浮閥塔課程設計

2008級化工原理課程設計第20頁共20頁1引言精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應用。精餾過程在能量計的驅(qū)動下，使氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。實現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質(zhì)傳熱的過程。本次設計任務為設計一定處理量的精餾塔，實現(xiàn)苯—甲苯的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實現(xiàn)整個操作。

浮閥塔與20世紀50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，已成為國內(nèi)應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結果簡單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛應用在化工及煉油生產(chǎn)中。1.1精餾塔對塔設備的要求

1.生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流

動。

2.效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。

3.流體阻力小：流體通過塔設備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。

4.有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。

5.結構簡單，造價低，安裝檢修方便。

6.能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。1.2浮閥塔的優(yōu)點

1．生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大20%～40%，與篩板塔接近。

2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。

3．塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。

4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。

5．塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50%～80%，但是比篩板塔高20%～30。

但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。

1.3浮閥塔的結構與功能浮閥塔結構簡單，有兩種結構型式，即條狀浮閥和盤式浮閥，它們的操作和性能基本是一致的，只是結構上有區(qū)別，其中以盤式浮閥應用最為普遍。盤式浮閥塔板結構，是在帶降液裝置的塔板上開有許多升氣孔，每個孔的上方裝有可浮動的盤式閥片。為了控制閥片的浮動范圍，在閥片的上方有一個十字型或依靠閥片的三條支腿。前者稱十字架型，后者稱V型。目前因V型結構簡單，因而被廣泛使用，當上升蒸汽量變化時，閥片隨之升降，使閥片的開度不同，所以塔的工作彈性較大。

塔內(nèi)的溶液以兩種物質(zhì)狀態(tài)運動著，氣態(tài)穿過塔板升氣孔上升，液態(tài)橫過塔板進入降液管流至下層塔板上，氣液兩相在每層塔板上接觸，進行傳熱傳質(zhì)，使得乙醇由液態(tài)→氣態(tài)→液態(tài)，逐層上升，最后在塔頂部得到濃縮的乙醇，如果使這分子運動速度提高，即強化這一過程，塔的效率就高。氣液兩相接觸有一界面，界面越大即傳熱傳質(zhì)過程便得到強化，效率就高。過去用篩板塔、泡罩塔，氣體在液體中幾乎是垂直上升，鼓泡而出。閥片使上升氣體呈水平方向噴射而出，而且采用的汽速較泡罩塔高得多，使氣體高度分散，氣泡很小，因此氣液接觸面大。在氣體負荷較大時產(chǎn)生霧沫夾帶也小，在液流量小時也不會發(fā)生不與液層接觸而垂直上升的不良現(xiàn)象，隨著氣體上升量的變化，相應的變化浮閥的流量面積，維持著較高的速，因此氣-液始終接觸良好。1.4浮閥塔的設計原則

浮閥精餾塔總的原則是盡可能多地采用先進的技術，使生產(chǎn)達到技術先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點。

⑴滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產(chǎn)過程。

⑵滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，回流比對操作費用和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。

⑶保證生產(chǎn)安全生產(chǎn)中應防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應為防爆產(chǎn)品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有一定剛度和強度。

2設計計算2.1設計方案的確定本設計任務為分離苯一甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(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人精餾塔內(nèi)。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(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2.2精餾塔的物料衡算苯的摩爾質(zhì)量MA=78.11kg/kmol

甲苯的摩爾質(zhì)量MB=92.13kg/kmol進料組成xF=30%=0.3xD=93%=0.93xW=(0.1/78.11)÷(0.1/78.11+0.99/92.13=0.012原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)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全塔物料衡算原料處理量F=20000000/(7200×86.83)kmol/h=31.99kmol/h總物料衡算31.99=D+W苯物料衡算31.99×0.3=0.93D+0.012W聯(lián)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總-Pbo)/(Pao-Pbo)泡點方程根據(jù)xa從《化工原理》P204表6—1查出相應的溫度根據(jù)以上三個方程，運用試差法可求出Pao,Pbo當xa=0.3時，t=102℃，Pao=189.9533kPa，Pbo=78.783kPa當xa=0.93時，t=85℃，Pao=100.432kPa，Pb當xa=0.012時，t=105℃，Pao=222.331kPa，Pbo=93.973kPat=102℃t=85℃t=105根據(jù)衡摩爾流假設，全塔的流率一致，相對揮發(fā)度也一致。α=Pao/Pbo=189.9533kPa/78.783kPa=2.411所以平衡方程為y=αx/[1+(α－1)x]=2.411x/（1+1.411x）最小回流比Rmin為Rmin=[xD/xF-α(1-xD)/(1-xF)]/(α-1)＝2.113所以R=1.5Rmin＝3.170所以精餾段液相質(zhì)量流量L＝RD＝3.170×10.036=31.814kmol/h精餾段氣相質(zhì)量流量V＝(R+1)D＝4.170×10.036=41.850kmol/h所以，精餾段操作線方程yn+1=(R×xn)/(R+1)+xd/(R+1)=0.76xn+0.223因為泡點進料，所以進料熱狀態(tài)q=1所以，提餾段液相質(zhì)量流量L'＝L+qF＝31.814+31.99=63.804kmol/h提餾段氣相質(zhì)量流量V'(Kg/s)＝V-(1-q)F＝41.850kmol/h所以，提餾段操作線方程ym+1=L'xm/V'-Wxw/V'=1.525xm-0.0062.3塔板數(shù)的確定2.3.1（1）聯(lián)立精餾段和提餾段操作線方程解得xf=0.3且前面已算得xw=0.012（2）用逐板計算法計算理論塔板數(shù)第一塊板的氣相組成應與回流蒸汽的組成一致，所以y1=xf,然后可以根據(jù)平衡方程可得x1,從第二塊板開始應用精餾段操作線方程求yn,用平衡方程求xn,一直到xn<xf,共需n-1塊精餾板,第n塊板為進料板。第一塊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所以本設計中共需五塊精餾板，第六塊板為進料板。從第七塊板開始，用提餾段操作線求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，因為釜底間接加熱，所以共需要15-1=14塊塔板。精餾段需要5塊，提餾段需要9塊板。2.3.2實際塔板數(shù)的計算根據(jù)內(nèi)插法，可查得：苯在泡點時的黏度μa＝0.25mPa.s，甲苯在泡點是的黏度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：總板效率E=0.99實際板數(shù)Ne=Nt/Et＝14/0.99＝14實際精餾段塔板數(shù)為Ne1=5實際提餾段塔板數(shù)為Ne2=92.4精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算

以精餾段為例進行計算。

（1）操作壓力計算

塔頂操作壓力PD＝101.3＋4=105.3kPa每層塔板壓降△P＝0.7kPa

進料板壓力PF＝105.3＋0.7×5＝108.8kPa

精餾段平均壓力Pm＝（105.3＋108.8）／2＝107.05kPa

（2）操作溫度計算

依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下：

塔頂溫度tD＝85℃

進料板溫度tF＝102℃

精餾段平均溫度tm＝（85＋102）/2=93.5℃

（3）平均摩爾質(zhì)量計算

塔頂平均摩爾質(zhì)量計算

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

進料板平均摩爾質(zhì)量計算

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精餾段平均摩爾質(zhì)量

（4）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tD＝85℃，查手冊得

進料板液相平均密度的計算

由tF＝102℃，查手冊得

進料板液相的質(zhì)量分率

精餾段液相平均密度為

ρLm=（812.6+1373.00）/2=1092.8kg/m3

(5)液體平均表面張力計算

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tD＝85℃，查手冊得σA=21.24mN/mσB=21.42mN/m

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

進料板液相平均表面張力的計算

由tF＝102℃，查手冊得σA=18.90mN/mσB=20.0mN/m

σLFm=0.3×18.90+(1-0.3)×20.0=19.67mN/m

精餾段液相平均表面張力為

σLm=（21.42+19.67）/2=20.545mN/m

(6)液體平均粘度計算

液相平均粘度依下式計算，即

lgμLm=Σxilgμi

塔頂液相平均粘度的計算

由tD＝85℃，查手冊得

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

進料板液相平均粘度的計算

由tF＝102℃，查手冊得

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

精餾段液相平均粘度為

μLm=(0.302+0.262)/2=0.282mPa·s

2.5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umax=C·

式中C由式5-5計算，其中的C20由圖5-1查取，圖的橫坐標為

取板間距HT=0.45m，板上液層高度hL＝0.05m，則

HT-hL＝0.45-0.05＝0.4m

查圖5-1得C20=0.072

取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為

u=0.7×umax＝0.7×1.402＝0.981(m/s)

按標準塔徑圓整后為D＝0.7m

塔截面積為

(2)精餾塔有效高度的計算

精餾段有效高度為

Z精=(N精-1)HT=(5-1)×0.45=1.8m

提餾段有效高度為

Z提=(N提-1)HT=(9-1)×0.45=3.6m

2.6塔板主要工藝尺寸的計算取

②溢流堰高度hw

由

選用平直堰，堰上液層高度hOW由式5-7計算，即

近似取E＝1,則

取板上清液層高度hL＝50mm

故

③弓形降液管寬度Wd和截面積Af

由，查圖5-7，得依式5-19驗算液體在降液管中停留時間，即

>5s

故降液管設計合理。

④降液管底隙高度h0

取降液管底隙的流速，則

>0.006m

故降液管底隙高度設計合理。

選用凹形受液盤，深度hw’=50mm。

(2)塔板布置

①塔板的分塊

因D800mm，故塔板采用整塊式。。

②邊緣區(qū)寬度確定

取Ws=Ws’=0.065m,Wc=0.035m

③開孔區(qū)面積計算

開孔區(qū)面積Aa按式5-12計算，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篩孔計算及其排列

本例所處理的物系無腐蝕性，可選用δ＝3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0＝5mm。

篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為

t＝3d0＝3×5＝15mm

篩孔數(shù)目n為

開孔率為

Φ=A0/Aa=0.907/(d0/t)2==10.1%

氣體通過篩孔的氣速為

篩孔氣速u0=VS/A0=0.331/(0.101×0.232)=14.126m/s2.7篩板的流體力學驗算

(1)塔板壓降

①干板阻力hc計算

干板阻力hc由式5-19計算，即

由d0/δ＝5/3＝1.67，查圖5-10得，C0＝0.772

故

②氣體通過液層的阻力hl計算

氣體通過液層的阻力hl由式5-20計算，即

查圖5-11，得β=0.62。

故

③液體表面張力的阻力hσ計算

液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hσ由式5-23計算，即

氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即

氣體通過每層塔板的壓降為

<0.7kPa(設計允許值)

(2)液面落差

對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。

(3)液沫夾帶

液沫夾帶量由式3-36計算，即

<0.1kg液/kg氣

故在本設計中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)。

(4)漏液

對篩板塔，漏液點氣速u0,umax可由式5-25計算，

實際孔速u0＝14.126m/s＞u0,min

穩(wěn)定系數(shù)為K=uo/u0,min=14.126/7.184=1.966>1.5

故在本設計中無明顯漏液。

(5)液泛

為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應服從式5-32的關系，即

Hd≤φ(HT+hw)

苯一甲苯物系屬一般物系，取φ＝0.5，則

φ(HT+hw)=0.5(0.45+0.05)=0.2

而Hd=hP+hL+hd

板上不設進口堰，hd可由式5-30計算，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),故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。塔板負荷性能圖(1)漏液線

由，HL=hw+how得整理得

在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表1。

表1

Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)0.16710.17300.18030.1861由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。

(2)液沫夾帶線

以ev＝0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下：

由

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

整理得

在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-20。

表2

Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)0.6780.6410.5930.552由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線。

(3)液相負荷下限線

對于平直堰，取堰上液層高度hOW＝0.006m作為最小液體負荷標準。由式5-7得==0.006

取E=1Ls,min=

據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線。

(4)液相負荷上限線

以θ＝4s作為液體在降液管中停留時間的下限

故

據(jù)此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線。

(5)液泛線

令

由

聯(lián)立得

忽略hσ，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關系式代人上式，并整理得

將有關的數(shù)據(jù)代入整理，得

在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3。表3

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