浮阀塔课程设计

2008级化工原理课程设计第20页共20页1引言精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯—甲苯的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。

浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中。1.1精馏塔对塔设备的要求

1.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。

2.效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

3.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。

4.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。

5.结构简单，造价低，安装检修方便。

6.能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.2浮阀塔的优点

1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%～40%，与筛板塔接近。

2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。

3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。

4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。

5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%～80%，但是比筛板塔高20%～30。

但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。

1.3浮阀塔的结构与功能浮阀塔结构简单，有两种结构型式，即条状浮阀和盘式浮阀，它们的操作和性能基本是一致的，只是结构上有区别，其中以盘式浮阀应用最为普遍。盘式浮阀塔板结构，是在带降液装置的塔板上开有许多升气孔，每个孔的上方装有可浮动的盘式阀片。为了控制阀片的浮动范围，在阀片的上方有一个十字型或依靠阀片的三条支腿。前者称十字架型，后者称V型。目前因V型结构简单，因而被广泛使用，当上升蒸汽量变化时，阀片随之升降，使阀片的开度不同，所以塔的工作弹性较大。

塔内的溶液以两种物质状态运动着，气态穿过塔板升气孔上升，液态横过塔板进入降液管流至下层塔板上，气液两相在每层塔板上接触，进行传热传质，使得乙醇由液态→气态→液态，逐层上升，最后在塔顶部得到浓缩的乙醇，如果使这分子运动速度提高，即强化这一过程，塔的效率就高。气液两相接触有一界面，界面越大即传热传质过程便得到强化，效率就高。过去用筛板塔、泡罩塔，气体在液体中几乎是垂直上升，鼓泡而出。阀片使上升气体呈水平方向喷射而出，而且采用的汽速较泡罩塔高得多，使气体高度分散，气泡很小，因此气液接触面大。在气体负荷较大时产生雾沫夹带也小，在液流量小时也不会发生不与液层接触而垂直上升的不良现象，随着气体上升量的变化，相应的变化浮阀的流量面积，维持着较高的速，因此气-液始终接触良好。1.4浮阀塔的设计原则

浮阀精馏塔总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。

⑴满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。

⑵满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。

⑶保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。

2设计计算2.1设计方案的确定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。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。2.2精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol

甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmol进料组成xF=30%=0.3xD=93%=0.93xW=(0.1/78.11)÷(0.1/78.11+0.99/92.13=0.012原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量、MF=0.3×78.11+（1-0.3）×92.13=87.924kg/kmolMD=0.93×78.11+（1-0.93）×92.13=79.091kgMW=0.012×78.11+（1-0.012）×92.13=91.962kg2.2.1全塔物料衡算原料处理量F=20000000/(7200×86.83)kmol/h=31.99kmol/h总物料衡算31.99=D+W苯物料衡算31.99×0.3=0.93D+0.012W联立解得D=10.036kmol/hW=21.954kmol/h2.2.2分段物料衡算lgPao=6.02232-1206.350/(t+220.237)安托尼方程lgPbo=6.07826-1343.943/(t+219.377)安托尼方程xa=(P总-Pbo)/(Pao-Pbo)泡点方程根据xa从《化工原理》P204表6—1查出相应的温度根据以上三个方程，运用试差法可求出Pao,Pbo当xa=0.3时，t=102℃，Pao=189.9533kPa，Pbo=78.783kPa当xa=0.93时，t=85℃，Pao=100.432kPa，Pb当xa=0.012时，t=105℃，Pao=222.331kPa，Pbo=93.973kPat=102℃t=85℃t=105根据衡摩尔流假设，全塔的流率一致，相对挥发度也一致。α=Pao/Pbo=189.9533kPa/78.783kPa=2.411所以平衡方程为y=αx/[1+(α－1)x]=2.411x/（1+1.411x）最小回流比Rmin为Rmin=[xD/xF-α(1-xD)/(1-xF)]/(α-1)＝2.113所以R=1.5Rmin＝3.170所以精馏段液相质量流量L＝RD＝3.170×10.036=31.814kmol/h精馏段气相质量流量V＝(R+1)D＝4.170×10.036=41.850kmol/h所以，精馏段操作线方程yn+1=(R×xn)/(R+1)+xd/(R+1)=0.76xn+0.223因为泡点进料，所以进料热状态q=1所以，提馏段液相质量流量L'＝L+qF＝31.814+31.99=63.804kmol/h提馏段气相质量流量V'(Kg/s)＝V-(1-q)F＝41.850kmol/h所以，提馏段操作线方程ym+1=L'xm/V'-Wxw/V'=1.525xm-0.0062.3塔板数的确定2.3.1（1）联立精馏段和提馏段操作线方程解得xf=0.3且前面已算得xw=0.012（2）用逐板计算法计算理论塔板数第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以y1=xf,然后可以根据平衡方程可得x1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求yn,用平衡方程求xn,一直到xn<xf,共需n-1块精馏板,第n块板为进料板。第一块y1=xd0.93x1=y1/[y1+α(1-y1)]0.8464第二板y2=0.76x1+0.2230.8663x2=y2/[y2+α(1-y2)]0.7288第三板y3=0.76x2+0.2230.7769x3=y3/[y3+α(1-y3)]0.5909第四板y4=0.76x3+0.2230.6721x4=y4/[y4+α(1-y4)]0.4595第五板y5=0.76x4+0.2230.5722x5=y5/[y5+α(1-y5)]0.3568第六板y6=0.76x5+0.2230.4942x6=y6/[y6+α(1-y6)]0.2884x6<xf所以本设计中共需五块精馏板，第六块板为进料板。从第七块板开始，用提馏段操作线求yn,用平衡方程求xn，一直到xn<xw。第七板y7=1.525x6-0.0060.4338X7=y7/[y7+α(1-y7)]0.2411第八板y8=1.525x7-0.0060.3617X8=y8/[y8+α(1-y8)]0。1903第九板y9=1.525x8-0.0060.2842X9=y9/[y9+α(1-y9)]0.1971第十板y10=1.525x9-0.0060.2096X10=y10/[y10+α(1-y10)]0.0991第十一板y11=1.525x10-0.0060.1451X11=y11/[y13+α(1-y11)]0.0658第十二板y12=1.525x11-0.0060.0943X12=y12/[y12+α(1-y12)]0.0414第十三板y13=1.525x12-0.0060.0571x13=y13/[y13+α(1-y13)]0.0245第十四板y14=1.525x13-0.0060.0314x14=y14/[y14+α(1-y14)]0.0133第十五板y15=1.525x14-0.0060.0143x15=y15/[y15+α(1-y15)]0.00598x15<xw，因为釜底间接加热，所以共需要15-1=14块塔板。精馏段需要5块，提馏段需要9块板。2.3.2实际塔板数的计算根据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度μa＝0.25mPa.s，甲苯在泡点是的黏度μb＝0.27mPa.s，所以：平均黏度μav(mPa.s)＝μa×xF+μb×(1-xD)＝0.25×0.3+0.27（1-0.93）=0.0939所以：总板效率E=0.99实际板数Ne=Nt/Et＝14/0.99＝14实际精馏段塔板数为Ne1=5实际提馏段塔板数为Ne2=92.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

以精馏段为例进行计算。

（1）操作压力计算

塔顶操作压力PD＝101.3＋4=105.3kPa每层塔板压降△P＝0.7kPa

进料板压力PF＝105.3＋0.7×5＝108.8kPa

精馏段平均压力Pm＝（105.3＋108.8）／2＝107.05kPa

（2）操作温度计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：

塔顶温度tD＝85℃

进料板温度tF＝102℃

精馏段平均温度tm＝（85＋102）/2=93.5℃

（3）平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.93,由平衡方程，得MVDm=0.93×78.11+(1-0.93)×92.13=79.09kmol/h

MLDm=0.8464×78.11+(1-0.8464)×92.13=80.26kmol/h

进料板平均摩尔质量计算

逐板法和平衡方程求得xF=0.2884，yF=0.4338MVFm=0.4338×78.11+(1-0.4338)×92.13=86.05kmol/h

MLFm=0.2884×78.11+(1-0.2884)×92.13=88.09kmol/h精馏段平均摩尔质量

（4）平均密度计算

①气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即

②液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，即

塔顶液相平均密度的计算

由tD＝85℃，查手册得

进料板液相平均密度的计算

由tF＝102℃，查手册得

进料板液相的质量分率

精馏段液相平均密度为

ρLm=（812.6+1373.00）/2=1092.8kg/m3

(5)液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算，即

塔顶液相平均表面张力的计算

由tD＝85℃，查手册得σA=21.24mN/mσB=21.42mN/m

σLDm=0.93×21.24+(1-0.93)×21.42=21.13mN/m

进料板液相平均表面张力的计算

由tF＝102℃，查手册得σA=18.90mN/mσB=20.0mN/m

σLFm=0.3×18.90+(1-0.3)×20.0=19.67mN/m

精馏段液相平均表面张力为

σLm=（21.42+19.67）/2=20.545mN/m

(6)液体平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算，即

lgμLm=Σxilgμi

塔顶液相平均粘度的计算

由tD＝85℃，查手册得

μA=0.302mPa·sμB=0.306mPa·s

lgμLDm=0.93×lg(0.302)+(1-0.93)×lg(0.306)

解出μLDm=0.302mPa·s

进料板液相平均粘度的计算

由tF＝102℃，查手册得

μA=0.256mPa·sμB=0.265mPa·s

lgμLFm=0.3×lg(0.256)+(1-0.3)×lg(0.265)

解出μLFm=0.262mPa·s

精馏段液相平均粘度为

μLm=(0.302+0.262)/2=0.282mPa·s

2.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算

(1)塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

由umax=C·

式中C由式5-5计算，其中的C20由图5-1查取，图的横坐标为

取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL＝0.05m，则

HT-hL＝0.45-0.05＝0.4m

查图5-1得C20=0.072

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u=0.7×umax＝0.7×1.402＝0.981(m/s)

按标准塔径圆整后为D＝0.7m

塔截面积为

(2)精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

Z精=(N精-1)HT=(5-1)×0.45=1.8m

提馏段有效高度为

Z提=(N提-1)HT=(9-1)×0.45=3.6m

2.6塔板主要工艺尺寸的计算取

②溢流堰高度hw

由

选用平直堰，堰上液层高度hOW由式5-7计算，即

近似取E＝1,则

取板上清液层高度hL＝50mm

故

③弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由，查图5-7，得依式5-19验算液体在降液管中停留时间，即

>5s

故降液管设计合理。

④降液管底隙高度h0

取降液管底隙的流速，则

>0.006m

故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度hw’=50mm。

(2)塔板布置

①塔板的分块

因D800mm，故塔板采用整块式。。

②边缘区宽度确定

取Ws=Ws’=0.065m,Wc=0.035m

③开孔区面积计算

开孔区面积Aa按式5-12计算，即

其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.35-(0.0868+0.065)=0.1982m

r=D/2-Wc=0.35-0.035=0.315m

故

④筛孔计算及其排列

本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ＝3mm碳钢板，取筛孔直径d0＝5mm。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

t＝3d0＝3×5＝15mm

筛孔数目n为

开孔率为

Φ=A0/Aa=0.907/(d0/t)2==10.1%

气体通过筛孔的气速为

筛孔气速u0=VS/A0=0.331/(0.101×0.232)=14.126m/s2.7筛板的流体力学验算

(1)塔板压降

①干板阻力hc计算

干板阻力hc由式5-19计算，即

由d0/δ＝5/3＝1.67，查图5-10得，C0＝0.772

故

②气体通过液层的阻力hl计算

气体通过液层的阻力hl由式5-20计算，即

查图5-11，得β=0.62。

故

③液体表面张力的阻力hσ计算

液体表面张力所产生的阻力hσ由式5-23计算，即

气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

气体通过每层塔板的压降为

<0.7kPa(设计允许值)

(2)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。

(3)液沫夹带

液沫夹带量由式3-36计算，即

<0.1kg液/kg气

故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。

(4)漏液

对筛板塔，漏液点气速u0,umax可由式5-25计算，

实际孔速u0＝14.126m/s＞u0,min

稳定系数为K=uo/u0,min=14.126/7.184=1.966>1.5

故在本设计中无明显漏液。

(5)液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式5-32的关系，即

Hd≤φ(HT+hw)

苯一甲苯物系属一般物系，取φ＝0.5，则

φ(HT+hw)=0.5(0.45+0.05)=0.2

而Hd=hP+hL+hd

板上不设进口堰，hd可由式5-30计算，即

hd=0.153×(u0’)2=0.153×(0.08)2=0.001m液柱

Hd=0.08403+0.06+0.001=0.14503液柱

Hd≤φ(HT+hw),故在本设计中不会发生液泛现象。塔板负荷性能图(1)漏液线

由，HL=hw+how得整理得

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表1。

表1

Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)0.16710.17300.18030.1861由上表数据即可作出漏液线。

(2)液沫夹带线

以ev＝0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：

由

hf=2.5hL=2.5(hw+how)hw===1.116

整理得

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。

表2

Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)0.6780.6410.5930.552由上表数据即可作出液沫夹带线。

(3)液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度hOW＝0.006m作为最小液体负荷标准。由式5-7得==0.006

取E=1Ls,min=

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。

(4)液相负荷上限线

以θ＝4s作为液体在降液管中停留时间的下限

故

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线。

(5)液泛线

令

由

联立得

忽略hσ，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得

将有关的数据代入整理，得

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3。表3

Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.00450.0006Vs/(m3/s)0.51530.45570.34240.19