【正文】 盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。與泡罩塔盤相比，處理能力較大，壓力降較低，而塔板效率較高，缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落。操作氣速不可能會很高，因為會產(chǎn)生嚴(yán)重的霧沫夾帶，這就限制了生產(chǎn)能力的進(jìn)一步提高。 具有代表性的浮閥塔有 F1型（ V1 型）浮閥塔板、 重盤式浮閥塔、盤式浮閥、條形浮閥及錐心形浮閥等。 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 3 設(shè)計方案的選擇 1 設(shè)計流程 本設(shè)計任務(wù)為分離苯 __甲苯混合物。對于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(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。 連續(xù)精餾塔流程流程圖 圖 11 流程圖 2 設(shè)計思路 在本次設(shè)計中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃 ，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 4 入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分 凝器 全能器連種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因為可以準(zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。 因為這次設(shè)計采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費用之和最低。在設(shè)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。 塔板工藝計算 流體力學(xué)驗算 塔負(fù)荷性能圖 全塔熱量衡算 塔附屬設(shè)備計算 圖 12 設(shè)計思路流程圖 浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點， 其突出優(yōu)點是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，這樣就可以避免過多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡單，造價低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，其多用不銹鋼板或合金 。近年來所研究開發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。 從苯 — 甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平 方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 5 第 1 章 塔板的工藝設(shè)計 處理量： 30F = 3260 10 kg 年? 進(jìn)料組成： ? 餾出液組成： ? 釜液組成： ? （以上均為摩爾分率） （ 1） A苯 的 摩 爾 質(zhì) 量 M = 7 8 . 1 1 k g / k m o l B甲 苯 的 摩 爾 質(zhì) 量 M = 92. 13k g / kmo l （ 2） 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量： 556 78. 11 ( 1 556 ) 92. 13 85. 74 25 796 78. 11 ( 1 796 ) 92. 13 78. 396 0 118 78. 11 ( 1 118 ) 92. 13 91. 964 6FDWM kg / kmo lM kg / kmo lM kg / kmo l? ? ? ? ? ?? ? ? ? ? ?? ? ? ? ? ? （ 3） 物料衡算 總物料衡算 F=W+D 即 33 2 6 0 1 0 /8 0 0 0D + W ?? ………………………………………… （ 1） 易揮發(fā)組分物料衡算： F D Wx x xF = D + W 即 30 .9 7 6 0 .0 1 3 2 6 0 0 .4 1 5 1 0 / 8 0 0 0DW? ? ? ? ? ? ………………………………… （ 2） 解得： F= kmol/h D= kmol/h W= kmol/h 表 11 苯 — 甲苯（ ）的 txy相平衡數(shù)據(jù) 【 1】 苯摩爾分?jǐn)?shù) 液相 氣相 溫度℃ 苯摩爾分?jǐn)?shù) 液相 氣相 溫度℃ 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 6 F9 2 . 6 9 9 1 . 4 0 t 9 2 . 6 9=4 5 . 0 0 5 0 . 0 0 4 5 . 5 6 4 5 . 0 0進(jìn) 料 溫 度 D8 0 . 6 6 8 0 . 2 1 8 0 . 6 6=9 7 . 0 0 9 9 . 0 0 9 7 . 9 6 9 7 . 0 0t塔 頂 溫 度 W1 0 9 . 9 1 1 0 8 . 7 9 1 0 9 . 9 1=1 . 0 0 3 . 0 0 1 . 1 8 1 . 0 0t塔 底 溫 度 求得 o o oF D Wt = 92 .5 5 C t = 80 .4 4 C t = 10 9. 81 C 精餾段平均溫度： FD1 t + t = = = ℃ 提餾段平均溫度： FW2 t + t = = = ℃ 飽和蒸汽壓 P0 ：由 0 BlgP = At+C 表 12 苯 甲苯 Antoine 常數(shù) 【 2】 組分 A B C 苯（以 A表示） 甲苯（以 B表示） 查表得 A 苯 = A 甲苯 = B 苯 = B 甲苯 = C 苯 = C 甲苯 = 苯 00FFDD00WW P = 6. 02 3 ? P = 14 6. 65 61 kP a92 .5 5 + 22 0. 24 P = 6. 02 3 ? P = 10 3. 18 11 kP a80 .4 4 + 22 0. 24 P = 6. 02 3 ? P = 23 4. 53 09 kP a10 9. 81 + 22 0. 24 甲苯 FF00DDWW P = 6. 07 8 ? P = 59 .1 97 0 kP a92 .5 5 + 21 9. 58 P = 6. 07 8 ? P = 39 .6 73 5 kP a80 .4 4 + 21 9. 58 P = 6. 07 8 ? P = 99 .5 17 6 kP a10 9. 81 + 21 9. 58 0苯F D W0甲 苯Pα = α = 2 . 4 7 7 4 α = 2 . 6 0 0 8 α = 2 . 3 5 6 7PDFWF12α + α精 餾 段 平 均 相 對 揮 發(fā) 度 α = = 2. 53 912α + α提 餾 段 平 均 相 對 揮 發(fā) 度 α = = 2. 47 882 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 7 因為是泡點進(jìn)料，所以 12mα = α α = 2. 50 87 所以平衡線方程 α x = =1 +(α 1)x 1 + 的確定 因為 q=1 ? ? ? ?DDminFFα 1 x 2 . 5 0 8 7 1 0 . 9 7 9 61 x 1 0 . 9 7 9 6R = = = 1 . 3 6 2 8α 1 x 1 x 2 . 5 0 8 7 1 0 . 4 5 5 6 1 0 . 4 5 5 6? ? ? ?? ? ? ?? ? ? ? 取操作回流比 minR = 2R = 256 求精餾塔的氣液相負(fù)荷 39。39。. = .L = R D = = / hV = (R + 1)D = ( + 1) 2 1592 8 0443kmol / hL = L + F = + = / hV = V = / h??? 操作線方程 精餾段操作線方程為： Dn + 1 n nn + 1 nxR = x = x +R + 1 R + 1 + 1 + 1y = + 提餾段操作線方程為： ?n + 1 n w nn + 1 nL39。 W 10 .6 37 7 2. 59 05y = x x = x 0. 01 18V39。 V39。 8. 04 43 8. 04 43y = 1. 32 24 x 0. 00 38 用逐板法算理論板數(shù) 塔頂為全凝器， 所以從塔頂最上一層塔板上升的蒸汽全部冷凝成飽和溫度下的液體，故餾出液和回流液的組成均為離開第一層理論板的氣相組成 y1. ? ? ? ? ? ?1D1D111 1 D Dy = xyx = = ? x = = 0 . 9 5 0 3y+ α 1 y x + α 1 x 0 . 9 7 9 6 + 2 . 5 0 8 7 1 0 . 9 7 9 6 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 8 ? ?D212222xRy = x + = 0 . 7 3 1 6 ? 0 . 9 5 0 3 + 0 . 2 6 2 9 = 0 . 9 5 8 2R + 1 R + 1y = = = 0 . 9 0 1 3y+ α ( 1 y ) 0 . 9 5 8 2 + 2 . 0 5 8 7 1 0 . 9 5 8 2 同理可算出如下值： ? ?334455667 7 F88 7 8889910y = 0. 92 23 。 x = 0. 82 55y = 0. 86 68 。 x = 0. 72 17y = 0. 79 09 。 x = 0. 60 12y = 0. 70 27 。 x = 0. 48 51y = 0. 61 78 。 x = 0. 39 19 x = 0. 45 56所 以 第 7 塊 板 上 進(jìn) 料 ， 以 后 將 數(shù) 據(jù) 代 入 提 餾 段 方 程 中 。yy = 1. 32 24 x 0. 00 38 = 0. 51 44 。 x = = 0. 29 69y+ α 1 yy = 0. 38 88 。 x = 0. 20 23y = 0.1011 1112 1213 1314 14 w26 37 。 x = 0. 12 49y = 0. 16 14 。 x = 0. 07 13y = 0. 09 04 。 x = 0. 03 81y = 0. 04 66 。 x = 0. 01 91y = 0. 02 51 。 x = 0. 00 87 x = 0. 01 所以總理論板數(shù)為 NT=13 塊（ 不 包括再沸器），第 7塊板上進(jìn)料。 精餾段 6塊，提餾段 7塊 。 由表中數(shù)據(jù)利用 插值法求液體粘度： 表 13 苯 甲苯的粘度 【 3】 溫度℃ 0 20 40 60 80 100 120 苯 mPa s? 甲苯 mPa s? 已知精餾段平均溫度 1苯苯1甲 苯甲 苯t 9090 80 = ? μ = 892 MP a? s 79 08 μ 79t 9090 80 = ? μ = 948 MP a? s 86 11 μ 86 提餾段平均溫度 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 9 2苯苯2甲 苯甲 苯t 100100 90 = ? μ = 667 MP a? s 55 79 μ 55t 100100 90 = ? μ = 747 MP a? s 64 86 μ 64 精餾段平均粘度： ? ? ? ?11 0 .2 8 9 2 0 .7 1 7 6 0 .2 9 4 8 1 0 .7 1 7 6 0 .2 9 0 8x ? ? ? ? ?11苯 甲 苯μ = μ x+ μ M P a s 提餾段平均粘度： ? ? ? ?21 0 .2 6 6 7