化工原理課程設(shè)計(jì)苯甲苯體系精餾浮閥塔

1、課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)課程名稱 化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)題目 苯-甲苯體系精餾浮閥塔 學(xué)生姓名 沈麗 專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級(jí)學(xué)號(hào) 050906 設(shè)計(jì)日期 2008 年 6 月 16 日至 2008 年 6 月27 日設(shè)計(jì)條件及任務(wù)：在常壓連續(xù)浮閥精餾塔中精餾苯甲苯溶液，要求料液進(jìn)料量F=180kmol/h濃度xf=25%，產(chǎn)品濃度xD=99%，易揮發(fā)組分回收率N=99%。操作條件：間接蒸汽加熱塔頂壓強(qiáng)：1.03atm（絕對(duì)壓強(qiáng)）進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料 指導(dǎo)老師：馮暉 黃莉2008 年 6 月 17 日 目錄一、概述2 2 2二、工藝計(jì)算 3 3 43.全塔物料衡算 54.理論塔板數(shù)計(jì)算75.實(shí)際塔板數(shù)

2、計(jì)算 96.浮閥塔的工藝尺寸的確定97.塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 168.塔板負(fù)荷性能圖及操作彈性的確定 199.輔助設(shè)備及零件設(shè)備 2210.設(shè)計(jì)結(jié)果匯總27三、結(jié)論和評(píng)解28四、致謝29五、參考書(shū)目29化工原理課程設(shè)計(jì)（工藝設(shè)計(jì)）說(shuō)明說(shuō)編寫(xiě)內(nèi)容姓名：沈麗 學(xué)號(hào)：P1001050906 專業(yè)：化學(xué)工程與工藝一、概述1、浮閥塔的特點(diǎn)浮閥塔是廿世紀(jì)五十年代初開(kāi)發(fā)的一種新塔型。其特點(diǎn)是在篩板塔基礎(chǔ)上，在每個(gè)篩孔處安置一個(gè)可上下移動(dòng)的閥片。當(dāng)篩孔氣速高時(shí)，閥片被頂起、上升，孔速低時(shí)，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小作自動(dòng)調(diào)節(jié)，從而使進(jìn)入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因氣體在閥片下測(cè)水平方向進(jìn)入液層，既減

3、少液沫夾帶量，又延長(zhǎng)氣液接觸時(shí)間，故收到很好的傳質(zhì)效果。生產(chǎn)上對(duì)塔器在工藝上及結(jié)構(gòu)上提出的要求有下列幾方面：1 分離效率高-達(dá)到一定分離程度所需塔的高度低。2 生產(chǎn)能力大-單位塔截面積處理量大。3 操作彈性（flexibility）大-對(duì)一定的塔器，操作時(shí)氣液流量（亦稱氣液負(fù)荷）的變化會(huì)影響分離效率。若分離效率最高時(shí)的氣液負(fù)荷作為最佳負(fù)荷點(diǎn)，可把分離效率比最高效率下降15%的最大負(fù)荷與最小負(fù)荷之比稱為操作彈性。工程上常用的，是液，氣負(fù)荷比L/V為某一定值時(shí)，氣相與液相的操作彈性。操作彈性大的塔必然適應(yīng)性強(qiáng)，易于穩(wěn)定操作。4 氣體阻力小-氣體阻力小可使氣體輸送的功率消耗小。對(duì)真空精餾來(lái)說(shuō)，降低塔

4、器對(duì)氣流的阻力可減小塔頂，底間的壓差，降低塔的操作壓強(qiáng)，從而可降低塔底溶液泡點(diǎn)，降低對(duì)塔釜加熱劑的要求，還可防止塔底物料的分解。 5 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，設(shè)備取材面廣-便于加工制造與維修，價(jià)格低廉，使用面廣。2、浮閥閥型介紹浮閥的形狀如右圖所示。浮閥有三條帶鉤的腿。將浮閥放進(jìn)篩孔后，將其腿上的鉤扳轉(zhuǎn)，可防止操作時(shí)氣速過(guò)大將浮閥吹脫。此外，浮閥邊沿沖壓出三塊向下微彎的“腳”。當(dāng)篩孔氣速降低浮閥降至塔板時(shí)，靠這三只“腳”使閥片與塔板間保持 左右的間隙；在浮閥再次升起時(shí)，浮閥不會(huì)被粘住，可平穩(wěn)上升。浮閥塔的生產(chǎn)能力比泡罩塔約大20%40%，操作彈性可達(dá)79，板效率比泡罩塔約高15%，制造費(fèi)用為泡罩塔的60%8

5、0%，為篩板塔的120%130%。圖2 浮閥（a）V-4型，（b）T型浮閥一般都用不銹鋼制成。國(guó)內(nèi)常用的浮閥有三種，即圖1所示的F1型及圖2所示的V-4型與T型。V-4型的特點(diǎn)是閥孔被沖壓成向下彎的噴咀形，氣體通過(guò)閥孔時(shí)因流道形狀漸變可減小阻力。T型閥則借助固定于塔板的支架限制閥片移動(dòng)范圍。三類(lèi)浮閥中，F(xiàn)1型浮閥最簡(jiǎn)單，該類(lèi)型浮閥已被廣泛使用。我國(guó)已有部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB111868）。F1型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度2mm的鋼板沖成，閥質(zhì)量約33克，輕閥用厚度的鋼板沖成，質(zhì)量約25克。閥重則閥的慣性大，操作穩(wěn)定性好，但氣體阻力大。一般采用重罰。只有要求壓降很小的場(chǎng)合，如真空精餾時(shí)才使用輕閥。

6、二、工藝計(jì)算1、流程的設(shè)計(jì)及說(shuō)明工藝流程：如圖下圖所示。原料液由高位槽經(jīng)過(guò)預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制?，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過(guò)各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過(guò)冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過(guò)冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時(shí)還要設(shè)置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時(shí)發(fā)現(xiàn)問(wèn)題和采取相應(yīng)的措施，常在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表。比如流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表等，以測(cè)量物流的各項(xiàng)參數(shù)

7、。圖1 浮閥塔的工藝流程簡(jiǎn)圖2、查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)常壓下苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)，見(jiàn)表常壓下苯甲苯系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)如表16所示。表16 苯甲苯系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/苯摩爾分?jǐn)?shù)/%氣相液相00011苯相對(duì)分子質(zhì)量：78；甲苯相對(duì)分子質(zhì)量：92 由上表可求得：=3、全塔物料衡算根據(jù)工藝的操作條件可知:料液流量 F=180Kmol/h=4.425kg/s;料液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù) xf=0.25;塔頂產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù) xD=0.99;回收率 N=0.99；由公式：F=D+WN=代入數(shù)值解方程組得：塔頂產(chǎn)品流量 :D=45kmol/h=/s;塔底產(chǎn)品流量 W=135kmol/h=/s;塔底產(chǎn)品摩爾分

8、數(shù) xw根據(jù)衡摩爾流假設(shè)，全塔流率一致，相對(duì)揮發(fā)度也一致：由附錄一知：所以，平衡方程為：y=x=(a)由于泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1,則q線方程為：q=xf=0.25;由方程得： xe=0.25, ye最小回流比 Rmin為：Rmin=2.6239;R=1.55Rmin=1.55*2.6239=4.067;所以精餾段液相質(zhì)量流量: L=RD=4.067*0.97675=/s精餾段氣相質(zhì)量流量: V=(R+1)D=5.067*0.97675=/s所以，精餾段操作線方程： y=+=0.803x-0.195 (b)提餾段液相質(zhì)量流量: =3.9725+4.425=/s提餾段氣相質(zhì)量流量:=V=/s所以，提

9、餾段操作線方程： y=1.592x-0.00197 (c)4、理論塔板數(shù)的計(jì)算由上而下逐板計(jì)算，自x0i首次越過(guò)xq=0.25時(shí)止。操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn)(x0=0.99,y1=0.99) (a)式(x1=0.9754,y1=0.99) (b)式(x1=0.9754,y2=0.978) (a)式(x2=0.9474,y2=0.978) (b)式(x2=0.9474,y3=0.9558) (a)式(x3=0.8964,y3=0.9558) (b)式(x3=0.8964,y4=0.9148)(a)式(x4=0.8113,y4=0.9148) (b)式(x4=0.8113,y5=0.8465)

10、(a)式(x5=0.6884,y5=0.8465) (b)式(x5=0.6684,y6=0.7477) (a)式(x6=0.541,y6=0.7477) (b)式(x6=0.541,y7=0.6295) (a)式(x7=0.4049,y7=0.6295) (b)式(x7=0.4049,y8=0.520) (a)式(x8=0.3026,y8=0.520) (b)式(x8=0.3026,y9=0.4381) (b)式(x9=0.2379,y9=0.4381)因x9時(shí)首次出現(xiàn)xixq，故第9塊理論板為加料板，精餾段共8塊理論板。已知 x9=0.2379,由上而下計(jì)算，直到xi首次超越xw=0.003

11、33時(shí)為止。操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn) (x9=0.2379,y9=0.4381) (c)式(x9=0.2379,y10=0.3768)(a)式(x10=0.1949,y10=0.3768) (c)式(x10=0.1949,y11=0.3084)(a)式(x11=0.1515,y11=0.3084) (c)式(x11=0.1515,y12=0.2392)(a)式(x12=0.1118,y12=0.2392) (c)式(x12=0.2392,y13=0.1761)(a)式(x13=0.07884,y13=0.1761) (c)式(x13=0.07884,y14=0.1235)(a)式(x14=0

12、.05344,y14=0.1235) (c)式(x14=0.05344,y15=0.0831)(a)式(x15=0.03503,y15=0.0831) (c)式(x15=0.03503,y16=0.0538)(a)式(x16=0.02226,y16=0.0538) (c)式(x16=0.02226,y17=0.03347)(a)式(x17=0.01368,y17=0.03347) (c)式(x17=0.01368,y18=0.01981)(a)式(x18=0.008029,y18=0.01981) (c)式(x18=0.008029,y19=0.01081)(a)式(x19=0.004358,

13、y19=0.01081) (c)式(x19=0.004358,y20=0.004968)(a)式(x20=0.001996,y20=0.004968)由于到x20時(shí)首次出現(xiàn)xi5s符合要求)提餾段停留時(shí)間 (5s符合要求)塔板布置及浮閥數(shù)目排列取閥孔的動(dòng)能因子 F0=12精餾段 浮閥數(shù) 開(kāi)孔面積： R=x=0.8-(0.28+0.1)=估算排間距h h=提餾段：浮閥數(shù) 估算排間距=浮閥排列方式采用等腰三角形叉排方式作圖（見(jiàn)附圖），排得閥數(shù)為209個(gè)。按N=209個(gè)重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：精餾段：閥孔動(dòng)能因子變化不大塔板開(kāi)孔率 提餾段：閥孔動(dòng)能因子變化不大,在912范圍內(nèi)。塔板開(kāi)孔率 7、塔

14、板的流體力學(xué)驗(yàn)算a.精餾段：氣體通過(guò)浮閥塔板的壓降干板阻力u oc u o 則液柱板上充氣液層阻力本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)hl=hL=0.5*0.07=液柱液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，忽略不計(jì)因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋?hp=0.0511+0.035=液柱(單板壓降 =0.0861*802.1877*9.81=677Pa)淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd=hp+hL+hd與氣體通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p前已算出hp=0.0861 m液柱液體通過(guò)降液管的壓頭損失因不設(shè)進(jìn)堰口液柱板上液層高

15、度hL=則 Hd取=0.5，又已選定 HT=0.45m , hw則，可見(jiàn)hd符合防止淹塔的要求。霧沫夾帶泛點(diǎn)率=及泛點(diǎn)率=板上液體流徑長(zhǎng)度 ZL=D-2板上液流面積 =-22查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF=0.127,將以上數(shù)值代入上式泛點(diǎn)率=泛點(diǎn)率=對(duì)于大塔，為避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80，計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev0.1kg(液)/kg(氣)的要求。b.提餾段：氣體通過(guò)浮閥塔板的壓降干板阻力則液柱板上充氣液層阻力本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù)=0.5，則液柱液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，忽略不計(jì)因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板

16、的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋?0.04116+0.035=液柱(單板壓降 =0.07616*802.1877*9.81=586.4Pa)淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，與氣體通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p前已算出=0.07616 m液柱液體通過(guò)降液管的壓頭損失因不設(shè)進(jìn)堰口液柱板上液層高度=則取=0.5，又已選定=0.45m ,則，可見(jiàn)符合防止淹塔的要求。霧沫夾帶泛點(diǎn)率=及泛點(diǎn)率=板上液體流徑長(zhǎng)度 ZL=D-2板上液流面積 =-22查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF=0.127,將以上數(shù)值代入上式泛點(diǎn)率：泛點(diǎn)率：對(duì)于大塔，為避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80，計(jì)算出的泛點(diǎn)率

17、都在80以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev3符合b.提餾段：霧沫夾帶線按泛點(diǎn)率=80計(jì)算如下：即,s液泛線22/3代入整理得：液相負(fù)荷上線限以=5s算，漏液線對(duì)于F1型重閥，=5計(jì)算則,又知所以，液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度E=1,則作出塔板負(fù)荷性能圖上的共五條線，見(jiàn)附圖：由圖知：氣相負(fù)荷上限 ，氣相負(fù)荷下限所以，操作彈性=3符合9、輔助設(shè)備及零件設(shè)備塔頂冷凝器冷凝器的選擇：（列管式冷凝器） 冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺(tái)架，且便于維修、安裝，造價(jià)不高。冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量的99%的苯蒸汽，冷流體為20的水 Q=qm1r

18、1 Q=qm2r2 Q單位時(shí)間內(nèi)的傳熱量，J/s或W； qm1, qm2熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s; r1 ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg查表得 r1 kJ/ r2=998 kJ/ qm1kg/sQ=qm1r1=393113=1945516J/sQ=qm2r2=998000 qm2=1945516 J/s qm2= kg/s傳熱面積：A=蒸汽溫度為，冷水出口溫度為40 則 = 由于溶液黏度小于0.0005pa.s 所以K初取900Wm-2/ A=所以查管殼式熱交換器系列標(biāo)準(zhǔn)（摘錄）列管外徑一般都選25mm，管長(zhǎng)取3m。因?yàn)?所以m, 則 算得管數(shù)為：N=194根根據(jù)這些數(shù)據(jù)可以查得：

19、外殼直徑D/mm公稱壓強(qiáng)/(kgf/cm2)公稱面積A/m2管子排列方式管長(zhǎng)l/m管子外徑/mm管子總數(shù)N/根管程數(shù)殼程數(shù)60010、16、256032526911可以算得此換熱器的換熱面積為 2可見(jiàn)滿足設(shè)計(jì)的要求。塔底再沸器再沸器的選擇：列管式蒸發(fā)器對(duì)直徑較大的塔，一般將再沸器置于塔外。其管束可抽出，為保證管束浸于沸騰器液中，管束末端設(shè)溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區(qū)。其液面以上空間為氣液分離空間。加熱蒸汽消耗量 Q=qm1r1 Q=qm2r2 Q單位時(shí)間內(nèi)的傳熱量，J/s或W； qm1, qm2熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s; r1 ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg r1=2210.4

20、kJ/ r2=363.63kJ/ 提餾段液體流量Kg/s qm2kg/s Q=qm2r2= kJ/s=2210.4 qm1 蒸汽消耗量qm1為kg/s傳熱面積： A=蒸汽溫度為120，冷液進(jìn)口溫度為，出口溫度為。 則 =由于溶液黏度小于0.0005pa.s 所以K初取1050Wm-2/ A=列管外徑一般都選25mm，管長(zhǎng)取6m。因?yàn)?所以 L=2299m, 則 算得管數(shù)為：N=384根根據(jù)這些數(shù)據(jù)可以查得：外殼直徑D/mm公稱壓強(qiáng)/(kgf/cm2)公稱面積A/m2管子排列方式管長(zhǎng)l/m管子外徑/mm管子總數(shù)N/根管程數(shù)殼程數(shù)80010、16、2520062544461可以算得此換熱器的換熱面

21、積為 =444*3.14159*0.025*6=m2則滿足要求，也用此換熱器做蒸發(fā)器。進(jìn)料預(yù)熱器（列管式加熱器） 進(jìn)料冷夜的溫度為，經(jīng)過(guò)加熱器變成飽和液體溫度為，用列管式加熱器。加熱蒸汽消耗量及換熱器的選型 Q=qm1r1 Q=qm2r2 Q單位時(shí)間內(nèi)的傳熱量，J/s或W； qm1, qm2熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s; r1 ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg r1=2210.4kJ/ r2kJ/ 進(jìn)料液體流量Kg/s 即 qm2=kg/s Q=qm2r1=4.425 kJ/s=2210.4 qm1 蒸汽消耗量qm1為kg/s傳熱面積： A=蒸汽溫度為120，出口溫度為6。 則 = 由于

22、溶液黏度小于0.0005pa.s 所以K初取900Wm-2/ A=列管外徑一般都選25mm，管長(zhǎng)取3m。因?yàn)?所以 L=540m, 則 算得管數(shù)為：N=181根根據(jù)這些數(shù)據(jù)可以查得：外殼直徑D/mm公稱壓強(qiáng)/(kgf/cm2)公稱面積A/m2管子排列方式管長(zhǎng)l/m管子外徑/mm管子總數(shù)N/根管程數(shù)殼程數(shù)60010、16、256032526911可以算得此換熱器的換熱面積為 2則滿足要求，也用此換熱器加熱。進(jìn)料泵塔總高（不包括群座）由下式?jīng)Q定式中 H塔高，m；-塔頂空間，m；-塔板間距，m；-開(kāi)有人孔的塔板間距，m；-進(jìn)料段高度，m；-塔底空間，m；-實(shí)際塔板數(shù)，m；-人孔數(shù)（不包括塔頂空間與塔

23、底空間的人孔數(shù)）。 所以 取 ， =34塊 ，= ，= , =，每8塊取一個(gè)人孔，則=4個(gè)。的計(jì)算，塔釡料液最好能在塔底有35分鐘的存儲(chǔ)，所以取5分鐘來(lái)計(jì)算。因?yàn)?m3=m則=1.5+(34-2-4)*0.45+2.4+0.8+1.49=m群座高度取5m，所以總高度為23.79m。F=180Kmol/h=Kg/s=m3料液罐的壓強(qiáng)為常壓1atm，加料板的壓強(qiáng)為110925pa進(jìn)料口的高度為m ，進(jìn)料段的表壓為at，管路阻力管路的高度為*10+,所以要選一個(gè)適合這個(gè)流量和高度的泵，查型離心泵性能表 從各個(gè)方面考慮下來(lái)，65-50-160比較適合作進(jìn)料泵，其有關(guān)參數(shù)為：流量/(m3/h)揚(yáng)程/m轉(zhuǎn)速/(r/min)氣蝕余量/m泵效率/%軸功率配帶功率2532290065使用重力回流。10、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總物性數(shù)據(jù)表名稱結(jié)構(gòu)式相對(duì)分子質(zhì)量密度20沸 點(diǎn)