精餾塔設計浮閥塔

1、 這篇論文主要運用了圖解法，省去許多復雜的計算過程。 目 錄苯甲苯精餾塔設計3一、工藝要求與數(shù)據(jù)3二、設計條件3三、設計內容3四、設計成果3設計計算4一.設計方案的確定4二.精餾塔的物料衡算41.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率42.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量43.物料衡算原料處理量5三塔板數(shù)的確定51.理論塔板層數(shù)的求取52.求最小回流比及操作回流比。53.求精餾塔的氣，液相負荷54.求操作線方程65.圖解法求理論塔板數(shù)66.實際理論塔板數(shù)的求取6四精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算71.操作壓力的計算72.操作溫度計算73.平均摩爾質量計算74.平均密度計算85.液相平均表面張

2、力的計算96.液體平均粘度的計算9五精餾塔的塔體工藝尺寸計算101.塔徑的計算102.精餾塔有效高度的計算12六塔板主要工藝尺寸的計算121.溢流裝置的計算122.塔板布置14七篩板的流動力學驗算151.計算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降15八.精餾段塔板負荷性能圖18(1)霧沫夾帶上限線18(2)液泛線19(3) 液相負荷上限線20(4)氣體負荷下限線（漏液線）21(5)液相負荷下限線21九.篩板塔的工藝設計計算結果匯總表22十.參考文獻22苯甲苯精餾塔設計一、工藝要求與數(shù)據(jù) 1、料液為苯甲苯混合液，含苯0.30+x（x=學號后三位/1000）（質量分率，下同）； 2、產(chǎn)品含苯不低于95%，殘液

3、含苯不高于3% 3、生產(chǎn)能力：60000噸/年（按進料算）二、設計條件1、 連續(xù)操作、泡點加料、泡點回流。2、 操作壓力：常壓3、 生產(chǎn)時間：300天/年4、 塔釜間接蒸汽加熱三、設計內容1、 精餾裝置流程設計與論證2、 浮閥塔內精餾過程的工藝計算 3、 浮閥塔主要工藝尺寸的確定4、 塔盤設計5、 流體力學條件校核、作負荷性能圖四、設計成果1、 設計說明書一份2、 設計圖紙，包括流程圖，負荷性能圖，塔盤布置圖，浮閥塔工藝條件圖。注：學號為201073020132 故而進料液中苯的含量為 X=0.30 + (132/ 1000)=43.2%設計計算一.設計方案的確定本設計任務為分離苯甲苯混合物。

4、對于二元混合組分的分離，應該采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比去最小回流比的2倍。踏釜采用間接蒸氣加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。二.精餾塔的物料衡算1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質量 M = 78.11 Kg/甲苯的摩爾質量 M = 92.13 Kg/ x = 2.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量M =0.47378.11 + (1-0.473)92.13 =85.50 Kg/molM =

5、0.95778.11 + (1-0.957)92.13 =78.71 Kg/molM =0.03578.11 + (1-0.035)92.13 =91.64 Kg/mol3.物料衡算原料處理量 總物料衡算 97.46 = D + W 苯物料衡算 97.460.473= 0.957D + 0.035W 聯(lián)立解得： W = 51.16 D = 46.3三塔板數(shù)的確定1.理論塔板層數(shù)的求取苯甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論塔板數(shù)由苯甲苯汽液平衡組成數(shù)據(jù)繪出x-y圖2.求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖中對角線上，自點e（0.473,0.473）作垂線ef即為進料線（q線），該線

6、與平衡線的交點坐標為 故最小回流比為 取操作回流比為 3.求精餾塔的氣，液相負荷 L = RD = 2.4646.30 = 113.90 V =（R + 1）D = (1+ 2.46)46.30= 160.20 L = L + F = 113.90 + 97.46 = 211.36 V = V = 160.20 4.求操作線方程 精餾段操作線方程為 提餾段操作線方程為 5.圖解法求理論塔板數(shù) 總理論塔板層數(shù),進料板位置6.實際理論塔板數(shù)的求取 精餾段實際理論塔板數(shù)： 提餾段實際理論塔板數(shù)： 四精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算1.操作壓力的計算塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進料板壓力 精餾段平

7、均壓力 2.操作溫度計算由圖解理論板，見x-y圖得 代入公式：得塔頂溫度 進料溫度 精餾段平均溫度 3.平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算由x = y = 0.957 查苯-甲苯平衡曲線，得 x = 0.882 = 0.95778.11 +（0.957)92.13 = 78.71 M = 0.882 78.11 + (1 0.882 )92.13 = 79.76 進料板平均摩爾質量計算由于是第5塊塔板進料由圖解塔板理論得x = 0.341 = 0.64778.11+ (1 0.6647)92.13 = 83.059 = 0.341 78.11 + （1- 0.341）92.13 = 87.3

8、49 精餾段平均摩爾質量M = = 80.8845M = = 83.55454.平均密度計算（1）氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 = = （2）液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即 = 塔頂液相平均密度的計算 由t = 82.56,查手冊得： = 進料板液相平均密度的計算由t = 94.18 ,查手冊得 進料板液相的質量分率 精餾段液相平均密度的計算 5.液相平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算由t = 82.56,查手冊得： 進料板液相平均表面張力的計算進料板液相平均表面張力的計算由t,查手冊得： 精餾段液相平均表面張力的計算 6.液

9、體平均粘度的計算 液相平均粘度依下式計算，即Lg 塔頂液相平均粘度的計算由t = 82.56,查手冊得： 解得 進料板液相平均粘度的計算由t,查手冊得： 解得 精餾段液相平均粘度的計算 五精餾塔的塔體工藝尺寸計算 1.塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為： 由 = 式中的C由式 C = C()來計算，由史密斯關聯(lián)圖來查取，圖的橫坐標為 取塔板間距=0.45m,板上液層高度,則 查史密斯關聯(lián)圖得 C = 0.083 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 u=0.7= 0.7 1.411 =0.9876m/s 按標準塔徑圓整后為 塔截面積為 實際空塔氣速為 2.精餾塔有效高度的計算精餾塔有效高度為：

10、提餾塔有效高度為： 在進料板的上方開一人孔，其高度為 0.8m故精餾塔的有效高度為六塔板主要工藝尺寸的計算1.溢流裝置的計算因塔徑D=1.4m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形液盤。各項計算如下：（1）堰長（2）溢流堰高度h由h=h 選用平直堰，堰上液層高度 來計算，近似假設E=1，則 取 塔板上液層高度 故 （3）弓形降液管寬度W 和截面積A 由 查弓形降液管的參數(shù)圖可得： 故 驗證液體在降液管中的停留時間，即 故降液管設計合理。（4）降液管底隙高度h采用公式 取則 故降液管底隙高度設計合理。 2.塔板布置 （1）塔板的分塊 因D，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分塊為4塊。選用F1型重閥，閥

11、孔直徑d0=39mm，底邊孔中心距t=75m （2）邊緣區(qū)寬度的確定取 溢流堰前的安定區(qū)寬度W 進口堰后的安定區(qū)寬度W 取 W（3）開孔區(qū)面積的計算 其中， （4）浮閥數(shù)計算及其排列預先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速，即每層塔板上浮閥個數(shù)為浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)面積，閥孔排列采用等腰三角形叉排方式?，F(xiàn)按的等腰三角形叉排方式排列，則設計條件下的閥孔氣速為閥孔動能因數(shù)為所以閥孔動能因子變化不大，仍在912的合理范圍內，故此閥孔實排數(shù)適用。此開孔率在5%15%范圍內，符合要求。所以這樣開孔是合理的。 七篩板的流動力學驗算1.計算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降每層塔

12、板靜壓頭降可按式計算。(1)計算干板靜壓頭降由式可計算臨界閥孔氣速，即，可用算干板靜壓頭降，即(2)計算塔板上含氣液層靜壓頭降由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度 所以依式(3)計算液體表面張力所造成的靜壓頭降由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為換算成單板壓降(設計允許值) 降液管中清夜層高度為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高H 應服從公式 苯甲苯物系屬一般物系，取 則而 (1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降前已計算(2)計算溢流堰（外堰）高度前已計算(3)液體通過降液管的靜壓頭降因不設進口

13、堰，所以可用式m(4)塔板上液面落差由于浮閥塔板上液面落差很小，所以可忽略。(5)堰上液流高度前已求出這樣 從而可知，符合防止液泛的要求。(6) 液體在降液管內停留時間校核應保證液體早降液管內的停留時間大于35 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設計可見，所夾帶氣體可以釋出。計算霧沫夾帶量（1）霧沫夾帶量判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算時間可用式：和塔板上液體流程長度塔板上液流面積苯和甲苯混合液可性系數(shù)K值，K=1.0 在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率為 及為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。

14、從以上計算的結果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。（2）嚴重漏液校核當閥孔的動能因數(shù)低于5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算，可見不會發(fā)生嚴重漏液。八.精餾段塔板負荷性能圖(1)霧沫夾帶上限線對于苯甲苯物系和已設計出塔板結構，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應的泛點率 (亦為上限值),利用式和便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點率，依上式有整理后得即 即為負荷性能圖中的線(1)此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應一條直線。所以在操作范圍內任取兩個值作直線便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。當時 當時(2)液泛線由式， 聯(lián)立。即式中， ，板上液層靜壓頭降 從式知，表示

15、板上液層高度，。所以板上液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式則 式中閥孔氣速U0與體積流量有如下關系 式中各參數(shù)已知或已計算出，即 代入上式。整理后便可得與的關系，即 此式即為液泛線的方程表達式。在操作范圍內任取若干值 0.001 0.003 0.005 0.007 2.6562.475 2.4662.346用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(2)。(3) 液相負荷上限線為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不應小于35s。所以對液體的流量須有一個限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。由式可知，液體在降液管內最短

16、停留時間為35秒。取為液體在降液管中停留時間的下限，所對應的則為液體的最大流量,即液相負荷上限，于是可得所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關的豎直線，即負荷性能圖中的線(3)。(4)氣體負荷下限線（漏液線）對于F1型重閥，因5時，會發(fā)生嚴重漏液，故取計算相應的氣相流量作出圖中線(4)(5)液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。 按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關的豎直線，見圖中的線(5).所的負荷性能圖如下： 九.篩板塔的工藝設計計算結果匯總表項目內容數(shù)值或說明備注塔徑 D/m1.40 板間距HT/m0.40塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速U/(m/s)0.9876堰長(lw)0.952板上液層高度hW/m0.04753降液管底隙高度h0/m0.043浮閥數(shù)N/個180等腰三角形叉排閥孔氣速U0/(m/s)5.98臨界閥孔氣速U0c(m/s)5.973閥孔動能因數(shù)F010.01孔心距t/m0.075同一橫排的孔心距液體在降液管內停留時間/s15.