464459564F1浮阀精馏塔设计化工原理课程设计.doc

1、湖北理工学院 化工原理课程设计化工原理课 程 设 计题 目： f1型浮阀精馏塔的设计教 学 院： 专 业： 学 号： 学生姓名： 指导教师： 2015 年 5 月 29 日化工原理课程设计任务书20142015 学年第2学期学生姓名： 专业班级： 化学工程与工艺(精细化工)2012（1） 指导教师：胡燕辉、夏贤友、黄卫东、詹亦贝 工作部门： 化工教研室 一、课程设计题目：f1型浮阀精馏塔的设计二、课程设计内容（含技术指标）1. 工艺条件与数据在一常压操作的连续精馏塔内分离苯甲苯混合物。要求年处理量为5万吨，组成为苯0.42（质量分率，下同），馏出液组成为0.99，塔釜液组成为0.02。2. 操

2、作条件操作压力：4kpa（表压）；进料状况：自选；回流比：自选；单板压降：0.7kpa；全塔效率：et523. 设计内容精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；塔板主要工艺尺寸的计算；塔板的流体力学验算；塔板负荷性能图；精馏塔接管尺寸计算；绘制生产工艺流程图；绘制塔体及内件尺寸图及对设计过程的评述和有关问题的讨论。工作时间：每年300天，每天24小时连续运行。三、进度安排15月18日：分配任务；25月19日-5月24日：查询资料、初步设计；35月25日-5月29日：设计计算，完成报告。四、基本要求1. 设计计算书1份：设计说明书是将本设计

3、进行综合介绍和说明。设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点的工艺流程图。设计说明书具体包括以下内容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算；设计结果概览；附录；参考文献等。2. 图纸1套：工艺流程图(2号图纸)指导老师签名：年 月 日目录绪论11.精馏塔的物料衡算22.塔板数的确定33.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算65.塔板主要

4、工艺尺寸的计算116.浮阀塔板流动性能的核算137.塔板负荷性能图168.精馏塔接管尺寸的计算18设计结果概览19结束语20附录21参考文献22绪论1.设计方案与思路本设计任务为分离苯_甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的

5、部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计

6、是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从苯甲苯的相关物性

7、中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。本设计流程图 物料衡算塔板数确定相关物性计算工艺计算流体学验算塔负荷性能图接管尺寸计算2.设计方案的特点1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选r=2.0rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用f1型浮阀塔。本设计塔高12.9米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数13。算得全塔效率为0.52。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为15，提

8、馏段实际板数为10。实际加料位置在第15块板(从上往下数)。通过板雾沫夹带、压降、液泛、漏液的流体力学验算，均在安全操作范围内。浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。本设计精馏塔可年处理5万吨苯甲苯混合物，能保持每年300天，每天24小时连续运行。1.精馏塔的物料衡算1.1进料、塔顶及塔底产品的摩尔分数 1.2平均摩尔质量1.3物料衡算根据所给条件：年处理量5万吨，工作时间每年300天，每天24小时。可以计算：，取。进料液：全塔物料衡算： 联立，解得： 2.塔板数的确定2.1相对挥发度的确定查文献1可得苯-甲苯物系在某些温度t下的值，见附录

9、表1。可见随着温度的升高，或x的减小，略有减小，但变化不大。的值可对表1中两端的数据取平均值知道了相对挥发度的值，利用文献1（10-8）式可知苯-甲苯物系的相平衡方程为 （2-1） （2-1a）2.2进料方程的确定本设计进料状况为泡点进料，即进料液相分率q=1。查文献1可知进料方程为 (2-2)2.3最小回流比的确定查文献1可知进料方程线与相平衡方程线的交点为（xe,ye）。联立（2-1），（2-2）两式可得： e=0.46 e=0.678根据文献1(10-40)式可知考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。2.4精馏塔气液相负荷精馏段：l=rd=2.8636.9

10、kmol/h=105.534kmol/h v=(r+1)d=3.8636.9kmol/h=142.434kmol/h提馏段：l=l+qf=105.534+181.7 kmol/h=187.234kmol/h v=v-(1-q)f=142.434kmol/h2.5操作线方程的确定根据文献1(10-27)式可知精馏段的操作线方程为 (2-3)根据文献1(10-30)式可知提馏段的操作线方程为 （2-4）2.6理论板数的确定理论板数的求取原理是交替地应用相平衡和物料衡算两关系式。本设计采用逐板计算法计算理论板数，精馏段理论板数联立相平衡线和精馏段操作线，提馏段理论板数联立相平衡线和提馏段操作线。由于

11、塔顶采用全凝器，所以有y1=xd=0.99代入相平衡线方程（2-1a）式把x1=0.9756代入精馏段操作线方程（2-2）式y2 =0.741 x1 +0.256=0.9789把y2 =0.9789代入相平衡线方程（2-1a）式得x2=0.9494同理可以计算精馏段下板数yx10.99000.975620.97890.949430.95950.905440.92590.834750.87450.73796080280.621970.71680.506480.63120.4018因为x8=0.40180.46,所以把x8=0.46代入提馏段操作方程线（2-4）y9=1.3140.4018-0.0

12、072=0.5208利用相平衡线方程（2-1a）式得x9=0.3051同理可以计算提馏段如下板数yx90.52080.3051100.39370.1970110.25430.1211120.15190.0675130.08150.0346140.03830.0016所以，除去再沸器需要的理论总塔板数为13块板，其中精馏段为8块板，提馏段为5块板，进料位置为8号板。2.7实际塔板数的计算查文献2可知理论塔板数和实际塔板数的关系表示为 (2-5)式中 n实际塔板总数； nt理论塔板总数； et全塔效率，本设计et=0.52。由（2-5）式n=13/0.52=25(块)其中精馏段实际塔板数n1=8/

13、0.52=15(块)提馏段实际塔板数n2=5/0.52=10(块)在实际精馏塔中塔板总数为25块，其中精馏段有15块，提馏段有10块，进料位置为15号塔板。3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1工艺条件本设计的工艺条件数据见表3-1。表3-1 工艺条件数据物系苯-甲苯物系年处理量（300天）5万吨原料组成（苯的质量分数 下同）0.42馏出液组成0.99塔釜液组成0.02操作压力(kpa)4进料状况泡点进料操作回流比2rmin单板压降(kpa)0.7全塔效率52%3.2苯和甲苯的性质查文献1苯和甲苯的物理性质见表3-2。表3-2 20苯和甲苯的物理性质名称分子量密度（kg/m3）沸点（）

14、黏度（mpas）表面张力（n/m）苯（1）78.1187980.100.7370.0286甲苯（2）92.14867110.630.6750.02793.3操作压力的计算塔顶压力 pd=101.325+4=105.325kpa单板压降 p=0.7kpa进料板压力 pf=105.325+0.715=115.825kpa塔底压力 pw=105.325+0.725=122.825kpa精馏段平均操作压力p1=(105.325+115.825)/2=110.575kpa提馏段平均操作压力p2=(115.825+122.825)/2=119.038kpa全塔的平均操作压力p=(105.325+122.8

15、25)/2=114.075kpa3.4操作温度的计算查文献1可得苯-甲苯物系在某些温度t下的x值，见附录表2。利用内插法可以计算出：塔顶温度td=80.58，进料温度tf=93.94，塔底温度tw=110.11。精馏段的平均温度为t1=86.96，提馏段的平均温度为t2=101.733.5平均摩尔质量的计算塔顶yd=0.99,xd=0.9756气相平均摩尔质量mvd=0.9978.11+(1-0.99)92.14=78.25kg/kmol液相平均摩尔质量mld=0.975678.11+(1-0.9756)92.14=78.45kg/kmol进料口yf=0.678,xf=0.46气相平均摩尔质量

16、mvf=0.67878.11+(1-0.678)92.14=82.64kg/kmol液相平均摩尔质量mlf=0.4678.11+(1-0.46)92.14=85.69kg/kmol塔釜yw=0.0562,xw=0.0235气相平均摩尔质量mvw=0.056278.11+(1-0.0562)92.14=91.35kg/kmol液相平均摩尔质量mlw=0.023578.11+(1-0.0235)92.14=91.81kg/kmol精馏段气相平均摩尔质量mv1=（78.25+82.64）/2=80.44 kg/kmol液相平均摩尔质量ml1=（78.45+85.69）/2=82.07kg/kmol提

17、馏段气相平均摩尔质量mv2=（91.35+82.64）/2=86.99kg/kmol液相平均摩尔质量ml2=（85.69+91.81）/2=88.75 kg/kmol3.6平均密度的计算查文献3苯和甲苯在不同温度下的密度见附录3。查文献4混合物的密度公式为。利用内插法计算出tw，tf，td下苯和甲苯的密度。td=80.58，ld=814.9kg/m3。tf=93.94，lf=791.3kg/m3。tw=110.11，lw=780.2kg/m3。精馏段液相的平均密度为l1=（814.9+791.3）/2=803.1kg/m3提馏段液相的平均密度为l2=（780.2.+797.5）/2=788.7

18、kg/m3气相的密度可以有理想气体状态方程计算，即精馏段的气相平均密度为提馏段的气相平均密度为 3.7液相平均表面张力的计算液相平均表面张力计算依据公式计算。查文献3苯和甲苯在不同温度下的表面张力见附录表4。利用内插法计算出tw，tf，td下苯和甲苯的表面张力。td=80.58，dlm=21.27mn/mtf=93.94，flm=20.32mn/mtw=110.11，wlm=18.40 mn/m精馏段液相的平均张力lm1=（21.27+20.32）/2=20.80 mn/m提馏段液相的平均张力lm2=（18.40+20.32）/2=19.36 mn/m3.8体积流量的计算(1)精馏段液、气相的

19、体积流量液相的体积流量气相的体积流量(2)提馏段液、气相的体积流量液相的体积流量气相的体积流量4.精馏塔工艺尺寸的计算4.1塔径的计算(1)精馏段塔径的计算查文献2表5-5选取板间距ht=0.45m，常压塔清液层高度取hl=0.06m，故ht-hl=0.39m。气液两相流动参数。查文献2中smith关联图，c20=0.086。精馏段液相平均张力lm1=20.80 mn/m。校正得到的气体负荷因子c液泛气速uf选取泛点率为0.7。设计速度u塔径d按标准塔径圆整到d=1.4m。实际空塔气速为(2)提馏段塔径的计算查文献2选取板间距ht=0.45m，常压塔清液层高度取hl=0.06m，故htm-hl

20、=0.39m。气液两相流动参数。查文献2中smith关联图，c20=0.084。提馏段液相平均张力lm2=19.36 mn/m。校正得到的气体负荷因子c液泛气速uf选取泛点率为0.7。设计速度u塔径d按标准塔径圆整到d=1.4m。实际空塔气速为4.2塔高的计算查文献3塔的总高度由有效传质高度、底部和顶部空间高度及裙座构成，这里的塔高是指有效传质高度。若全塔的板间距是一致的，可以按照下式计算板式塔的有传质效高度z=(n-1)ht=(25-1)0.45m=10.8m设釜液在釜内停留时间20min，釜液的高度z=1.4m将进料板间距增大到700mm，人孔所在的板间距增至800mm，此外再考虑塔顶端及

21、釜液上方的气液分离空间高度均取1.5m，裙座取3m。则塔总高h=12.9m5.塔板主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置的设计查文献2塔径d=1.4m,溢流装置适合选取单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平直溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：(1)溢流堰长 lw=0.70d=0.98m(2)出口堰高 hw=hl-how堰上方液头高度how可由下式计算式中溢流收缩系数e可近似取为1。对于精馏段：how=0.014m。所以出口堰高：hw=hl-how=0.06-0.014m=0.046m对于提馏段：how=0.020m。所以出口堰高：hw=hl-how=0.06-0.020m=0.040m(3)堰宽与弓形降

22、液管的面积由lw/d=0.70，查文献5图可知bd/d=0.149，ad/at=0.085。即:堰宽 bd=0.179mm降液管面积 ad=0.096m2(4)降液管底隙高度查文献3选取弓形降液管底隙高度hb=0.025m(5)液体在降液管内的停留时间查文献2，用以下公式计算液体在降液管内的停留时间则精馏段=14.4s，提馏段=8.6s。停留时间大于3s符合要求。5.2浮阀数及排列方式查文献2，选取安定区宽度bs=bs=0.08m，边缘区宽度bc=0.06m.选取f1型浮阀，重阀，阀孔直径d0=0.039m。初选阀孔动能因子f0=10.计算阀孔气速精馏段浮阀个数 有效传质面积式中所以 aa=0

23、.988m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取t=0.075m，则排间距由于本设计中采用的是分块式塔板, 各分块的支撑与焊接要占去一部分开孔区面积, 所以小于计算值较好, 这里取0.080m根据作塔板布置图得实际安排浮阀个数n=155。按n=155重新核算孔速和阀孔动能因子阀孔动能因子变化不大，仍满足要求。塔板开孔率塔板开孔率也满足要求。提馏段浮阀个数 提馏段按精馏段塔板浮阀排列设计也是合理的。6.浮阀塔板流动性能的核算6.1 液沫夹带量的校核为控制液沫夹带量ev过大，应使泛点f10.80.85。浮阀塔板泛点率由下式计算:式中zl=d-2bd=1.4-20.179=1.042 ma

24、b=at-2ad=1.539-20.096=1.347m2查文献1泛点负荷图cf=0.127，k=1.0。精馏段提馏段所得泛点率f1低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。6.2 塔板阻力的计算精馏段(1)干板阻力h0临界孔速 u0因阀孔气速u0大于其临界阀孔气速uoc，故应在浮阀全开状态计算干板阻力。(2)塔板充气液层阻力h1h1=hl=0.5 hl=0.50.06=0.03m(3)克服表面张力阻力h由以上三项阻力之和求得塔板阻力hfhf= h0+ h1+h=0.036+0.03+0.00027=0.06627m即单板压降pp=lg hf=803.19.80.06627=521.57pa单板压

25、降小于0.7kpa，符合要求。提馏段(1)干板阻力h0临界孔速 hd,故不会发生液管液泛。提馏段降液管中清液高度hdhd=hw+how+hf+hd式中忽略不计，则hd=hw+how+hf+hd=0.040+0.020+0.06526+0.00995=0.135m取=0.5hd= hd /=0.135/0.5=0.270m而ht+hw=0.45+0.040=0.490 hd,故不会发生液管液泛。6.4严重漏液校核精馏段当阀孔的动能因子f0低于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速u0可取f0=5的相应孔流气速稳定系数k故不会发生严重漏液。精馏段当阀孔的动能因子f0低于5时将会发生严重漏液，故漏液点

26、的孔速u0可取f0=5的相应孔流气速稳定系数k故不会发生严重漏液。7.塔板负荷性能图7.1特性曲线的绘制1.过量液沫夹带线关系式对于一般塔径，取f1=0.8，则精馏段整理得vh=8220-23.62lh 式为精馏段过量液沫夹带线关系式。提馏段整理得vh=7588-21.8lh 式为提馏段过量液沫夹带线关系式2.液相下限线关系式对于平直堰，其堰上液头高度how必须大于0.006m。取how=0.006m，即可确定液相流量下限线。取e=1.0，代入lw，求得lh=3.89m3/h 式为液相下限关系式。3.严重漏液线关系式 因动能因子f05时，会发生严重漏液，故取f0=5，计算气相流量vsh所以vs

27、h=1932m3/h 式是严重漏液线。4.液相上限线关系式=5s降液的最大流量为lh=3600adht/5=36000.0960.45/5=31.1m3/hlh=31.1m3/h 式为液相上限线。5.降液管液泛关系式当塔降液管内泡沫层上升至上一层塔板时，即发生了降液管的液泛。根据降液管液泛的条件，得出以下降液管液泛关系式整理得由以上关系式确定塔板负荷性能图，见附录图1和图2。7.2塔的操作弹性在塔的操作液气比下，作出操作线op（操作点与坐标原点的连线），操作线op与负荷性能图交点的气相负荷与之比，称为操作弹性。 =1.58 m3/s,0.46 m3/s 在34范围内。设计塔板时，应适当调整塔板

28、结构参数，使操作点在图中位置适中，以提高塔的操作弹性。8.精馏塔接管尺寸的计算8.1进料管线管径进料流量f=7000/791.3/3600=0.0025 m3/s选择原料流速 u=1.5m/s管线直径。8.2回流管线管径回流流量l=0.0010m3/s选择原料流速u=1.5m/s管线直径8.3釜底出口管线管径进料流量w=0.0015m3/s选择原料流速 u=1.5m/s管线直径设计结果概览浮阀塔的工艺设计计算结果汇总表项目内容数值或说明备注塔径 d/m1.40 板间距ht/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板（四块）空塔气速u/(m/s)0.853堰长(lw)0.98板上液层高度hw/

29、m0.06降液管底隙高度h0/m0.036浮阀数n/个155等腰三角形叉排阀孔气速u0/(m/s)5.99临界阀孔气速u0c(m/s)5.49阀孔动能因子f010.3孔心距t/m0.075同一横排的孔心距排间距h/m0.065相邻两横排中心线距离单板压降p/pa700液体在降液管内停留时间/s14.4降液管内清液层高度hd/m0.126泛点率(%)52.1气相负荷上限vsmax/(m3/s)1.58雾沫夹带控制气相负荷下限vsmin/(m3/s)0.46漏液控制操作弹性3.43结束语经过这段时间的查阅文献、计算数据和上机敲电子版，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。课程设计是对以往学过的知识