分离苯甲苯混合液浮阀式精馏塔设计.docx
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分离苯甲苯混合液浮阀式精馏塔设计
前言
课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。
在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。
精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。
精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。
该过程是同时进行传质、传热的过程。
主要设备：
精馏装置系统一般有精馏塔，塔顶冷凝器、塔釜再沸器等相关设备组成
芳香族化合物是化工生产中重要的原材料，而苯和甲苯各有其重要作用。
苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料、树脂，合成农药、合成橡胶、合成纤维和洗涤剂等等。
甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯、甲酚等化工产品，同时还可以用来制造三硝基甲苯、苯甲酸、对苯二甲酸、防腐剂、染料、泡沫塑料等。
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。
精馏塔是大型的设备组装件，分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔又有筛板塔、泡罩塔、浮阀塔等。
鉴于设计任务的处理量不大，苯－甲苯体系比较易于分离，待处理料液清洁的特点，设计决定选用浮阀塔。
浮阀塔于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，现已成为国应用最广泛的塔形，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。
浮阀塔板的结构特点是在塔板上有若干大孔，每个孔上装有一个可以上下浮动的阀片。
浮阀塔具有以下优点：
①生产能力大。
由于浮阀塔板较大的开口率，故其生产能力比泡罩塔大，与筛板塔相似。
②操作弹性大。
由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的负荷操作围比较宽。
③塔板效率高。
④气体压强降及液面落差较小。
⑤塔的造价低。
结合以上浮阀塔的特点，决定使用浮阀塔来精馏分离此混合液。
1.工艺流程的确定及说明
进料时可以采用离心泵直接进料的方式，同时采用饱和液体进料，这种进料方式使原料也加入后不会在加料板上产生汽化或冷凝，进料全部作为提馏段的回流液，两段上升蒸汽流量相等。
原料液在25℃时从贮罐（R-101）用离心泵输送到塔前预热器（E-101）中预热，然后再加一个换热器直至接近泡点温度为止，由精馏塔（T-101）进料口进入塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器，在进料板上液体有一部分与自塔上部下部的回流液体混合后逐板溢流，最后流到塔底。
料液的一部分与自塔底上升的蒸汽相互接触进行热和质的传递过程，上升的蒸汽由塔釜再沸器（E-104）经饱和蒸汽换成108.08℃蒸汽由塔最下面一块板上进入塔，逐层上升与溢流液体进行传质，最后经塔顶冷凝器（E-102）循环水冷凝成81.13℃下的饱和液体进入回流罐（R-104），一部分重新回流，一部分经塔顶冷却器（E-103）用进口温度15℃的井水冷却到25℃，输入苯贮槽。
塔底产品甲苯经换热器（E-101）冷却至25℃输入甲苯贮槽（R-102），再沸器水蒸气换热后变成同温度水可用于工人取暖和淋浴。
2.精馏工艺设计
2.1物料衡算：
计算基准：
以1h进料量为基准。
年产6.5万吨即
WF=0.40
WD=0.95
WW=0.05
对全塔进行物料衡算有
F=D+W
F
=D
+W
即94.65=D+W
94.65×0.4402=D×0.9573+W×0.0584
解得D=40.20kmol/hW=54.45kmol/h
2.2平衡关系和塔操作温度的确定
表2-1苯-甲苯物系在总压101.3kPa下的平衡数据
溫度℃
PA0/kPa
PB0/kPa
x=（P-PB0）/（PA0-PB0）
y=PA0x/P
Α
80.1
101.3
39.0
1
1
2.597
84
114.1
44.5
0.816
0.919
2.564
88
128.4
50.8
0.651
0.825
2.528
92
144.1
57.8
0.504
0.717
2.493
96
161.3
65.6
0.373
0.594
2.459
100
180.0
74.2
0.256
0.455
2.426
104
200.3
83.6
0.152
0.300
2.396
108
222.4
94.0
0.057
0.125
2.366
110.6
237.7
101.3
0
0
2.346
α=（2.564+2.366）/2=2.465
根据表中数据画t-x-y图。
由XF=0.4402查图可得tF=94℃
由XD=0.9573查图可得tD=81.13℃
由XW=0.0584查图可得tW=108.08℃
则塔的定性温度t=（81,13+108.08）/2=94.61℃
2.3回流比的确定
进料方程：
x=xF=0.4402
平衡方程
联立两方程组可得y=yq=0.6592
得Rmin=
1.3612
取R=1.6Rmin=2.1779
2.4理论板数的计算
由图解法求理论塔板数，见图
精馏段操作线方程
由图可得共有12.5块理论塔板，精馏段有6块，提馏段有6.5块（包括再沸器）。
2.5实际板数的计算
2.5.1全塔效率
由塔定性温度为94.61℃，可查得μ苯=0.270×mPa.s，μ甲苯=0.278mPa.s
则μL=0.4402×0.27×10-3+（1-0.4402）×0.278×10-3=0.2745mPa.s
则μLα=2.46×0.2745=0.6752
由此查精馏塔效率关联图可得E=0.51
取浮阀塔的系数为1.2，
∴ET=0.51×1.2=0.612
2.5.2实际板数
精馏段塔板数为6/0.612=9.8圆整10块
提馏段塔板数为5.5/0.612=8.99圆整10块
则第11块板为加料板。
3.精馏塔设备设计
3.1塔盘结构设计计算
精馏段操作数据如下：
物料苯
分子量78
操作压力101.325kPa
操作温度86.8℃
液相密度ρL807.5kg/m3
气相密度ρv2.66kg/m3
液相表面力σ20.3mN/m
液体最大流量LS0.0023m3/s
气体最大流量VS1.040m3/s
精馏塔的气相负荷;
（1）L=RD=87.55kmol/h
LS=LM/3600ρL=0.0023m3/s
（2）V=（R+1）D=127.75kmol/h
VS=VM/3600ρV=1.040m3/s
3.1.1塔板初步设计
（1）暂定溢流型式
初选单溢流，取板间距HT=400mm。
（2）估计塔径
0.04
板间距HT=0.400m，取板上液层高度hL=0.06m
则HT-hL=0.40-0.06=0.34m
根据以上数据，可由史密斯关联图查得C20=0.08
又物系表面力σ=20.3mN/m，无需校正，即C=C20=0.08
则极限空塔气速
1.3916m/s
取安全系数为0.8，则空塔气速u=0.8umax=0.83m/s
则塔径
按标准塔径可圆整为D=1.4m，则塔截面积AT=
实际空塔气速u=VS/AT=0.68m/s
塔径D=1.4m＜2.2m，单溢流合适；D＜1.5m，HT=0.40m合适。
3.1.2溢流装置计算
由于圆形降液管只适用于小直径塔，且易造成液相流量增大，形成淹塔，故选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。
各项计算如下：
（1）堰长lw
取堰长lw=0.60D，即lw=0.60×1.4=0.84m
（2）出口堰高hw
hw=hL-how
采用平直堰，则
取E=1
∴
hw=hL-how=0.06-0.023=0.037m
（3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af
∵lw/D=0.6，
由图可查得Af/AT=0.055，Wd/D=0.11
则Af=0.055×1.54=0.0847m2，Wd=0.11×1.4=0.154m
液体在降液管中的停留时间
＞5s
降液管尺寸合理。
（4）降液管底隙高度ho
ho=hW-0.006=0.046-0.006=0.040m
3.1.3浮阀数目及排列
（1）浮阀数
此次实际采用的是F1型重阀，Fo＝9~12时，板上所有阀全开，操作性能好。
初取阀孔动能因数FO=10
则
do=0.039m
∴
（2）浮阀的排列
取无效区宽度WC=0.05m，安定区宽度WS=0.075m
由于塔径D=1.3m，需采用分块式塔板四块
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，因为这种叉排方式气液接触效果较好。
取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m
考虑到塔径较大，必须采用分块式塔板，而分块式的支承与衔接也要占用一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜太大，故可取t'=65mm=0.065m
按t=75mm，t'=65mm以等腰三角形叉排方式画出浮阀排列图，见图5，排得阀孔数为140个，按N=140重新核算孔速及阀孔动能因子
其中，
则
，仍在9～12围，作出的阀数能满足要求。
塔板的开孔率
在10%~14%围，合适。
3.2塔板流体力学验算
3.2.1塔板压力降hp
hp=h板+h液+h表
（1）干板压降h板
（2）板上充气液层阻力h液
本物系是苯和甲苯的混合液，液相为碳氢化合物，可取充气系数εo=0.5
h液=εohL=0.5×0.06=0.030m液柱
（3）液体表面力所造成的阻力h表
对于浮阀塔，此阻力很小，可忽略不计。
因此hp=0.035+0.030=0.065m液柱
3.2.2液泛
为了防止液泛现象的发生要求控制降液管中清液层高度Hd≤Φ（HT+hw）
Hd=hp+hd+hL
（1）hp=0.065m液柱
（2）液体通过降液管的压头损失
因不设进堰口，故按下式计算
（3）板上液层高度
前已选定板上液层高度为hL=0.06m
则Hd=0.065+0.00685+0.06=0.193m液柱
取Φ=0.5，又已选定HT=0.40m，hw=0.046
则Φ（HT+hw）=0.5×（0.40+0.046）=0.223m
可见，Hd≤Φ（HT+hw），符合防止液泛的要求，降液管高度足够，HT=0.40m合适。
3.2.3雾沫夹带
板上液体流径长度ZL=D-2Wd=1.0-2×0.154=1.092m
板上液流面积Ab=AT-2Af=1.54-2×0.0847=1.3706m2
苯和甲苯物系为正常系统，按物性参数表中K=1.0，又查得负荷系数CF=0.125（差法）
∴
由于泛点率＜80%，故可知雾沫夹带量能够满足ev＜0.1kg（液）/kg（气）的要求。
3.2.4漏液
＞6，故不漏液。
3.2.5液面落差
对于浮阀塔板，在塔径不很大时可忽略液面落差。
3.3塔板负荷性能图
3.3.1雾沫夹带线
按泛点率为80%计算并化简结果如下：
VS=40.9LS+4.39
由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作围任取两个LS值，依式算出相应的VS值，LS=0时VS=4.39m/s，LS=0.008m/s时VS=3.44m/s。
因此可作出雾沫夹带线。
3.3.2液相负荷上限线
以θ=5s作为液体在降液管中停留时间下限
则
求出的
值为常数，在负荷性能图上为一条竖直线。
3.3.3液相负荷下限线
取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限的条件
即
∴
值为常数，在负荷性能图上该线也为一条竖直线。
3.3.4液泛线
液泛线由下式确定
Φ（HT+hw）=hp+hd+hL=
+εohL+
+hL
即0.5×（0.40+0.046）=
+0.5×0.06+
+0.07
则可将上式简化为：
Vs2=10.64-26103.02LS2-64.77LS2/3
在操作围，任取若干个LS值，列于表3-1中，据表中数据做出液泛线。
液泛线的VS～LS关系
LS/（m3/s）
0.002
0.004
0.006
0.008
VS/（m3/s）
2.88
2.74
2.57
2.36
3.3.5漏液线
取Fo=5作为发生漏液的下限
则
据此可做出与液体流量无关的水平漏液线。
将以上五条线标绘在同一Vs～Ls直角坐标系中，画出塔板的负荷性能图（见）。
将设计点（0.0022，0.9605）标绘在中，如P点所示，由原点O及P作操作线OP。
4结果与讨论
4.1设计结果
现将计算结果汇总于表4-1中。
表4-1浮阀塔工艺设计计算结果总表
项目
计算数值及说明
备注
塔径D/m
1.40
板间距HT/m
0.40
实际塔板数
20
空塔气速u/（m/s）
0．68
溢流型式
单溢流
降液管型式
弓形降液管
堰长lw/m
0.84
堰高hw/m
0.046
降液管宽度Wd/m
0.07
降液管底隙高度ho/m
0.041
浮阀排列形式
等腰三角形叉排
浮阀数N/个
140
阀孔气速uo/（m/s）
6.99
阀孔动能因数FO
11.40
孔心距t/m
0.075
指同一横排的孔心距
排心距t`/m
0.080
相邻横排中心线距离
单板压降hp/m液柱
液体在降液管停留时间θ/s
15.3
降液管清液层高度Hd/m
0.148
泛点率/%
39.8
气相负荷上限（Vs）max/（m3/s）
2.74
液泛控制
气相负荷下限（Vs）min/（m3/s）
0.728
漏液控制
操作弹性
3.77
4.2讨论
①任务规定的气液负荷下的操作点P（实际点），在适宜的操作区：
②塔板的气相负荷上限由液泛线控制，下限由漏液线控制；
③由图可查出塔板的气相负荷上限（VS）max=2.57m3/s
气相负荷下限（VS）min=0.681m3/s
∴操作弹性=2.57/0.681=3.77
参考文献
[1]国家医药管理局医药编．化工工艺设计手册．：
化学工业
[2]卢焕章．石油化工基础数据手册．化学工业
[3]黄璐，王保国．化工设计．化学工业
[4]夏清，常青．化工原理（上下册）．XX大学
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