浮阀塔优点

1由于浮阀可以根据气速大小自由升降，关闭或开启，当气速变化时，开度大小可以自动调节，因此它的操作“弹性”大(一般5～9)，适于生产量波动和变化的情况；

2 生产能力较大，比泡罩塔高20%～40%，与筛板塔接近；

3 气液两项接触充分，因此，塔板效率较高，一般比泡罩塔高15%左右；

4 气体沿阀片周边上升时，只经一次收缩、转弯和膨胀。因此，比泡罩塔的塔板压力降小；

5 因浮阀不断上下运动，阀孔不易被脏物或粘性物料堵塞，塔板的清洗也比较容易；

6 与泡罩相比，结构较简单，制造容易，检修方便。因此，制造费用仅是泡罩塔的60%--80%。

7 浮阀型式采用国内先进的导向浮阀。导向浮阀具有以下优点：

a．以减少或xx塔板上的液面梯度；

b．板上液体返混小；

c．可以xx液体滞止区；

d．浮阀无磨损，无脱落。

泡罩塔、浮阀塔、筛板塔各具有哪些特点？

各种资料和图表可以看出，各种板式塔都具有独特之处，根据具体的数据以多种角度对泡罩塔、浮阀塔、筛板塔进行比较，可以得到以下结论：

(1)泡罩塔的蒸气负荷和操作弹性都比较高，且在负荷有较大变化时，能保持正常运行，因此我国的一些中小型酒厂广泛采用，但它的造价比较高，生产能力较低．此类板型正被一些先进的塔型所取代。

(2)浮阀塔板在蒸气负荷、操作弹性、效率和造价等方面都比泡罩塔优越，此乃目前浮阀塔被广泛采用的原因。但浮阀塔板上的浮阀随蒸汽速度的高低上下浮动，因此会发生浮阀磨损、卡住。锈死等现象。

(3)筛板塔造价较低，加工方便、压降小。除弹性较浮阀塔差外，其它性能接近于浮阀塔。随着人们对其认识的深化，近年来在国外获得广泛应用。在实现自动控制情况下，在国内酒精行业中也可能会得到广泛应用。

其缺点

是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。

连续精馏浮阀塔

     苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计

　　1．课程设计的目的      

　　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先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，通过课程设计就以下几个方面要求学生加强训练

　　1．查阅资料选用公式和搜集数据的能力

　　2．树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。

　　3．迅速准确的进行工程计算（包括电算）的能力。

　　4．用简洁文字清晰表达自己设计思想的能力。

　　2 课程设计题目描述和要求

　　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的挥发度的不同，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。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。

　　本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下：

　　原料苯含量：质量分率= (30+0.5*学号)%

　　原料处理量：质量流量=（10-0.1*学号） t/h   [单号]  

　　（10+0.1*学号） t/h   [双号]  

　　产品要求：质量分率：xd=98%，xw=2%      [单号]  

　　xd=96%，xw=1%      [双号]

　　2工艺操作条件如下：

　常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.2～2）Rmin。

　　3．课程设计报告内容

　　3.1 流程示意图                                          

　　冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯

　　↑↓回流

　　原料→原料罐→原料预热器→精馏塔

　　↑回流↓

　　再沸器←    →  塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯

　　3.2 流程和方案的说明及论证  

　　3.2.1  流程的说明         

　　首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。

　　3.2.2 方案的说明和论证         

　　本方案主要是采用浮阀塔。

　　精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：

　　3

　　一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流

　　动。

　　二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

　　三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。

　　四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。

　　五：结构简单，造价低，安装检修方便。

　　六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 而浮阀塔的优点正是：

　　而浮阀塔的优点正是：

　　1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。

　　2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。

　　3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。

　　4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。

　　5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高 20%～30。

　　但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。      

　　近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。

　　3.3 设计的计算与说明  

　　4

　　3.3.1  全塔物料衡算

　　根据工艺的操作条件可知：

　　料液流量 F=（10-0.5*19）t/h=2.25Kg/s =94.285Kmol/h

　　料液中易挥发组分的质量分数 xf =（30+0.5*19）%=39.5%；

　　塔顶产品质量分数 xd = 98%，摩尔分数为 97.6%；

　　塔底产品质量分数 xw= 2%，摩尔分数为 1.7%；

　　由公式：

　　F=D+W                     

　　F*xf=D*xd+W*xw

　　代入数值解方程组得：                 

　　塔顶产品(馏出液)流量 D=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s；            

　　塔底产品(釜液)流量 W=53.218Kmol/h=1.360 Kg/s。

　　3.3.2．分段物料衡算

　　lgPa*=6.02232-1206.350/(t+220.237)  安托尼方程

　　lgPb*=6.07826-1343.943/(t+219.377)  安托尼方程

　　xa=(P 总-Pb*)/(Pa*-Pb*)            泡点方程

　　根据xa从《化工原理》P204表6—1查出相应的温度

　　根据以上三个方程，运用试差法可求出 Pa*,Pb*               

　　当 xa=0.395 时，假设t=92℃    Pa*=144.544P，Pb*=57.809P,

　　当 xa=0.98  时，假设t=80.1℃  Pa*=100.432P，Pb*=38.904P,

　　当 xa=0.02  时，假设t=108℃  Pa*=222.331P，Pb*=93.973P,

　　t=92℃，既是进料口的温度，

　　t=80.1℃是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，

　　t=108℃是釜液需被加热的温度。

　　根据衡摩尔流假设，全塔的流率一致，相对挥发度也一致。

　　a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500（t=80.1℃）                     

　　所以平衡方程为    y=ax/[1+(a－１)x]=2.500x/（1+1.500x），

　　5

　　最小回流比 Rmin 为

　　Rmin=[xd/xf-a(1-xd)/(1-xf)]/(a-1)＝1.426，

　　所以 R=1.5Rmin＝2.139，

　　所以精馏段液相质量流量 L(Kg/s)＝RD＝2.139*0.89=1.904，

　　精馏段气相质量流量 V(Kg/s)＝(R+1)D＝3.139*0.89=2.794，

　　所以，精馏段操作线方程  yn+1=R*xn/(R+1)+xd/(R+1)

　　=0.681xn+0.311

　　因为泡点进料，所以进料热状态  q=1

　　所以，提馏段液相质量流量 L'(Kg/s)＝L+qF＝1.904+1*2.25=4.154，

　　提馏段气相质量流量 V'(Kg/s)＝V-(1-q)F＝2.794。   

　　所以，提馏段操作线方程 ym+1= L'xm/ V'-Wxw/ V'

　　=1.487xm-0.008

　　3.3.3 理论塔板数的计算

　　（1）联立精馏段和提馏段操作线方程解得xd=0.3759且前面已算得xw=0.017

　　（2）用逐板计算法计算理论塔板数  

　　{dy}块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以 y1=xd,然后可以根据平衡方程可得 x1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求 yn,用平衡方程求 xn,一直到  xn<xd,共需 n-1 块精馏板，第 n 块板为进料板。

　　{dy}板    y1=xd                                                  0.98

　　x1=y1/[y1+a(1-y1)]                                       0.9514  

　　第二板    y2=0.681x1+0.311                                        0.9592

　　x2=y2/[y2+a(1-y2)]                                       0.9039

　　第三板    y3=0.681x2+0.311                                        0.9268

　　x3=y3/[y3+a（1-y3)]                                      0.8351

　　第四板    y4=0.681x3+0.311                                        0.8799

　　x4=y4/[y4+a(1-y4)]                                       0.7456

　　第五板    y5=0.681x4+0.311                                        0.8189

　　x5=y5/[y5+a(1-y5)]                                       0.6440

　　第六板    y6=0.681x5+0.311                                        0.7497

　　x6=y6/[y6+a(1-y6)]                                       0.5451

　　第七板    y7=0.681x6+0.311                                        0.6823

　　x7=y7/[y7+a(1-y7)]                                       0.4621

　　第八板    y8=0.681x7+0.311                                          0.6258

　　x8=y8/[y8+a(1-y8)]                                         0.4008

　　第九板    y9=0.681x8+0.311                                          0.5840

　　x9=y9/[y9+a(1-y9)]                                         0.3596

　　x9<xd所以本设计中共需八块精馏板，第九块板为进料板。

　　从第十块板开始，用提馏段操作线求 yn, 用平衡方程求 xn，一直到  xn<xw。

　　第十板     y10=1.487x9-0.008                                        0.5267

　　x10=y10/[y10+a(1-y10)]                                    0.3080

　　第十一板   y11=1.487x10-0.008                                       0.4500

　　x11=y11/[y11+a(1-y11)]                                    0.2466

　　第十二板   y12=1.487x11-0.008                                       0.3587

　　x12=y12/[y12+a(1-y12)]                                    0.1828

　　第十三板   y13=1.487x12-0.008                                       0.2638

　　x13=y13/[y13+a(1-y13)]                                    0.1254

　　第十四板   y14=1.487x13-0.008                                       0.1784            

　　x14=y14/[y14+a(1-y14)]                                    0.0799

　　第十五板   y15=1.487x14-0.008                                       0.1108

　　x15=y15/[y15+a(1-y15)]                                    0.0475

　　第十六板   y16=1.487x15-0.008                                       0.0626

　　x16=y16/[y16+a(1-y16)]                                    0.0260                                                   

　　第十七板   y17=1.487x16-0.008                                       0.0307

　　x17=y17/[y17+a(1-y17)]                                    0.0125

　　x17<xw，因为釜底间接加热，所以共需要17-1=16块塔板。精馏段和提馏段都需要八块板。  

　　3.3.4 实际塔板数的计算      

　　根据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度μa(mPa.s)＝0.25，

　　甲苯在泡点是的黏度μb(mPa.s)＝0.27，

　　所以：平均黏度μav(mPa.s)＝μa*xf+μb*(1-xf)＝0.25*0.395+0.27（1-0.395）=0.262

　　所以：总板效率  E=1/[0.49 (a*μav)e0.245]＝0.544

　　实际板数  Ne=Nt/Et＝29.412＝30

　　实际精馏段塔板数为   Ne1=14.705=15

　　实际提馏段塔板数为   Ne2=14.705=15

　　由上可知，在求取实际板数时，以精馏段，提馏段 分别计算为佳。而且设计时，往往精馏段，提馏段都多加一层至几层塔板作为余量，以保证产品质量，并便于操作及调节。

　　３.３.５塔径计算

　　因为液流量不大，所以选取单流型，因为提馏段液相流量较大，所以以提馏段的数据确定全塔数据更为安全可靠。

　　所以 ：气相体积流量  Vh(m^3/h)＝3325.713219，Vs(m^3/s)＝0.923809227，

　　液相体积流量  Lh(m^3/h)＝25.123146，  Ls(m^3/h)＝0.006978652。

　　查表得，液态苯的泡点密度ρa(Kg/m^3)＝792.5，         

　　液态甲苯的泡点密度ρb(Kg/m^3)＝790.5，

　　根据公式 1/ρl=x1/ρa+(1-x1)/ρb 得，

　　液相密度ρl(Kg/m^3)＝791.1308658，

　　根据公式  苯的摩尔分率＝(y1'/78)/[yi'/78+(1-yi')/92]           

　　M’=苯的摩尔分率*M 苯＋甲苯的摩尔分率*M 甲苯           

　　ρv=M’/22.4*273/(273+120)*P/P0 得

　　气相密度ρv(Kg/m^3)＝2.742453103。

　　气液流动参数，Flv=Lh/Vh*(ρl/ρv)^0.5＝0.12830506，  

　　根据试差法，设塔径 D(m)＝1.2，根据经验关系:

　　可设板间距 Ht＝0.45m,  

　　清液层高度 Hl[常压塔（50～100mm)）]取为５０mm,  

　　所以液体沉降高度 Ht-hl＝０.４m。

　　根据下图

　　可查得，气相负荷因子  C20= 0.065,

　　液体表面张力δ(mN/m)，100℃时，  查表  苯 18.85   甲苯 19.49

　　所以，平均液体表面张力为 19.26427815，

　　根据公式:    C=C20*[(δ/20)^0.2]得，C= 0.064514585.

　　所以，液泛气速    uf(m/s)＝C*［(ρl-ρv)^0.5］/［ρv^0.5］＝1.093851627。

　　设计气速    u(m/s)＝u=(0.6～0.8)*uf＝0.765696139，

　　设计塔径    D'(m)=(Vs/0.785/u)^0.5＝1.197147394，根据标准圆整为１.２m,

　　空塔气速    u0(m/s)=0.785*Vs/D/D=0.469409612.  

　　3.3.6 确定塔板和降液管结构

　　⑴确定降液管结构

　　塔径 D(mm)  1200

　　塔截面积                      At(m^2)     查表                    1.31

　　Ad/At                         (Ad/At)/%   查表                    10.2

　　lw/D                          lw/D       查表                     0.73

　　降液管堰长                    lw(mm)     查表                    876

　　降液管截面积的宽度            bd(mm)     查表                    290

　　降液管截面积                  Ad(m^2)    查表                    0.115

　　底隙 hb(mm),  一般取为 30～40mm,而且小于 hw,本设计取为３０mm,

　　溢流堰高度 hw(mm),  常压和加压时，一般取 50～80mm．本设计取为６０mm,  

　　⑵降液管的校核   

　　单位堰长的液体流量，(Lh/lw) (m^3/m.h)＝27.47661034，                     

　　不大于１００～１３０，符合要求

　　堰 上 方 的 液 头 高 度

　　how(mm) ＝ 2.84*0.001*E*[(Lh/lw)^0.66667]  ＝25.86020161，

　　式中，E 近似取一， how=25.86>6mm,符合要求。

　　底隙流速，ub(m/s) =Ls/lw/hb＝0.2544130，而且不大于 0.3～ 0.5，符合要求。  

　　⑶塔盘及其布置

　　由于直径较大，采取分块式，查表得分三块，厚度取位 4mm。

　　降液区的面积按 Ad 计算，取为 0.115m^2,

　　受液区的面积按 Ad 计算，取为 0.115m^2,

　　入口安定区得宽度 bs'(mm)，一般为  50～100，本设计取为６０。

　　出口安定区得宽度 bs'(mm)，一般为  50～100，本设计取为６０。

　　边缘区宽度 bc(mm)，一般为  50～75，本设计取为 50，

　　有效传质区，Aa(m^2)＝ 2*{x*(r^2-x^2)^0.5+r^2*[arcsin(x/r)]}＝24.59287702.

　　塔板结构如下两图

　　9

　　⑷浮阀数排列

　　10

　　11

　　选择F1 型重型  32g 的浮阀

　　阀孔直径给定，d0(mm)=39mm,  动能因子F0 一般取为 8～ 12，本设计取为 11.5。

　　阀孔气速，uo(m/s)=F0/[ρv^0.5]= 6.940790424，

　　阀孔数 n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614，取104。

　　实际排列时按等腰三角形排,中心距取为 75mm,  固定底边尺寸B(mm)= 70,所以         

　　实际排出 104 个阀孔，与计算个数基本相同。

　　所以，实际阀孔气速 uo(m/s)=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938

　　实际阀孔动能因子，F0=u0*ρv^0.5=11.48368564，

　　开孔率ψ=n*d0*d0/D/D = 0.10985，一般 10％～14％，符合要求。

　　3.3.7塔板的流体力学校核

　　(1) 液沫夹带量校和核

　　液体横过塔板流动的行程，Z(m) =D-2*bD=0.62

　　塔板上的液流面积，Ab(m^2) =At-2*Ad=1.08

　　物性系数，K，查表得  ＝１

　　泛点负荷因数，Cf=0.125，见下页图。

　　F2={Vs*[ρv/(ρl-ρv)]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf=0.41815191，

　　F1=Vs*[ρv/(ρl-ρv)^0.5]/At/K/Cf/0.78=0.397830445，

　　泛点率 F1＜(0.8～0.82)，F!,F2  均符合要求。

　　12

　　⑵，塔板阻力的计算与较核

　　临界孔速 u0c(m/s) =(73/ρv)^(1/1.875)= 5.7525979<uo=6.93,阀未全开，

　　干板阻力，ho(m) =19.9/  ρl*（u0^0.175）=0.035299005，

　　充气系数ε0=0.4，塔板充气液层的阻力 hl(m)=  ε0*(hw+how)= 0.034344081，

　　克服表面张力的阻力 hσ，一般忽略不计，所以塔板阻力 hf(m)=ho+hl+hσ=0.069643086。

　　13

　　⑶降液管液泛校核

　　液 体 通 过 降 液 管 的 流 动 阻 力 ，

　　hd=1.18*0.00000001*[(Lh/lw/hb)^2]=0.009898418m,

　　降 液 层 的 泡 沫 层 的 相 对 密 度 φ =0.5, 降 液 层 的 泡 沫 高 度

　　hd'=hd/ φ=0.019796837(m),

　　Ht+hw=0.51m>hd’,合格。

　　⑷液体在降液管中停留时间较核 平均停留时间τ＝Ad*Ht/Ls=7.740082575s,（  不小于 3～5 s）,合格。

　　⑸严重泄漏较核

　　泄漏点气速 u0'=F0/(ρv^0.5) =3.017734967，F0=5，

　　稳定系数，k=u0/u0'=  2.296737127 >1.5～2，合格。  

　　3.3.8 全塔优化（如下图）

　　曲线 1 是过量液沫夹带线，根据 F2={Vs*[ρv/(ρl-ρv)]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf   F2=0.8 得，方程 Vh=6588-14.289Lh，

　　曲线 2 是液相下限线，根据 Lh=(0.00284^0.6667)*lw*(how^1.5)   how=6mm 得 Lh(m^3/h)=2.690007381，

　　曲线３是严重漏液线，根据 Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/(ρv^0.5)  F0=5 得 Vh(m^3/h)= 1349.696194，

　　曲线 4 是液相上限线，根据 Lh=Ad*Ht／τ*3600     τ=5s 得 Lh(m^3/h)= 37.26，

　　曲 线 ５ 是 降 液 管 泛 线 ， 根 据 hd< φ (Ht+Hw)   ， 得Vh=(2.98*10E7-0.4*10E6*Lh^0.67-13.49*Lh^2)^0.5，

　　曲线 5 必过的五点(0, 5461)(10,5268)(20,5150) (0, 5461)(10,5268)(20,5150)

　　作图如下

　　Vmax(m^3/h)= 4779，Vmin(m^3/h)= 1349

　　操作弹性＝Vmax/Vmin=,3.542624166，大于２，小于４，合格

　　14

　　3.3.9 塔高

　　规则塔体高 h=Np*Ht=13.5m,  

　　开人孔处  (中间的两处人孔)塔板间距增加为 0.6m,进料处塔板间距增加为 0.6m,

　　塔两端空间,上封头留 1.5m  ，下封头留 1.5m,

　　釜液停留时间τ为 20min ,  

　　填充系数φ=0.7，

　　所以体积流量 V(m^3/h)=Lh*τ/ρl/φ =1.679350119 ，

　　所 以 釜 液 高 度 Δ Z(m)=0.333*V/(3.1415926*D*D/4)= 0.49495223=0.5m

　　所以，{zh1}的塔体高为 17.59m.

　　3.3.10 热量衡算

　　⑴塔底热量衡算

　　塔底苯蒸汽的摩尔潜热 rv'苯(KJ/Kg)= 373，

　　塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热 rv'甲苯(KJ/Kg)=361；

　　所 以 塔 底 上 升 蒸 汽 的 摩 尔 潜 热 rv'(KJ/Kg)= rv'

　　苯 (KJ/Kg)*yC6H6+rv'

　　甲 苯*yC7H8=361.1412849，

　　15

　　所以再沸器的热流量 Qr(KJ)=V'*rv'=1166.395822，

　　因为加热蒸汽的潜热 rR(KJ/Kg)= 2177.6(t=130℃)，

　　所以需要的加热蒸汽的质量流量 Gr(Kg/s)=Qr/rR=0.535633644。

　　⑵塔顶热量衡算

　　塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热 rv 苯(KJ/Kg)=379.3

　　塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热 rv 甲苯(KJ/Kg)=367.1

　　所 以 塔 顶 上 升 蒸 汽 的 摩 尔 潜 热 rv(KJ/Kg)= rv

　　苯 (KJ/Kg)*yC6H6+rv

　　甲 苯*yC7H8=378.88；

　　所以冷凝器的热流量 Qc(KJ/s)=V*rv= 1223.699463，

　　因为水的定压比热容 Cc(KJ/Kg/K)=4.174，冷却水的进口温度 t1=25℃，冷却水的出口温度 t2=70℃，

　　所以需要的冷却水的质量流量 Gc(Kg/s)=Qc/Cc/(t2-t1)=6.514930857。  

　　.3.11 精馏塔接管尺寸

　　⑴回流液接管尺寸

　　体积流量 Vr(m^3/s)=L/ρ=0.002893769，管流速 ur(m/s)=0.3，

　　回流管直径 d(mm)=(4*Vr/3.1415/ur)^0.5= 110.8220919=φ133*6；

　　⑵进料接管尺寸

　　料液体积流率 Vf(m^3/s)=F/ρ= 0.003792206，管流速 uf(m/s)=0.5，

　　进料管直径，d0(mm)=(4*Vf/3.1415/uf)^0.5=98.26888955=φ108*5；

　　⑶釜液出口管

　　体积流量 Vw(m^3/s)=L'/ρ=0.006685975，管流速 uw(m/s)=0.5

　　出口管直径 dw(mm)=(4*Vw/3.1415/uw)^0.5=130.4825516=φ159*8；

　　⑷塔顶蒸汽管

　　体积流量 Vd(m^3/s)=V/ρv=1.176497471，管流速 ud(m/s)=15， 出口管直径 dd(mm)=(4*Vd/3.1415/ud)^0.5=316.0129882=φ377*8。

　　3.3.11 辅助设备设计

　　⑴再沸器

　　因为蒸汽温度 ts(℃)=130，釜液进口温度 t1'(℃)=100，釜液出口温度 t2'(℃)=110，

　　所以传质温差Δtm(℃)=[(ts-t1')-(ts-t2')]/ln[(ts-t1')/(ts-t2')]= 24.66303462，

　　因为传质系数 K1(W/m^2/K)=300，

　　所以传质面积 A(m^2)=Qr/K/Δtm=157.6442694。

　　⑵冷凝器

　　因为蒸汽进口温度 T1(℃)=100，蒸汽出口温度 T2(℃)=80，冷却水的进口温度t1=25℃,  冷却水的出口温度 t2=70℃，

　　所以传质温差Δtm'(℃)=(Δt1-Δt2)/ln(Δt1/Δt2)= 41.2448825，

　　因为 K2(W/m^2/K)=250，

　　所以，传质面积 A'(m^2)=Qc/K2/Δtm'=118.6764892。

　　16

　　⑶储罐

　　Ⅰ原料罐

　　因 为 停 留 时 间 τ 1(s)= 1800 ，

　　所 以 原 料 罐 的 容 积 量 V(m^3)=F* τ 1/ ρ l/ φ=9.751388076；

　　Ⅱ塔顶产品罐

　　因 为 τ 2(s)=259200 ，

　　所 以 塔 顶 产 品 罐 的 容 积 量 Vd(m^3)=D* τ 2/ ρ l/ φ=440.2166633；

　　Ⅲ塔底产品罐

　　因 为 τ 3(s)=259200 ，

　　所 以 塔 顶 产 品 罐 的 容 积 量 Vw(m^3)=W* τ 3/ ρ l/ φ=963.9832197。  

　　3.4 设计参数表

　　17塔板设计结构汇总表数据

　　塔板主要结构参数 数据 塔板主要流动性能参数 数据

　　塔的有效高度Z0(m) 13.5 液泛气速 uf(m/s) 1.093407044

　　实际塔板数 Np 30 空塔气速 u(m/s) 0.469409612

　　塔 ( 塔 板 ) 内径D(m) 1.2 设计泛点率 rf=u/uf 0.696675915

　　板间距 Ht(m) 0.45 阀孔动能因子 F0 11.48368564

　　流动形式 单流型 阀孔气速 uo(m/s) 6.940790424

　　降液管总截面积与塔截面之比 Ad/At 10.2% 泄 漏 点 气 速uo'(m/s) 3.017734967

　　降 液 管 堰 长lw(mm) 876 雾 沫 夹 带 泛 点 率F1 0.41815191

　　降液管截面积的宽度 bd(mm) 290 稳定系数 k   2.296737127

　　溢 流 堰 高 度hw(mm) 60 临界孔速 u0c(m/s) 5.752597951

　　降 液 管 底 隙hb(mm) 30 堰上方的液头高度how(mm) 25.86020161

　　边 缘 区 宽 度bc(mm) 50 塔板阻力 hf(m) 0.069643086

　　出入口安定区宽 bs,bs’(mm) 60 液体在降液管中平均停留时间τ（s） 7.740082575  

　　塔 板 厚 度 δ（mm） 4 液体通过降液管的流动阻力 hd(mm) 9.9

　　塔板分块数 3 降液层的泡沫高度hd’(mm) 19.80

　　浮阀形式 F 1 底隙流速 ub(m/s) 0.254413059

　　浮阀个数 104 Vmax(m^3/h) 4779

　　浮阀排列形式 等腰三角形排列 Vmin(m^3/h) 1349

　　开孔率ψ 0.10985 操作弹性=Vmax/Vmin 3.542624166

1.参考书目

2.⑴匡国柱，史启才主编 《化工单元过程及设备课程教材》，化学工业出版社，2005.1

3.⑵天津大学华工学院柴诚敬主编《化工原理》下册，高等教育出版社，2006.1

4.⑶大连理工大学主编《化工原理》下册，高等教育出版社，2002.12

5.⑷谭天恩，李伟等编著《过程工程原理》，化学工业出版社，2004.8

6.⑸大连理工大学化工原理教研室主编《化工原理课程设计》。

7.⑹汤金石等著《化工原理课程设计》，化学工业出版社，1990.6

8.⑺《化学工业物性数据手册》，有机卷。

F1型浮阀塔板存在某些缺点，即：（1）塔板上的液面梯度较大，使汽体在液体流动方向上分布不均匀。在塔板的进口端易产生过量的泄露，或者，在塔板的出口端导致汽体喷射，二者均使塔板效率降低。（2）F1型浮阀为园形，从阀孔出来的汽体向四面八方吹出，使塔板上的液体返混程度较大。塔板上的液体近混降低塔板效率。（3）在塔板两侧的弓形部位存在液体滞止区。在滞止区内，液体无主体流动，通过滞止区的汽体几乎无组成变化，这使塔板效率明显降低。（4）在操作中，F1型浮阀不停地转动，浮阀和阀孔容易被磨损，浮阀易脱落。为了克服F1型浮阀塔板的上述缺点，开发和研究了导向浮阀塔板。

板式塔的种类很多，浮阀塔在板式塔中占有重要地位，在石油和化学工业中广泛应用，由于塔板上设有浮动部件，它具有良好的操作性能。浮阀塔板的类型有多种，工业上常用用的为E1型（VI型）浮阀塔板。F1型浮阀塔板虽具有很多优点，但随着塔器技术的不断进步，发现F1型浮阀塔板也存在某些缺点，为了克服F1型浮阀塔板的缺点，开发和研究了导向浮阀塔板，并已获得实用新型专利（中国），专利号：912151102。　　二、导向浮阀塔板的操作性能：

　　在1600400矩形实验塔内，对导向浮阀塔板和F1型浮阀塔板进行了实验比较。流体力学实验应用空气--水系统，传质实验用空气--水--CO2系统。

　　（一）塔板压降的比较：导向浮阀塔板的压降明显低于F1型浮阀塔板的压降。

　　（二）雾沫夹带的比较：导向浮阀塔板的雾沫夹带较F1型浮阀塔板的稍低。

　　（三）泄露的比较：在同样条件下，导向浮阀塔板的泄露较小，这主要是由于导向浮阀塔板的液面梯度较小。

　　（四）塔板效率的比较：

　　应用空气--水--CO2物系，CO2解吸的塔板效率在同样条件下，导向浮阀的塔板效率明显高于F1型浮阀塔板。需要指出，对于工业上的蒸馏塔，导向浮阀与F1型浮阀的塔板效率将会存在更明显的差别。