分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计

分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计

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中文摘要`````````````````````````````````````````````````````````````````````````````````(2) 英文摘要〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(2) 引 言〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(2) 1 设计任务及操作条件〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(4)

1.1工艺条件及数据〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(4) 1.2操作条件〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(5) 2 主要工艺计算〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(5)

2.1 精馏塔的物料衡算〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(5) 2.2塔板数的确定〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(7) 2.3精馏塔的塔体艺尺寸计算〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(11) 2.4塔板的主要艺尺寸计算〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(13) 2.5热衡算〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(14) 2.6塔的分布〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(18) 2.7塔板的流力学验算〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(20) 2.8塔板负性能图〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(22) 2.9塔进出口管的选择〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(26) 3 结 果〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(27)

4 重要符号说明〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(29)

5 参考文献〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(31) 6 后 记〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(32)

中文摘要：

目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，

应采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。

关键词：气液传质分离 精馏 浮阀塔

Abstract: Currently，the main transferring equipment that used for gas-liquid

separation is tray column. For the separation of binary, we should use a continuous process. The advantages of the float value tower lie in the flexibility of operation, efficiency of the operation, pressure drop, producing capacity, and equipment costs. Its main feature is that there is a floating valve on the hole of the plate, then the air can come into the tray plate at a steady rate and make contract with the level of liquid, so that the flow valve can fluctuate and control itself according to the size of the air. The calculations of the distillation designing include the calculation of the tower height, the tower diameter, the size of various parts of the tray and the arrangement of the tray, and the check of the hydrodynamics performance of the tray. And then draw the dray load map.

Key words：gas-liquid mass transfer rectification valve tower

引言：1.1 精馏及精馏流程

精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。

精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的:

1)获得馏出液塔顶的产品；

2)将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等；

3)脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备叫做精馏塔。

精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔顶上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品。

根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。

1.2 精馏的分类

按操作方式可分为:间歇式和连续式，工业上大多数精馏过程都是采用连续稳定的操作过程。

化工中的精馏操作大多数是分离多组分溶液。多组分精馏的特点： 1)能保证产品质量，满足工艺要求，生产能力大； 2)流程短，设备投资费用少； 3)耗能量低，收率高，操作费用低； 4) 操作管理方便。

1.3 精馏操作的特点

从上述对精馏过程的简单介绍可知，常见的精馏塔的两端分别为汽化成分的冷

凝和液体的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，精馏操作又有如下特点：

1)沸点升高

精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。 2)物料的工艺特性

精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。 3)节约能源

精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。

1.4 塔板的类型与选择

塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类 ，工业应用以错流式 塔板为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板、筛孔塔板和浮阀塔板。我们应用的是浮阀塔板，因为它是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。它具有结构简单，制造方便，造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大，因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。

1设计任务及操作条件 1.1工艺条件及数据

（1）原料液含苯42％（质量分率，下同）； （2）馏出液含苯98％，残液含甲苯97％； （3）泡点进料；

（4）料液可视为理想溶液；

（5）生产能力：13000t/year 年开工7200小时。

（6）塔板类型：浮阀塔板 1.2操作条件 （1）常压操作；

（2）回流液温度为塔顶蒸汽的露点； （3）塔顶压力 4kPa（表压）； （4）单板压降 ≤0.7kPa；

（5）间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）； （6）冷却水进口温度300C，出口温度450C； （7）设备热损失为加热蒸汽供热量的5％。

表1 苯-甲苯汽液平衡 苯，%（重量） 液体中 0.0 8.8 20.0 30.0 39.7 48.9 59.2 70.0 80.3 90.3 95.0 100.0 气体中 0.0 21.2 37.0 50.0 61.8 71.0 78.9 85.3 91.4 95.7 97.9 100.0 110.6 106.1 102.2 98.6 95.2 92.1 89.4 86.8 84.4 82.3 81.2 80.2 温度℃

2主要工艺计算

2.1精馏塔的物料衡算

（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 Ma=78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 Mb=92.14kg/kmol

0.578.11 XF==0541 0.50.5?78.1192.140.9578.11XD= =0.957 0.950.02?78.1192.140.0378.11XW= =0.035 0.030.97?78.1192.13

图1精馏塔工艺流程图

(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.541?78.11+（1-0.541）?92.13=84.55kg/kmol MD=0.957?78.11+（1-0.957）?92.13=78.71kg/kmol MW=0.035?78.11+（1-0.035）?92.13=91.64kg/kmol (3)物料衡算

45000?1000原料处理量 F==73.92kmol/h

7200?84.55总物料衡算 73.92=D+W`

苯物料衡算73.92?0.541=0.957D+0.035W 联立解得:D=33.35kmol/h W=40.57kmol/h

表2物料衡算表

进料

项目

数量（kmol/h）

73.92 73.92

项目

出料

数量（kmol/h）

产品D 塔底出量W

合计

33.35 40.57 73.92

进料F 合计

4.1精馏塔的物料衡算 4.1.2 相对挥发度的计算：

气液相平衡数据 t/℃ 80.1 85 90 135.5 54.0 0.581 0.777 95 155.7 63.3 0.412 0.633 100 179.2 74.3 0.258 0.456 105 204.2 86.0 0.130 0.262 110.6 240.0 101.33 0 0 pA/kpa pB/kpa 101.33 116.9 40.0 46.0 0.780 0.900 x/摩尔分数 1.000 y/摩尔分数 1.000 因此有：塔顶用t=80.10℃时，pA?101.33kpa，pB?40.0kpa.

?D?pA?2.54. pB塔底用t=101.63℃时，pA?240.0kpa，pB?101.33kpa.

?D?pA?2.37 pB平均相对挥发度???D??W?2.46

4.2塔板数的确定

4.2.1理论板层数的求算

4.2.1.1逐板法求塔板数 (1)平衡线方程的求算 汽液相平衡方程式：x?y??(??1)y?y??(??1)y?y.

2.46?1.46y(2)q线方程

进料状态由五种，即过冷液体进料（q>1),饱和液体进料（q＝1），气液混合进料(0

xq?xF?0.541；xp?由以上两式可得：

yq2.46?1.46yq

yq?0.0.744；Rmin?xD?ypyp?xp?1.05

由于R?1.6Rmin?1.68 (4)精馏段操作线方程

精馏段液相质量流量：L?R?D?68.16kmol?h?1 精馏段气相质量流量：V=V?L?D?108.73kmol?h?1 精馏段操作方程：y?0.627x?0.357

提馏段液相质量流程：L??L?q?F?68.16?73.92?142.08kmol?h?1 提段气相质量流程：V??V?(q?1)F?108.73kmol?h?1 提馏段操作线方程：y(提)?1.79x?0.01.

(5)理论塔板数的确定

先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下：

相平衡y1?xD?0.957????x1?0.9000；

y2?0.9213???x2?0.8264；

y3?0.8275???x3?0.7403； y4?0.8212???x4?0.6521；

y5?0.7559???x5?0.5573；

y6?0.7144???x6?0.5042?0.541；

以下交替使用提馏线操作线方程语相平衡方程得：

y7?0.6445???x7?0.4243；

y8?0.5406???x8?0.3300； y9?0.4097???x9?0.2201； y10?0.2751???x10?0.1337； y11?0.1628???x11?0.0732. y12?0.0842???x12?0.036；

y13?0.0358???x13?0.0149?0.035；

故理论板为13块，精馏板为5块，第6块为进料板.

(2)实际板层数的求取 ①操作压力的计算

塔顶操作压力:PD=101.325=101.325KPa 每层塔板压降:△PF=0.7KPa

进料板压力:PF=105.3+0.7?5=104.825KPa

精馏段平均压力:Pm=0.5?(101.325+113.7)=103.075KPa ②操作温度计算

由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由Antoine方程计算，计算所得数据列入表3

表3试差法求塔顶温度和进料板温度数据表 t（℃） Pa（kPa） 80 81 81.7 81.75 81.73 81.8 100.8964 104.0439 106.2925 106.4546 106.3898 106.6169 Pb（kPa） 38.82307 40.18224 41.15628 41.22657 41.19844 41.29696 x 1.070942 1.019669 0.984762 0.982299 0.97984 t（℃） Pa（kPa） Pa（kPa） 91 92 93 94 94.61 x 139.9328 55.99924 0.587378 143.9917 57.8213 0.550986 148.1412 59.69041 0.515649 152.3828 61.60744 0.481326 155.016 62.80072 0.46087 0.983284 94.60 154.9726 62.78102 0.461203 82 83 84 85 86 87 88 89 90 107.2678 110.5694 113.95 117.4108 120.9531 124.5782 128.2874 132.082 135.9634 41.5795 43.01562 44.49139 46.0076 47.56503 49.16451 50.80684 52.49285 54.22337 0.970043 94.62 155.0595 62.82044 0.460538 0.921997 0.875466 0.830389 0.786708 0.744368 0.703314 0.663497 0.624867 94.7 95 96 97 98 99 100 155.4075 62.97833 0.457882 156.7179 63.57325 0.447978 161.1477 65.58873 0.415568 165.6737 67.65476 0.384061 170.2972 69.77223 0.353422 175.0196 71.94206 0.32362 179.8423 74.16514 0.294622 塔顶温度:

平衡数据可查得:XD=0.957时,tD=82.27℃ 进料板温度:

从平衡数据可查得:XF=0.541时, tF=92.28℃ 精馏段平均温度：tm=（82.27+92.28）/2=87.28℃ ③平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算

xD=y1=0. 957,查平衡曲线得到： x1=0.9005

气相 MVDM=0. 957×78.11+(1-0. 957)×92.14=78.71㎏/kmol 液相 MLDM=0.9005×78.11+（1-0.9005）×92.14=79.51㎏/kmol 进料板平均摩尔质量计算

由气液平衡相图可知:yF=0.744时，xF=0.541

气相 MVFM=0.744×78.11+(1-0.744)×92.14=81.70㎏/kmol 液相 MLFM=0.541×78.11+(1-0.541)×92.14=84.55㎏/kmol 精馏段平均摩尔质量

气相 MVM= (78.71+81.70)/2=80.21㎏/kmol 液相 MLM= (79.51+84.55)/2=82.03㎏/kmol ④平均密度的计算 气相平均密度 ρV=

PMMm103.0755?80.21==2.76kg/m3 RT8.314?(87.28?273.15)

苯:

Tr2?(82.27?273.15)/(288.5?273.15)?0.629Tr1?(80.1?273.15)/(288.5?273.15)?0.629 蒸发潜热?HV2??HV1?(甲苯:

1?Tr20.381?0.6330.38)?393.9?()?392.28kJ/kg 1?Tr11?0.629Tr2?(82.27?273.15)/(318.57?273.15)?0.601Tr1?(110.63?273.15)/(318.57?273.15)?0.649 蒸发潜热(

1?Tr20.381?0.6010.38)?363?()?381.12kJ/kg 1?Tr11?0.649 D'?MVDm?D?78.71?40.57?3193.26kJ/h

IVD?ILD?XD??HV1?(1?XD)??HV2?0.957?392.28?(1?0.957)?381.12?359.02kJ

QC?(R?1)?D'?(IVD?ILD)?(1.68?1)?3193.26?359.02?3.07?10kJ/h6

2.2.2 塔底热量

QC?(R?1)?D?(IVD?ILD)

其中 IVD?ILD?XD??HVA?(1?XD)??HVB ?HV2??HV1?(1?Tr20.38) 1?Tr1tW?1100C

苯:

Tr2?(109.9?273.15)/(288.5?273.15)?0.682Tr1?(80.1?273.15)/(288.5?273.15)?0.629 蒸发潜热?HV2??HV1?(甲苯:

1?Tr20.381?0.6820.38)?393.9?()?371.49kJ/kg 1?Tr11?0.629Tr2?(110?273.15)/(318.57?273.15)?0.648Tr1?(110.63?273.15)/(318.57?273.15)?0.649

蒸发潜热?HV2??HV1?(1?Tr20.381?0.6480.38)?363?()?363.39kJ/kg 1?Tr11?0.649

MLWm?91.93kg/kmolD?MLWm?W?91.93?33.35?3065.87kJ/hIVw?ILw?(1?XD)??HV2?XD??HV1'?(1?0.035)?363.39?0.035?371.49?337.67kJ/kg

QC?(R?1)?D'?(IVD?ILD)?(21.68?1)?3065.87?337.67?2.78?10kJ/h2.3焓值衡算

6

由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度tD?81.4℃，塔底温度tw?110℃，进料温度

tF?95.58℃。

温度℃ 苯 kJ/(kmol?k) 甲苯kJ/(kmol?k) tD?81.4℃下:

用内插法计算的：Cp1?99.45kJ/(kmol?k) Cp2?124.72kJ/(kmol?k)

0 72.7 93.3 50 89.7 113.3 100 104.8 131.0 150 118.1 146.6 Cp?CP1?xD?CP2?(1?xD)?99.45?0.957?124.72?(1?0.957)?100.54kJ/(kmol?k)

tw?110℃下：

CP1?107.43kJ/(kmol?k) Cp2?134.08kJ/(kmol?k)

Cp?CP1?xW?CP2?(1?xW)

?107.43?0.035?134.08?(1?0.035)?133.15kJ/(kmol?k)

tD?82.27℃下：

?1?390.09KJ/kg ?2?380.03KJ/kg

???1xD??2(1?xD)?390.09?0.9744?380.03?(1?0.9744)?392.73KJ/kgtw?110℃下：

?1?371.5KJ/kg ?2?361.2KJ/kg ???1xD??2(1?xD)?371.5?0.0094?361.2?(1?0.0094)?361.3KJ/kg(1)0℃时塔顶气体上升的焓QV 塔顶以0℃为基准。

QV?V?CP?tD?V???MD

?108.73?100.54?82.87?108.73?389.57?78.71?4.24?106KJ/h

(2)回流液的焓QR

回流液组成与塔顶组成相同。

QR?L?CP?tD

?68.16?100.54?82.27?5.64?105KJ/h

(3)塔顶馏出液的焓QD

'QD?D?CD?tD

?40.57?100.54?82.27?3.34?105KJ/h

(4)冷凝器消耗的焓QC QC=QV-QR-QD

?4.24?106?5.64?105?3.66?105?3.34?106kJ/h

(5)进料口的焓QF

tF?92.28℃下：

CP1?102.47kJ/(kmol?k)CP2?128.27kJ/(kmol?k)

CP?CP1?xF?CP2?(1?xF)

?102.47?0.541?128.27?(1?0.541)?114.31KJ/(kmol?K)

所以 QF?F?CP?tF

?73.92?114.31?92.28?7.795?10KJ/h (6)塔底残液的焓QW

5QW?W?CW?tW?33.35?133.15?110?4.88?105KJ/h

(7)再沸器QB

QB?V'?MW??m'??(R?1)?D?(q?1)F???m'??(1.68?1)?40.57??91.64?361.3?3.6?10kJ/h6

项目 平均比热 进料 114.15 冷凝器 — 塔顶馏出液 100.54 塔底残液 133.15 再沸器 — kJ/(kmol?K) 热量kJ/h

7.795?105 3.34?106 3.36?10 54.88?105 3.6?106 第三章 辅助设备

3.1冷凝器的选型

本设计冷凝器管壳式冷凝器

原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。 取进口（冷却水）温度为t1=20℃(夏季)

冷却水出口温度一般不超过40℃，否则易结垢，取出口温度t2?36℃。 泡点回流温度tD?80.27℃

被冷凝的气体的温度?80.27℃，冷凝水的平均温度? 各自对应的相关物性数据 项目 种类 混合气体 冷却后的混合液体 冷凝水 Cp(KJ/(kgK)) 1.226 1.820 4.176?10 W-11˙m℃ 3˙20?36?28oC。在此前提下， 2μ/Pa˙s 9.374?10 0.292?10 0.8360?10 -3-3-6ρ/(kg/m) 2.90 804.42 996.2 3λ?10/W˙m℃ -1130.167 0.143 61.386 13.1.1计算冷却水流量 Qc3.34?106Gc???5.0?104kg/h

CP?(t2?t1)4.176?(36?20)3.1.2冷凝器的计算与选型

冷凝器选择列管式，逆流方式。

?tm??t2??t1(82.27?36)?(82.27?20)??53.87oC ?t82.27?36lnln22.27?20?t1QC?KS?tm

取K=550W（/m2?℃）

QC3.34?106kJ/s2 ??31.31m2ooK??tm3600?0.55kW/(m?C)?53.87C按单管程计时，初步选定换热器

20

Q6.0?106?103 S???68.75m2

K?tm3600?450?53.87按单管程计时，再沸器选型如下： 壳径/mm 公称压力/Mpa 管子总数 管程数 壳程数

600 2.5 245 1 1 管子尺寸 管长 管城流通面积 管子排列方式 管中心距/mm φ25mm?2.5mm 2m 20.0174m 正三角形 32

2.6塔板的分布

塔的直径D=1400mm,小于800mm,所以采用整板式 （1） 边缘区宽度确定

取WS=WS'=0.065m,WC=0.035m （2）开孔区面积计算

开孔区面积按下式计算，即 Aa=2(XR?X+

22?R2180Sin-1

X) R其中 X=D/2-（Wd+Ws）=1.4/2-(0.1736+0.065)=0.4614m

R=D/2-WC=1.4/2-0.035=0.665m

X?R2-1

故 Aa=2(XR?X+Sin)

R180220.4614?0.6652-1

=2×(0.4614×0.665?0.4614+ Sin0.665)

18022=0.454m2

26

图 5 塔板布置图

2.6.2塔板布置及浮阀数目与排列

取阀孔动能因子F0=10，用下式求孔速u0,即

u0?依式N?F0?V=6.02m/s

?4Vsd0uoVsd02uo2求每层塔板上的浮阀数，即：

N??4＝

0.878?4＝122

?(0.39)2?6.02本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3 mm碳钢板，取孔径d0=0.039m。依式N??4Vsd0uo2求每层塔板上的浮阀数，

浮阀排列方式釆用等边三角形叉排。取同一横排的孔心距t=0.075m=75mm，则由下式估算孔心距t′，即

t′＝

A00.454＝＝0.1037m Nt122?0.075塔的直径小于800mm,所以采用整板式.

27

按 t=0.075m ,t′＝0.050m 以等边三角形叉排方式作图，见图6排得阀孔数为125个。

按N＝125重新核算孔速及阀孔动能因数：

u0?Vs??0.878?5.88

4d2?0V40.392?125又由uF00??可得F0＝9.77

V阀孔动能因数变化不大，仍在9－12范围内。

塔板开孔率＝u/u0 =0.761/5.302×100%=14.35%<15%,符合要求。

图6浮阀塔板孔数排列

2.7塔板的流体力学验算

2.7.1 气相通过浮阀塔板的压强降 气体通过塔板压降hp可根据下式计算：

hp=hc+hl+hδ

2.7.1.1 干板阻力hc 干板阻力hc 可由下式计算 0.175H0c=19.9

u?

L其中 U0c =1.82573.1?＝6.022m/s

V 28

因为u0

hc=19.9

u00.175?L5.880.175＝19.9＝0.0338m

802.982.7.1.2板上充气液层的阻力hl

本设备分离苯-甲苯混合物系，即液相为碳氢化合物，可取充气系数E0＝0.5，依式计算：

hl＝E0HL＝0.5×0.06＝0.03m

2.7.1.3液体表面张力所形成的阻力（此力很小，可忽略不计。） ∴气体流经一层浮阀塔的压强降所相当的液注高度为： hp=hc+hl+hδ=0.0338＋0.03＝0.0638 m

单板压降△Pp=0.06302×806.85×9.81=0.489916Pa<0.7kPa,故满足要求。 2.7.2淹塔

为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd≤φ(HT+hW)，Hd可由下式计算，即： Hd＝hp＋hL+hd

2.7.2.1 气体通过塔板的压强降所相当的液注高度hp 前已算出: hp＝0.0638m

2.7.2.2 液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰，故可由下式计算：

hd?0.153(Ls)2＝0.00098 m

lwh02.7.2.3 板上液层高度 前已选定板上液层高度为hL＝0.06m

则Hd＝0.0638+0.00098+0.06=0.12478m 取?=0.5,又已选定HT＝0.35m，hw＝0.051 m 则φ（HT+hW)＝0.5（0.35＋0.049）＝0.1995m 可见： Hd＜φ（HT+hW)，符合防止淹塔的要求。 2.7.3雾沬夹带

29

按下两式计算泛点率，即：

Vs泛点率＝?V?L??V?V?1.36LSZL?100% （a）

KCFA?Vs及 泛点率＝?L??V0.78KCFA??100% (b)

板上液体流径长度 ZL＝D－2Wd ＝1.4-2×0.0868=1.2264m 板上液流面积 Aa=AT-2Af=1.54-0111×2=1.3181m2

苯-甲苯可按正常系统按附表取物性系数K＝1.0，又由图查得泛点负荷系数CF＝0.120,将以上数值代入（a）式中，得：

2.760.878??1.36?0.0019?1.2264802.98?2.76泛点率＝＝36.61%

1?0.12?1.318又按式（b）计算泛点率，得：

泛点率＝36.61%

为避免过量雾沬夹带，应控制泛点率不超过80%。根据上两泛点式计算出的两泛点率都在80%以下，故可知雾沬夹带量eV<0.1kg(液)/kg(气)能够满足要求。

2.8 塔板负荷性能图 2.8.1雾沬夹带线

依式（a）计算,即：

Vs泛点率＝?V?L??V?1.36LSZL?100% （a）

KCFA? 对于一定的物系及一定的塔板结构，式中?V 、?l、Aa、K、CF 及ZL均为已知值，相应的eV＝0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知值代入上式，便得按泛点率＝80%计算如下：

Vs2.76?1.36Ls?1.2264802.98?2.76＝0.8

0.12?01.31830

整理得 VS＝2.1544－28.3995LS （1）

由式（1）知雾沬夹带线为直线，则在操作范围内任取若干个LS值，依式（1）计算出相应的VS值列于本例附表中。

表5 雾沬夹带线数据表

LS，m3/s VS, m3/s

0.0001 2.1516

0.00015 2.1501

0.003 2.0692

0.0045 2.0266

2.8.2 液泛线 联立以下三式：

hp=hc+hl+hδ Hd=hp+hL+hd Hd≤φ（HT+hW)

得 φ（HT+hW)＝hp+hL+hd＝hc+hl+hδ+hL+hd

由上式确定液泛线。忽略式中的hδ项，将以下五式代入上式，

?Vu02Hc=5.34

2?Lghl＝E0HL hL＝hW+hOW how=

L2.84×E(h)2/3 1000LwLs2) lwh0hd?0.153(得到：

2.843600Ls2/3L2?Vu02φ（HT+hW)＝5.34＋0.153(s)+(1+E0)[hW＋×E()]

1000Lwlwh02?Lg因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、hW、hδ、lw、?V 、?l、E0、及?等均为定值，而u0与Vs 又有如下关系：

31

u0??4Vsd02N

式中阀孔数N与孔径d0亦为定值。因此，可将上式简化为Vs与Ls的如下关系式：

aVs2 =b-cLs2 -dLs2/3 整理：

Vs2=3－6460Ls2 -25.121Ls2/3

在操作范围内任取若干个Ls值，依式（2）计算出相应的Vs值列于以下附表中。

表6 液泛线数据表

Ls，m/s Vs，m/s

2.8.3 液相负荷上限线

液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3－5s。依式知： 液体在降液管中停留时间 ?=

33

0.0001 3.054

0.0015 2.6563

0.003 2.4193

0.004 2.2637

Af?HTLS=3-5s

求出上限液体Ls值（常数），在Vs－Ls图上，液相负荷上限线为与气体流量

Vs无关的竖直线。

以?=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则： （Ls）max =2.8.4 漏液线

对于F1型重阀，依计算F0＝u0?V=5,则： u0=5/?V 又知 Vs?

Af?HT40.35?0.111＝＝0.009725 m3/s (3)

4?4d02Nu0

32

则得 Vs??4d02N5?V 式中d0、N、?V均为已知值，故可由此求出气相负荷Vs的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏液线。

以F0＝5作为规定气体最小负荷的标准， 则：Vs???5?52d02Nu0＝d02N＝(0.039)125＝0.1609 m3/s (4) 4442.76?V2.8.5 液相负荷下限线

Lh2.84取堰上液层高度 how=×E()2/3

Lw1000计算出Ls的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

Lh2/32.840.006=×E()

1000Lw所以 Ls,min=0.00079m3/s (5)

根据附表和（3）、（4）、（5）可分别作出塔板负荷性能图上的（1）、（2）、（3）、（4）、（5）共五条线，见图6。

3.02.52.023Vs,m/s1.51.00.50.00.000351A0.0010.0020.0034Ls,m/s30.0040.005

图7 塔板负荷性能图

33

由塔板负荷性能图可以看出：

（1）在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜 的操作区内的适中位置。

（2）塔板的气相负荷上限由雾沬夹带线控制，操作下限由漏液 控制。

（3）按照固定的液气比，由图查出气相负荷上限Vs,max= 0.3840m3/s ,

气相负荷下限Vs,min= 0.1027m3/s，所以： 操作弹性＝

0.3840＝3.74

0.10272.9 塔进出口管径的选择 2.9.1 蒸汽管

VS=d=

?4d2u，d为蒸汽管的直径， u为气体速度，常压下u取为15m/s

4VS4?0.878==0.273m=273mm ?u3.14?152.9.2回流管

通常，重力回流管内液流速度u取0.2－0.5m/s，强制回流（由泵输送）u取1.5－2.5m/s。

因此，此取回流速度u=1.8m/s,LS=0.00054 m3/s d=LS0.0019==0.0228m=22.8mm

0.785??L?u0.785?1.8?802.982.9.3 进料管

u=2m/s，泡点时?LFm=796.35㎏/m3 Fs=

73.92?84.55FMF==0.000627

3600?Fm3600?796.35d=

4FS4?0.0022==0.0373m=37.3mm 3.14?2?u2.9.4 塔釜液出口

tW=110℃时查表：ρ苯=783㎏/m3，ρ甲笨=786㎏/ m3

34

ρLWm=

10.030.97?783786=785.5㎏/m3

WS=

33.35?91.65WMw==0.00108m3/s

3600?LWm3600?785.5取u=0.8m/s

d=

管径的选择见下表：

表7 塔进出口管径列表

4?0.001084WS==0.0415m=41.5mm 3.14?0.8?u蒸汽管 回流管 Φ25×4

塔釜液出口 Φ25×4

进料管 Φ20×3.5

Φ159?4.5

3 结果与讨论

表8计算结果总表

计算数据 项 目 各段平均压强Pm,kPa 各段平均温度tm，℃ 平均流量 气相VS,m3/s 液相Ls,m3/s 实际塔板数N，块 板间距HT,m 板的高度Z，m 精馏段 103.075 87.28 0.878 0.0019 23 0.35 17.55 提馏段 略 35

塔径D，m 空塔流速u，m/s 塔板液流形式 溢流装置 溢流管形式 堰长lw，m 堰高hw，m 溢流堰宽度Wd，m 管低与受液盘距离h0，m 板上清液高度hL，m 孔径的d0，mm 孔间距t，mm 孔数n，个 筛孔气速uo,m2 塔板压降hp,kPa 液体在降液管中的停留时间t，s 降液管内清液关高度Hd,m 雾沫夹带ev，kg液/kg气 负荷上限 负荷上限 气相最大负荷VS,max,m3/s 气相最小荷VS,min,m3/s 操作弹性

4 重要符号说明 符号 D

0.7 0.57 单流型 弓形 0.924 0.049 0.1736 0.0257 0.06 39 0.075 125 5.88 0.0638 20.45 0.00098 0.000975 雾沫夹带控制 漏液线控制 0.0097125 0.1609 3.74 略 略 略 意义 生产量

计量单位 kmol/h

36

F 进料量 kmol/h W 塔底流量 kmol/h L 回流量 kmol/h V 塔顶蒸气流量 kmol/h V0 再沸器蒸气流量 kmol/h Rmin 最小回流比 α 活度系数 MVDM 气相摩尔质量 ㎏/kmol MJDM 液相摩尔质量 ㎏/kmol ΔP 单板压降 kPa σm 表面张力 mN/m μLDM 液相粘度 mPa·s μL 全塔平均粘度 mPa·s VS 气相流速 m3/s LS 液相流速 m3/s D 塔板直径 m u 空塔气速 m/s LW 溢流堰长 m how 堰高 m WC 边缘区宽度 m WS 安定区宽度 m Aa 开孔区面积 m2 d0 浮阀的直径 m φ 开孔率 % HD 塔顶空间高 m HT 塔板间距

m

HP 开有人孔的塔板间距 m n 实际塔板数 HF

进料板高度

m

37

nP HB

人孔 塔底空间

m

H 塔高 m H1 封头高度 m nF 进料板数 H2 hc eV LS,max 符号 LS,min Vsmin t

裙座高度 干板阻力 液沫夹带线 液相负荷上限线 意义

液相负荷下限线 气相负荷下限线 孔间距

管底与受液盘距离

m kPa ㎏液/㎏气 m3/s 计量单位 m3/s m3/s m m

h0 Hd

uo

降液管内清液关高度 m 浮阀气速 板上清液高度 停留时间 溢流堰宽度 截面积 密度 排心距

m/s m s m m2 ㎏/m3 m

hL

?

Wd Af ρ tˊ

5 参考文献

[1] 高剑红. 化学工程[J]. 1987,92:P12

[2] 时钧，汪家鼎，余国琮，陈敏恒. 化学工程手册[M]. 北京：化学工业出版社，1996

38

[3] 陈英南，刘玉兰. 常用化工单元设备的设计[M]. 上海：华东理工大学出版社，2005

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[5] 王红林,陈砺. 化工设计[M]. 上海：华东理工大学出版社，2001 [6] 王志魁. 化工原理[M]. 北京：化学工业出版社，2005 [7]谭天恩.《化工原理》第三版.北京：化学工业出版社,2009

[8]贾绍义，柴诚敬等.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002 [9]大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，1994

[10]刁玉玮.《化工设备机械基础》.大连理工大学出版社,2009 [11]全国压力容器标准化委员会 编 《GB150-98钢制压力容器》 ,1998 [12]中华人民共和国行业标准，HG20583-98《钢制化工容器结构设计规定》，1998 6 后记

经过一个学期的忙碌和工作，本次毕业论文已经圆满结束，作为一个本科生的毕业论文，由于经验的匮乏，难免有很多考虑不周全的地方，如果没有导师的督促指导，以及一起工作的师兄师姐们的支持，想要完成这个设计是难以想象的。

本论文是在指导老师赵伟良教授的悉心指导下完成的，整个论文从文献查阅、试验设计、结果分析、论文的修改到完成都凝聚着老师的辛勤劳动。老师丰富的学识、敏锐的洞察力和高尚的学术道德令我

39

十分敬佩。在实验期间我懂得了实践与理论相结合，以及实验前充分准备的重要性。也使我在理论应用和实验技能等方面都有了很大的进步。我所取得各方面的进步与导师和实验室的师兄师姐的指导和帮助是分不开的，在此再次致以衷心的感谢和崇高的敬意！同时也感谢为我的论文工作能顺利完成给予了大力支持的同学！

感谢辅导员文老师以及教务办、学工办的老师，感谢所有的教学老师，是恩师们的无私的帮助和鼓励才使得我能够克服种种困难，顺利的完成学业。此次毕业论文才会顺利完成。

谢谢恩师！谢谢母校！

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