选择 25 3.1.4 塔顶蒸汽管 25 3.1.5 加料蒸汽管的选择 . 25 第四章 塔总体高度的计算 26 4.1 塔的顶部空间高度 26 4.2 塔的底部空间高度 26 结果汇总表 . 26 参考文献 27 结束语 27 浮阀塔是化工生产中主要的传质设备。此设计针对苯- 甲苯二元物系的精馏问题进行分 析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。 本文设计了浮阀精馏塔及其附属管线路线的铺设，并对摩尔分数为 0.45 的苯甲苯二元 溶液进行精馏过程，其中塔顶使用全凝器，部分回流。按逐板计算

4、理论板数为 10 块。由平均 粘度得到全塔效率为 53%，从而得到了塔的精馏段实际板数为 19 块，提馏段实际板数为 6。 实际加料位置在第 7 块板。确定了塔的主要工艺尺寸，塔板采用单溢流弓型降液管齿型堰如 塔径1.6M、塔高17.10M等。且经过液泛线，漏液线，液相负荷上限，液相负荷下限的校核， 确定了操作点符合操作要求。提馏段的操作弹性为 3.40 ，符合操作要求。 关键词： 苯 甲苯 精馏塔 浮阀 操作弹性 精馏是分离液体混合物 含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼 油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下有时加质量剂），使气、液 两相多次直接接触和分

5、离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向 气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时 进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分 离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的 精馏装置。 浮阀塔是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型，其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔 处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自 重而下降。阀片升降位置随气流量大小自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气 体在阀片下侧水平方向进入液层，既减少

6、液沫夹带量，又延长气液接触时间，从而收到很好 的传质效果。 浮阀有三条带钩的腿，将浮阀放进筛孔后，将其腿上的钩扳转，可防止操作时气速过大 将浮阀吹脱。此外，浮阀边沿冲压出三块向下微弯的“脚”。当筛孔气速降低，浮阀降至塔 板时，靠这三只“脚”使阀片与塔板间保持2.5mm 左右的间隙；在浮阀再次升起时，浮阀不 会被粘住，可平稳上升。浮阀塔的生产能力比泡罩塔约大20%-40%操作弹性可达79,板 效率比泡罩塔约高15%制造费用为泡罩塔的60%80%为筛板塔的120%- 130% 浮阀一般都用不锈钢制成，国内常用的浮阀有三种，即V-4型、T型与F1型。V-4型的 特点是阀孔被冲压成向下弯的喷嘴形，气体

7、通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。 T 型阀则 借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中， F1 型浮阀最简单，该类型浮阀已被 广泛使用。我国已有部颁标准 JB111868）。 F1 型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度 2mm 的钢板冲成，阀质量约 33克，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25克。阀重则阀的惯 性大，操作稳定性好，但气体阻力大，一般采用重阀，只有要求压降很小的场合，如真空精 馏时才使用轻阀。 设计方案的选择 本设计任务是分离苯-甲苯混合物，对于二元混合物的分 采用泡点进料，将原料液通过加热器加热至泡点后送入精馏塔内 凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经

8、冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加 热，产品经冷却后送入储罐。由于该物系易分离且从现代能源经济方面考虑最终选操作回流 比为最小回流比的2倍。且从苯一甲苯的相关物性中可看出该物系可近似地看作理想物系 由于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动 范围内，均能保持稳定操作。气体 0 动调节，因而在较宽的气体 出，气液接触时间长，雾沫 压力降较低，而塔板效率较 同时 负荷 夹带量少，液面落差也较小。与泡罩塔盘相比， 高， 水平方 能力较 所以最终选择用浮阀塔来将该混合物系分离。 第一章工艺计算 1.1物料衡算 1.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 II =0.45 =0.92 J =0.0

9、2 1.1.2 物料衡算 总的物料衡算：D + W =100 易挥发组分物料衡算：0.92D + 0.02W = 0.45*100 得：D=48.91kmol/h W=51.0kmol/h 1.2物性参数的计算 1.2.1温度的计算 表1-1 苯-甲苯的气液平衡关系 温度 t/ C 苯的摩尔分数 温度 t/ C 苯的摩尔分数 液相 x/ % 汽相 y/ % 液相 x/ % 汽相 y/ % 110.56 0.00 0.00 90.11 55.0 75.5 109.91 1.00 2.50 80.80 60.0 79.1 108.79 3.00 7.11 87.63 65.0 82.5 107.6

10、1 5.00 11.2 86.52 70.0 85.7 105.05 10.0 20.8 85.44 75.0 88.5 102.79 15.0 29.4 84.40 80.0 91.2 100.75 20.0 37.2 83.33 85.0 93.6 98.84 25.0 44.2 82.25 90.0 95.9 97.13 30.0 50.7 81.11 95.0 98.0 95.58 35.0 56.6 80.66 97.0 98.8 94.09 40.0 61.9 80.21 99.0 99.61 92.69 45.0 66.7 80.01 100.0 100.0 91.40 50.0

11、 71.3 由表3-21中数据利用插值法确定进料温度，塔顶温度，塔底温度 进料温度： =0.45=92.69 C 塔顶温度：乂 = x上I =81.79 C 塔底温度: =109.35 C 精馏段平均温度：W =87.24 C 提馏段平均温度：=|匕.=101.02 C 1.2.2密度的计算 塔顶温度：二JC 汽相组成： 进料温度:_ C 汽相组成：亠I 塔釜温度：I c 汽相组成： 精馏段平均液相组成： 精馏段平均汽相组成： 精馏段液相平均相对分子量丨： 精馏段汽相平均相对分子量丨： 提馏段平均液相组成 ： 提馏段平均汽相组成： 提馏段液相平均相对分子量： 提馏段汽相平均相对分子量： 表1-

12、2苯和甲苯的液相密度 温度t/ c 80 90 100 110 120 K 1Q1|- 803.9 792.5780.3 768.9 815 1810 800.2 790.3780.3 770.0 利用表3-23中的数据利用插值法确定进料温度,塔顶温度，塔底温度下的A（苯和 B甲苯）的密度 凶=92.96 C,.（进料中苯的密度） （进料中甲苯的密度） 料液的密度） 馏出液中苯的密度） 馏出液中甲苯的密度） 馏出液的密度） 残夜中苯的密度） 残夜的密度） 所以: 1.2.3混合液体表面张力的计算 表1-3苯和甲苯的表面张力 温度 t/ C8090100110 21.2720.0618.8517

13、.6616.49 21.6920.5919.9418.4117.31 利用表3-24中数据计算进料温度，塔顶温度 底温度圄下的苯和甲苯的表面张力 苯的表面张力: 1.2.4混合物的黏度 表1-4苯和甲苯的黏度 温度 t/ C8090 100 110 120 | K | 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 0.3110.2860.2640.2540.228 利用表3-25中数据计算进料温度，塔顶温度，塔底温度下的苯和甲苯的黏度 苯的黏度: 甲苯的黏度: 1.2.5相对挥发度的计算 由.I得 得 1.3.理论塔板数及实际塔板数的计算 1.3.1最小回流比的计算 由泡点进料q

14、=1 q线方程：丨 得： 1 n 由平衡线方程： 带入.=得至V ：一匚 取操作回流比-| 1.3.2操作线方程的确定 精馏段操作线方程: 提馏段操作线方程: 1.3.3精馏塔理论板数的计算 采用逐板计算法计算理论塔板 |/2=102.45kPa 提馏段平均操作压强 p m =104.9+112.6) /2=108.75kPa 2.1.2热量衡算 加热介质的选择 常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气，本设计选用温度 140C的饱和水蒸气作加热介质 原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气压力越高冷凝温差越大，管 程数相应减，小，但蒸气压力不宜太高。 比热容的计算 由理想气体定压比热容

15、 式中 一理想气体定压比热容, 计算比热容所取的温度，； 一I 理想气体比热容方程系数，见下表。 名称A 表2-1理想气体比热容方程系数 甲苯 塔顶温度下的比热容 进料温度下的比热容 塔底温度下的比热容 塔顶温度下的汽化潜热 表2-2苯和甲苯的汽化潜热 温度t/ C 80 90 100 110 120 394.1 386.9 379.3 371.5 363.2 379.9 373.8 367.6 361.2 354.6 亠JC下，利用表3-26数据利用插值法计算 塔顶： C时候塔顶气体上升的焓 回流液的焓司回流液组成与塔顶组成相同 离开系统的热量： 塔顶馏出液的焓1 冷凝器消耗的焓 进料口的焓

16、 塔底残液的焓 再沸器热负荷计算 塔釜热量损失为10%则旦 设再沸器损失：f _I 2.1.3气液相体积流量的计算 精馏段 液相质量流量 气相质量流量 液相体积流量 提馏段饱和液进料q=1 液相质量流量 汽相质量流量 液相体积流量 汽相体积流量 2.2塔体工艺尺寸的计算 2.2.1精馏塔塔径的计算 精馏段塔径D的计算 =0.38m 选板间距二=0.45m,取板上液层高度 匚=0.07m,故 丨 查史密斯关联图得，C2o=O.O85 依式I校正到物系张力为20.6mN/m时的C: 取安全系数为 0.80 =也产 0.80=1.4690.80=1.35m/s 按标准塔经圆整为 二=1.6m 则精馏

17、段塔截面积为 实际空塔气速为 匚=0.38m 提馏段塔径D的计算： 选板间距 =0.45m,取板上液层高度=0.07m,故 查史密斯关联图得,C2c=0.082 依式| 校正到物系张力为19.3mN/m时的C: 取安全系数为0.80 |二=.也0.80=1.3560.80=1.085m/s 提馏段塔径D= 按标准塔经圆整为=1.6 提馏段塔截面积为 实际空塔气速为 2.3塔板工艺尺寸的计算 2.3.1溢流装置的设计 由提馏段塔径 D=1.6m则溢流装置可采用单溢流，弓型降液管，平行受液盘及平直溢流 堰，不设进口堰。各项计算如下： 溢流堰长=0.65D=0.65 X 1.6=1.04m 出口堰高

18、h =h -h 式中：h 板上液层高，取0.07m h 板上方液头高度 选用平行堰，则堰上液头高度可由下式计算： 式中溢流收缩系数E可近似取为1 对于提馏段： 所以出口堰高：h =0.07-0.0274=0.0426m 降液管的宽度W与降液管的面积Af 由 址丨查化工原理课程设计图3-16 得Wd/D=0.124，A/At=0.0721 故 I =0.124 X 1.6=0.1984m .=0.0721 X 2.0106=0.145m2 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 提馏段 故降液管设计符合要求。 降液管底隙高度h的计算 取液体通过降液管底隙的流速 I，则降液管底隙高度h可依

19、下式计算: 对于提馏段: 所以可知降液底隙高度设计合乎要求，且选用凹形受液盘深度为50mm。 2.3.2浮阀布置设计 浮阀的形式很多，如 F1型、十字架型、V-4型、A型、V-O型等，目前应用最广泛的是 F1型相当于国外V-1型）。F1型又分为重阀 代号为Z）和轻阀（代号为Q两种，分别由不 同厚度薄板冲压而成，前者重约 32克，最为常用；后者阻力略小，操作稳定性也略差，适用 于处理量大并要求阻力小的系统，如减压塔。V-4型基本上和F1型相同，除采用轻阀外，其 区别仅在于将塔板上的阀孔制成向下弯的文丘里型以减小气体通过阀孔阻力，主要用于减压 塔。两种形式阀孔的直径do均为39mm 阀孔一般按正三

20、角形排列，常用中心距有75、100、125、150mm等几种，它又分为顺排 和错排两种，通常认为错排时两相接触情况较好，采用较多。对于大塔，当采用分块式结构 时，不便于错排，阀孔也可按等腰三角形排列。此时多固定底边尺寸B,例如B为70、75、 80、90、100、110mm等。如果塔内气相流量变化范围大，可采用一排重阀一排轻阀方式相间 排列，以提高塔的操作弹性。 当气体流量已知时，由于阀孔直径给定，因而塔板上浮阀的数目N即浮阀数就取决于阀 孔的气速，并可按下式求得： 阀孔的气速日常根据阀孔的动能因子来确定。因反映密度为因的气体以E1速 度通过阀孔时动能的大小。综合考虑对塔板效率、压力降和生产能

21、力等的影响，根据经验 可取 =812,即阀孔刚全开时比较适宜，由此可知适宜的阀孔气速为 3 塔板分块 因D=1400m，故采用分块塔板，查表的分为四块。 边缘安定区宽度的确定 取破沫区宽度VS=W =0.10m边缘区宽度W=0.060m 浮阀数目，阀孔排列及塔板布置 预选取发空功能因子 F 0=12 提馏段: 孔速 每层塔板上的浮阀数目 其中 R=D/2 - WC=1.6/2 - 0.06=0.74m x=D/2 - W+W =1.6/2 - 0.1984+0.10 ) =0.4264m 算的 ZZT. 浮阀排列方式采用等腰三角形交叉排列，取同一个横排的孔心距t=75mm 估算排列间距 考虑到

22、塔直径较大，必须采用分块的支撑和衔接也要占去一部分面积，因此不宜采取 80mm,而应该小些 按t=75mm,亠I等腰三角形叉排作图的286个。按N=286个阀孔重新核算动能因子与孔速 阀孔动能因子变化不大仍在9-13之间 塔板开孔率: 2.3.3浮阀板流体力学验算 气体通过浮阀塔板的静压头降 干板阻力 板上漏层阻力即塔板上含气液层静压头降 选充气因数& 0=0.5 二= ：1 =0.5 X 0.07=0.035m 液体表面张力造成的静压头降 对浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力阻力很小，计算时 也一般可以忽略。 所以气体通过浮阀塔板的静压头_ = H =0.049+0.035=0.084m 换算

23、成单板压降 Pf =hf E g=0.084 X 805.7324 X 9.81=663.95Pa700 Pa 提馏段：干板压降 因为 I , 板上漏层阻力即塔板上含气液层静压头降 选充气因数& 0=0.5 =：| =0.5 X 0.07=0.035m 液体表面张力造成的静压头降 对浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力阻力很小，计算时 圄一般可以忽略 所以气体通过浮阀塔板的静压头 =0.05+0.035=0.085m 换算成单板压降 P=hf 可 g=0.085 X 789.92 X 9.81=658.Pa700 Pa 1）提馏段降液管液面高度的计算 单层气体通过塔板的压降相当于液柱高度hp1=0

24、.085m 液体通过降液管的静压头降 因不设进口堰，所以可用式 板上液层高度: LJ 从而可知 ，符合防止液泛的要求 2）液沫夹带量计算 判断液沫夹带量.丨是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率 Fi来完成的。泛点 塔板上液体流程长度 塔板上液流面积 苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负 荷因数G=0.13,避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%以下。从以上计算的结果可 知，其泛点率都低于80%所以雾沫夹带量能满足S /kg（干气体 的要求。 提馏段： 由以上计算可知，符合要求 2.4塔板负荷性能图 241液沫夹带线的绘制 .

25、I = 液沫夹带线上线时，ev=0.10.1Kg液/Kg干气，泛点是80%. 则有 整理得: 242液泛线的绘制 当降液管中泡沫总高度=HT+圄）时将出现液沫 由此确定液泛线 而式中阀孔气速 U0与体积流量有如下关系。即 对于提馏段： 解得液泛方程 243漏液线的绘制 提馏段计算取动能因数F=5 因此不会产生漏液现象 244液相负荷的下限线的绘制 对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体符合标准 =0.006 式中 E=1 245液相负荷的上限线的绘制 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5秒，液体在降液管中停留时间为 以t=5s座为液体在降液管中停留时间的下限 图表

26、霎沫夹带线 液泛线 液相负荷上限线 液相负荷下限线 寓丧计点 246小结 1. 从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜 操作区的适中位置，说明塔板设计合理。 2. 因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由 漏液线控制。 3. 按固定的液气比，从负荷性能图中可查得 提馏段气相负荷上限=2.82m3/s,气相负荷下限kJ =0.83 ni/s，所以可得 塔板的这一操作弹性在合理的范围（35之内，由此也可表明塔板设计是合理的 第三章辅助设备及选型 3.1接管的计算与选择 3.1.1进料管的选择 则进料管的直径可由以下公式计

27、算: 式中：为料液在进液管内的流速，且取=1.6m/s 选取亠 规格的热轧无缝钢管 3.1.2回流管的选择 冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提 高。 即回流管设计如下： 回流管直径依下式计算： 二为液料在回流管内的流速，且取 二=1.6m/s 选规格的热轧无缝钢管。 3.1.3釜底出口管路的选择 为液料在釜底出口管内的流速，且取=1.6m/s 选规格的热轧无缝钢管 3.1.4塔顶蒸汽管 从塔顶至冷凝器的蒸汽管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压过程中，过 大压降会影响塔的真空度。 为液料在塔顶蒸汽管内的流速，且取=20m/s； 近似取为精馏段

28、的体积流率，且=1.857 选亠1规格的热轧无缝钢管 3.1.5加料蒸汽管的选择 式中：为液料在塔顶蒸汽管内的流速，且取=23m/s； 选亠 规格的热轧无缝钢管 第四章塔总体高度的计算 4.1塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离 为600mm塔顶部空间高度为1200mm 4.2塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min 设计结果汇总表: 序号 工程 精馏段 提馏段 备注 1 塔径/m 1.6 1.6 2 板间距/m 0.45 0.45 3 塔板类型 单溢流弓形 降液管 分块式塔板 4 空塔气速m/s 0.715 0.715 5 堰长/m 0.91 0.91 6 堰咼/m 0.057 0.049 7 板上层咼度/m 0.07 0.0