第15组(浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计)

1、 2008级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书 题 目：浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计姓 名：班级学号：指导老师：同组学生姓名：完成时间：2012年5月11日24化工原理课程设计评分细则评审单元评审要素评审内涵评审等级检查方法指导老师评分检阅老师评分设计说明书35%格式规范是否符合规定的格式要求5-44-33-22-1格式标准内容完整设计任务书、评分标准、主要设备计算、作图、后记、参考文献、小组成员及承担任务10-88-66-44-1设计任务书设计方案方案是否合理及是否有创新10-88-66-44-1计算记录工艺计算过 程计算过程是否正确、完整和规范10-88-66-44-1计算记

2、录设计图纸30%图面布置 图纸幅面、比例、标题栏、明细栏是否规范10-88-66-44-1图面布置标准标注文字、符号、代号标注是否清晰、正确10-88-66-44-1标注标准与设计吻合图纸设备规格与计算结果是否吻合10-88-66-44-1比较图纸与说明书平时成绩20%出勤计算、上机、手工制图10-88-66-44-1现场考察卫生与纪律设计室是否整洁、卫生、文明10-88-66-44-1答辩成绩15%内容表述答辩表述是否清楚5-44-33-22-1现场考察内容是否全面5-44-33-22-1回答问题回答问题是否正确5-44-33-22-1总 分综合成绩 成绩等级 指导老师 评阅老师 （签名）

3、（签名） 年 月 日 年 月 日 说明：评定成绩分为优秀(90-100),良好(80-89)，中等(70-79)，及格(60-69)和不及格(<60) 设计目录1.设计任务书.41.1设计题目. .41.2工艺条件. . . . . .41.3 设计内容.42、全塔设计内容. .42.1 工艺流程. .42.2全塔物料衡算. .52.3塔板数的确定. .63、精馏段设计 3.1设计条件. .63.2精馏段的汽液负荷计算.73.3精馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算.83.4精馏段塔板流动性能校核. . .93.5精馏段塔板负荷性能图. .114、提馏段设计4.1设计条件. . . .14

4、4.2提馏段的汽液负荷计算. .164.3提馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算. .164.4提馏段的塔高.184.5提馏段塔板流动性能校核. . . . .184.6提馏段塔板负荷性能图. . . . . . . .195、主要附属设备设计计算与选型5.1确定流体流动空间. . . . . .215.2计算流体的定性温度，确定流体的物性数据. .215.3计算热负荷. . . . . . .215.4计算有效平均温度差. . . . . . .225.5选取经验传热系数K值. .225.6估算换热面积. .225.7初选换热器规格. . . . . .226、参考文献. . .237、后记.

5、 . .241、设计任务书1.1 设计题目：浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计1.2 设计工艺条件 生产能力：60000吨/年（料液） 年工作日：300天 原料组成：45.87%苯，54.13氯苯（质量分率，下同） 产品组成：溜出液 97%苯。釜液2%苯 操作压力：塔顶压强为3KPa（表压） 进料温度：泡点 单板压降：0.7KPa 进料状况：泡点 加热方式：间接蒸汽加热 回流比： 自选 1.3 设计内容2、 全塔设计内容 2.1工艺流程 苯-氯苯混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸

6、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，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用再沸器加热。塔底产品经冷却后送入贮槽。 2.2全塔物料衡算 2.2.1料液及塔顶、底产品中苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.56kgkmol。 2.2.2平均摩尔质量 2.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率一年以7200ha计，有：根据苯-氯苯物系的特点，本设计采用低压蒸汽直接加热，加热蒸汽质量流率设为G，kg

7、h，摩尔流率设为G，kmolh，全塔物料衡算： 2.3、塔板数的确2.3.1理论塔板数的求取（1）苯-氯苯相平衡数据表2-1 相关数据计算温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710本设计中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。（2）确定操作的回流比R将表中数据2-1作

8、图得曲线及曲线，见下图确定最小回流比Rm。在xy图上，因q=1，查得 固有：操作回流比R。取操作的回流比为最小回流比的2倍，即： 图2-1苯、氯苯的y-x图及图解理论板 图2-2苯、氯苯的图 （3）求取理论塔板数精馏段操作线图解得：精馏段理论塔板数为3块 提馏段理论塔板数为6块第四块板为加料版Nt=10-1=9块2.3.2实际塔板数（1）全塔效率选用公式计算。塔的平均温度为(80+131.8)2106(取塔顶、底的算术平均值)，在此平均温度下查化工原理附录得：，（2）实际塔板数（近似取两段效率相同）精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块(不包括塔釜)。3、精馏段设计3.1设计条件3.1.1

9、平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：平均压强3.1.2平均温度查苯-氯苯温度组成图2-2得：塔顶为80，加料板为95。3.1.3平均分子量塔顶： ，加料板：，精馏段：3.1.4平均密度（1）液相平均密度为方便计算，将查阅得到的苯和氯苯的密度与表面张力列于表3-1,3-2表3-1 组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯10391028101810089979853-2 组分的表面张力（mN/m）温度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.

10、722.722.221.620.4塔顶：查80下苯和氯苯的密度分别为817.0kgm3和1039.1 kgm3。进料板：查95下苯和氯苯的密度分别为799.213 kgm3和1023.159 kgm3。精馏段：（2）汽相平均密度3.1.5液体的平均表面张力塔顶：查表3-2得；（95） mN/m进料板： 精馏段：3.1.6液体的平均黏度查得在80和95下苯和氯苯的黏度分别为：，（80），（95）按加权求取平均黏度塔顶：加料板：精馏段：3.2、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量冷凝器的热负荷：查80下苯和氯苯的汽化潜热分别为393.9k

11、J/kg和325kJ/kg。平均汽化潜热按质量分率加权有3.3、精馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算3.3.1塔径（1）初选塔板间距及板上液层高度，则：（2）按Smith法求取允许的空塔气速(即泛点气速)查Smith通用关联图(化工原理课程设计5-40）得负荷因子泛点气速：（3）操作气速取（4）精馏段的塔径考虑到浮阀布置和检修方便，圆整取，此时的操作气速。3.3.2精馏段塔板工艺结构尺寸的设计与计算1溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。(1)溢流堰长(出口堰长)取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。(2)出口堰高对平直堰由及，查图（化工原理课程

12、设计5-30）得，于是：（满足要求）(3)降液管的宽度和降液管的面积由，查弓形降液管几何关系图（化工原理课程设计表5-8）得 ，。液体在降液管内的停留时间（满足要求）(4)降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）2塔板布置(1)塔板分块，因DT1600mm，将塔板分作4块安装。(2)边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度：一般为5075mm，DT2m时，可达100mm。安定区宽度：规定m时mm；m时mm；本设计取mm，mm。(3)开孔区面积3浮阀个数及排列取F1型浮阀，其阀孔直径，初取阀孔

13、动能因子，故阀孔的孔速浮阀个数拟定塔板采用碳钢且按等腰三角形叉排，塔板厚度，且mm，mm。作等腰三角形叉排时，按推荐尺寸，此处取。根据初步估算提供的孔心距t75mm、孔数n193个和叉排高度h100mm在塔板上布置浮阀，实得浮阀个数为184个.根据在塔板上布置得到的浮阀个数重新计算塔板的各参数。阀孔气速动能因子（在经验值范围之内）3.3.3精馏段的塔高3.4、精馏段塔板流动性能校核3.4.1塔板压降校核1气体通过干板的压降临界孔速因，故应在浮阀全开状态下计算干板压降。2气体通过板上液层的压降3克服表面张力的压降(一般情况下可不考虑)（显然此项很小可忽略）4气体通过筛板的压降(单板压降)和（满足

14、设计要求）3.4.2雾沫夹带量校核板上液流长度Z根据及HT0.50m查图（化工原理课程设计5-37），得。再根据表（化 工 原理课程设计5-13）取K0.85。泛点率小于80%，故不会产生过量的雾沫夹带。3.4.3漏液校核当阀孔的动能因子Fo小于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可按Fo5计算稳定性系数（不会产生过量液漏）3.4.4降液管液泛校核为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度成立，故不会产生降液管液泛。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出更合理的设计，还需重选及，重复上述计算步骤进行优化设计。3.5、精馏段塔板负荷性能图3.5.1过量雾沫夹带线

15、令泛点率，将相关数据代入得整理得到 在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列下表。Ls, m3/s0.00250.0009540.0020.0040.0060.0080.009690.010.0110.0120.0130.0140.015Vs, m3/s1.552.47942.45142.39782.34432.29082.24552.23722.21042.18362.15692.132.1033依据表中数据在图3-1作出雾沫夹带线。3.5.2降液管液泛线(气相负荷上限线)降液管发生液泛的条件为： 在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表。Ls, m3/s0.00250.000

16、9540.0020.0040.0060.0080.009690.010.0110.0120.0130.0140.015Vs, m3/s3.2613.25083.24673.23043.20313.16453.122823.11423.0843.0523.0152.97592.8861依据表中数据在图3-1中作出液泛线。3.5.3漏液线(气相负荷下限线)当动能因子时会产生严重漏液，故取计算漏液点气速，前已算出，故 3.5.4液相负荷下限线取平堰堰上液层高度m，。 依式在图3-1中作出液相负荷下限线。3.5.5液相负荷上限线取得液相最大负荷流量 依式在图3-1中作出液相负荷上限线。3.5.6操作线

17、及操作弹性操作气液比 从该图中可以看出，设计点P处于正常工作区域。操作线的上端首先与雾沫夹带线相交，因此其上限应由雾沫夹带线(而不是气相负荷上限线)所控制，操作线的下端与漏液线和液相负荷下限线的交点相交，说明其下限由二者之一所控制。即当液相流量增大(或是气相流量减小)时，操作气液比减小，操作线斜率下降，其下端首先与漏液线相交，下限由漏液线控制；反之，当液相流量减小(或是气相负荷增大)时，操作线斜率上升，操作线下端首先与液相负荷下限线相交，其下限改由液相负荷下限线控制)。本设计中塔的操作弹性为操作弹性 图 3-1 精馏段塔板负荷性能图4、提馏段设计4.1设计条件4.1.1平均压强取每层塔板压降为

18、0.7kPa计算。加料板：塔底： PW=104.3+18×0.7=116.2KPa平均压强4.1.2平均温度查苯-氯苯温度组成图2-2得：塔底为128，加料板为95。4.1.3平均分子量加料板：，塔底： yw=0.07 xw=0.029MVW,m=0.07×78.11+(1-0.07)112.56=110.195MLW,m=0.029×78.11+(1-0.029)×112.56=111.6095提馏段：4.1.4平均密度1液相平均密度塔底：查128下苯和氯苯的密度分别为759.980kgm3和987.99kgm3。进料板：查95下苯和氯苯的密度分别为7

19、99.213 kgm3和1023.159 kgm3。提馏段：2汽相平均密度4.1.5液体的平均表面张力塔底：；进料板:提馏段：4.1.6液体的平均黏度按加权求取平均黏度塔底：加料板：提馏段：4.2、提馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量4.3、提馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算4.3.1塔径1初选塔板间距及板上液层高度，则：2按Smith法求取允许的空塔气速(即泛点气速)查Smith通用关联图（化工原理课程设计5-40）得负荷因子泛点气速：3操作气速取4提馏段的塔径考虑到浮阀布置和检修方便，圆整取，此时的操作气速。4.3.2提馏段塔板

20、工艺结构尺寸的设计与计算1溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。(1)溢流堰长(出口堰长)取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。(2)出口堰高对平直堰由及，查图（化工原理课程设计5-30）得，（满足要求）(3)降液管的宽度和降液管的面积由，查弓形降液管几何关系图得，即：，。液体在降液管内的停留时间（满足要求）(4)降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）2塔板布置(1)塔板分块，因DT1600mm，将塔板分作4块安装。(2)边缘区宽度与

21、安定区宽度边缘区宽度：一般为507mm，DT2m时，可达100mm。安定区宽度：规定m时mm；m时mm；本设计取mm，mm。(3)开孔区面积3浮阀个数n及排列取F1型浮阀，其阀孔直径，初取阀孔动能因子，故阀孔的孔速浮阀个数拟定塔板采用碳钢且按等腰三角形叉排，塔板厚度，且mm，mm。作等腰三角形叉排时，按推荐尺寸，此处取。根据初步估算提供的孔心距t75mm、孔数n180个和叉排高度h0.1m在塔板上布置浮阀，实得浮阀个数为184个。根据在塔板上布置得到的浮阀个数重新计算塔板的各参数。阀孔气速动能因子（在经验值范围之内）4.4提馏段的塔高4.5、提馏段塔板流动性能校核4.5.1塔板压降校核1气体通

22、过干板的压降临界孔速因，故应在浮阀全开状态下计算干板压降。2气体通过板上液层的压降3克服表面张力的压降(一般情况下可不考虑)（显然此项很小可忽略）4气体通过筛板的压降(单板压降)和（满足设计要求）4.5.2雾沫夹带量校核板上液流长度Z根据及HT0.50m查图（化工原理课程设计5-37），得。再根据表(化工原理课程设计5-13)取K0.85。泛点率小于80%，故不会产生过量的雾沫夹带。4.5.3漏液校核当阀孔的动能因子Fo小于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可按Fo5计算稳定性系数（不会产生过量液漏）4.5.4降液管液泛校核为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度成立，故不会产生降液管

23、液泛。4.6、提馏段塔板负荷性能图4.6.1过量雾沫夹带线令泛点率，得整理得到 4.6.2降液管液泛线(气相负荷上限线)降液管发生液泛的条件为： 4.6.3漏液线(气相负荷下限线)当动能因子时会产生严重漏液，故取计算漏液点气速，前已算出，故 4.6.4液相负荷下限线取平堰堰上液层高度m，。 依式在图4-1中作出液相负荷下限线。4.6.5液相负荷上限线取得液相最大负荷流量 依式在图4-1中作出液相负荷上限线。4.6.6操作线及操作弹性操作气液比 图 4-1 提馏段塔板负荷性能图操作弹性=5、主要附属设备设计计算与选型塔顶冷凝器5.1确定流体流动空间冷却水走管程，苯走壳程，有利于苯的散热和冷凝。5

24、.2计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 冷却水的定性温度：入口温度为，出口温度为故选固定管板式换热器两流体在定性温度下的物性数据如下物性流体温度密度kg/m3粘度mPa·s比热容kJ/(kg·)导热系数W/(m·)苯806770.311.9420.127井水27.5993.70.7174.1740.6275.3.计算热负荷冷却水用量5.4计算有效平均温度差逆流温差5.5.选取经验传热系数K值根据管程走井水，壳程走苯，总传热系数，现暂取。5.6.估算换热面积5.7.初选换热器规格初步选定换热器，具体参数如下：固定管板式，换热管为19mm的换热器公称直径D600m

25、m公称换热面积S151.4m2管程数Np.1管数n.430管长L.6m浮阀塔精馏工艺设计计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段平均压力PmkPa106.5112.35平均温度tm87.5111.5平均流量气相Vsm3/s1.551.278液相Lsm3/s0.002570.00735实际塔板数NP块612板间距HTm0.50.5塔的有效高度Zm2.55.5塔径Dm1.61.6空塔气速um/s0.7710.6359塔板液流型式单流型单流型溢流型式溢流管型式弓形弓形堰长Lwm1.121.12堰高hwm0.0460.036溢流堰宽度Wdm0.2270.227底隙高度hom0.02790.082板上清夜层高度hLm0.0600.06孔径domm3939孔间距tmm7575浮阀孔数n个184184开孔面积A0m21.351.35筛孔气速uom/s7.055.82塔板压降hfKPa0.07610.06529液体在降液管中停留时间s3612降液管内清液层高度Hdm0.13710.1263负荷上限液泛控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷Vs,maxm3/s2.402.10气相最小负荷Vs,minm3/s0.64580.6458操作弹性3.663.206、参考文献1.大连理工大学化工原理教研室编化工原理课程设计,大连理工大学出版社,19942.国家医药管理局上海医药设计