浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计

1、 2012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：邓迎利班级学号：1208101-16指导老师：王锋同组学生姓名：肖慧 陶瑞 刘孟超完成时间：2014年12月19日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

2、确、完整和规范10-88-66-44-1计算记录设计图纸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

3、成绩 成绩等级 指导老师 评阅老师 （签名） （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)目录1、 设计任务书-(3) 2、 主要设备设计计算和说明-(5)1. 课程设计的目的-(5)2. 课程设计题目描述和要求-(5)3. 课程设计报告内容-(5)3.1流程示意图-(5)3.2流程和方案的说明及论证-(6)3.2.1流程的说明-(6)3.2.2方案的说明和论证-(6)3.2.3设计方案的确定-(7)4. 精馏塔的工艺计算-(8)4.1精馏塔的物料衡算-(8)4.2分段物料衡算 -(

4、8)4.3理论塔板数NT的计算-(9)4.4实际塔板数的计算 -(10)4.5工艺条件及物性数据计算-(10)4.5.1操作压强Pm-(10)4.5.2操作温度tm-(11)4.5.3平均摩尔质量Mm-(11)4.5.4平均密度m-(11)4.5.4.1 液相密度lm-(11)4.5.4.2 气相密度m-(12)4.6 液体表面张力m-(12)4.7精馏段气液负荷计算-(12)4.8 塔和塔板主要工艺尺寸计算-(12)4.8.1塔径- (12)4.8.2溢流装置（设有进口堰）-(14)4.8.3 降液管的宽度Wd与降液管的面积Af-(14)4.8.4降液管底隙高度h0-(15)4.8.5塔板布

5、置及浮阀数目与排列-(16)4.9 塔板流体力学计算-(17)4.9.1气体通过塔板的压强降相当的液柱高度-(17)4.9.2 淹塔-(17)4.9.3雾沫夹带-(18)4.10塔板负荷性能图-(18)4.11 辅助设备-冷凝器的选取-(21)3、 工艺设计计算结果汇总表-(21)4、 参考文献-(24)5、 后记-(25)一、设计任务书1 设计题目 浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计2 工艺条件 生产能力:40000吨/年（料液） 年工作日：300天 原料组成：35%乙醇，65%水（质量分率，下同） 产品组成：馏出液 94%乙醇，釜液 0.2%乙醇 操作压强：塔顶压强为常压 进料温度：泡点

6、 进料状况：泡点 加热方式：直接蒸汽加热 回流比：自选3 设计内容 (1)确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 (2)工艺参数的确定 基础数据的查找及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。 (3)主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 (4) 流体力学计算 流体力学验算，操作符合性能图及操作弹性等。 (5) 主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算;流程计算及选型。4 设计结果总汇5 主要符号说明6 参考文献 二、主要设备设计计算和说明1.课程设计的目的 化工原理课程设计是

7、以个综合性和实践性较强的教学环节,也是培养学生独立工作的有益实践,更是理论联系实际的有效手段.通过课程设计达到如下目的: 巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化; 培养学生计算技能及应用所学理论知识部分分析问题和解决问题的能力； 熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法； 学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图； 训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力； 通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力； 学会编写设计说明书。2. 课程设计题目描述和要求 本设计采用连续操作方式。设计一板式塔，板空上安装浮阀，

8、具体工艺参数如下： 生产能力:40000吨/年（料液） 年工作日：300天 原料组成：35%乙醇，65%水（质量分率，下同） 产品组成：馏出液 94%乙醇，釜液 0.2%乙醇 操作压强：塔顶压强为常压 进料温度：泡点 进料状况：泡点 加热方式：间接蒸汽加热 回流比：R=3.9963.课程设计报告内容 3.1流程示意图 冷凝塔塔顶产品冷却器乙醇的储罐 回流 原料原料罐原料预热器精馏塔 塔釜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进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过进入原料预热器，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

9、了泡点，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，部分进入到塔顶产品冷凝器中，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。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，完成苯和甲苯的分离。 3.2.2方案的说明和论证 浮阀塔之所以广泛应用,是由于它具有下列特点: 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2040，与筛板塔接近。 操作弹性大，由于

10、阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此位置正常的操作而允许符合波动范围比筛板塔、泡罩塔都大。 塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故汽液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 气体压降及液面落差小，因汽液流过浮阀塔板时阻力较小，是气体压降及液面落差比泡罩塔小。 塔的造价低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的5080，但是比筛板塔高2030。 浮阀塔盘的操作原理和发展浮阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔的排列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。蒸汽自阀孔上升，顶开阀片，穿过环

11、形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。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。 3.2.3设计方案的确定 操作压力：精馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计苯和甲苯为一

12、般物料，因此，采用常压操作。 进料状况进料状况有五种：过冷液，饱和液，汽液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也较方便。本次设计采用泡点进料，即q=1。 加热方式精馏釜的加热方式一般采用间接加热方式。 冷却方式塔顶的冷却方式通常用水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低，可考虑用冷却盐水来冷却。 热能利用精馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上述设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用

13、常压操作，泡点进料，直接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。4. 精馏塔的工艺计算 4.1 精馏塔的物料衡算 根据工艺的操作条件可知：料液流量 F=152.6Kmol/h料液含苯摩尔分数Xf =塔顶产品含苯摩尔分数为 xD=0.9744塔底产品含苯摩尔分数为XW =0.0235 由公式：F=D+W 代入数值解方程组得： 塔顶产品(馏出液)流量 D=60.86 Kmol/h； 塔底产品(釜液)流量 W=81.7Kmol/h 4.2分段物料衡算 lgPa*= 安托尼方程 安托尼方程 泡点方程 根据xa从化工原理书中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

14、=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=99.0是进料口的温度，t=81.9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。 （t=80.1） 所以平衡方程为最小回流比 Rmin 为 所以 R=1.45Rmin2.00所以精馏段液相摩尔流量 L(Kmol/h)RD260.86=121.7kmol/h精

15、馏段气相摩尔流量 V(Kmol/h)(R+1)D360.86=202.4 kmol/h所以，精馏段操作线方程 =0.667xn+0.325因为泡点进料，所以进料热状态 q=1 所以，提馏段液相摩尔流量 L'(kmol/h)L+qF 提馏段气相摩尔流量 V'(kmol/h)V-(1-q)F 所以，提馏段操作线方程 4.3 理论塔板数NT的计算（1） 由精馏段和提馏段操作线方程按常规作图1（见下页） 图 1 理论塔板数 图解得NT=（15.5-1）层 ，其中精馏段理论板数为7层，提留段理论板数为7.5层 第8层为加料板。 4.4实际塔板数的计算 可查得：苯在泡点时的黏度a(mPa.

16、s)0.267， 甲苯在泡点是的黏度b(mPa.s)0.275， 所以：平均黏度av(mPa.s)a×xf+b×(1-xf)0.45×0.267+(1-0.45)×0.275=0.271 所以：总板效率 ET=0.17-0.616lg0.2710.52 实际精馏段塔板数为 Ne1=7/0.52=13.4 (14块) 实际提馏段塔板数为 Ne2=7.5/0.52=14.9 (15块) 实际板数 Ne=14+15=294.5工艺条件及物性数据计算 4.5.1操作压强Pm塔顶压强PD=4+101.3=105.3kpa,取每层塔板的压强降为p=0.5kpa,则进

17、料压强PF=105.3+14×0.5=112.3KPa平均操作压强Pm=108.8kpa4.5.2操作温度tm根据操作压强，依下式试差计算操作温度：P=P0AxA+P0BxB试差计算结果tD=81.90C,进料板tF=99.00C,则精馏段平均温度 4.5.3平均摩尔质量Mm塔顶 xD=y1=0.974 x1=0.939 MVDm=0.974*78.11+(1-0.974)*92.13=78.47kg/kmol MLDm=0.936P78.11+(1-0.939)*92.13=78. 97kg/kmol进料板 yF=0.638 xF=0.419 MVFm=o.638*78.11+(1

18、-0.638)*92.13=83.19kg/kmol MLFm=0.419*78.11+(1-0.419)*92.13=86.26kg/mol则精馏段平均摩尔质量: 4.5.4平均密度m 4.5.4.1液相密度lm依下式 1/lm=aA/LA+aB/LB (a为质量分数）塔顶 LmD=813.01kg/m3 进料板，由加料板液相组成，xA=0.419 LmF=792.17 精馏段平均液相密度4.5.4.2 气相密度mV4.6 液体表面张力m精馏段平均表面张力为：4.7精馏段气液负荷计算V=（R+1)D= （2+1）*60.86=202.4kmol/hL=RD=2*60.86=121.72kmo

19、l/hLh=12.528m3/h4.8 塔和塔板主要工艺尺寸计算 4.8.1 塔径D塔径HT/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT/mm200300250350300450350600400600表 1 塔径与塔板距关系表 据上表可知：初选板间距HT=0.50m，取板上液层高度hL=0.08m故 HThL=0.500.08=0.42m 查下图 2 得C20=0.072 图 2 史密斯关联图 取安全系数为0.7，则所以塔径取1.4m，空塔气速为1.014m/s4.8.2 溢流装置lW 取堰长lW为0.7D，即 lW=0.7*1.4=0.98m4.8.3 出口堰

20、高hW hw=hL-hOW 由lw/D=0.7/1.4=0.5,Lh/lW2.5=12.528/0.72.5=30.56m,查下图 3得，E=1.076图 3 液流收缩系数计算图则 4.8.3 降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由lw/D=0.7/1.4=0.5，查下图 3 得，Wd/D=0.067,Af/AT=0.033,图 3 弓形降液管的宽度与面积则计算液体在降液管中停留时间以检验液管面积，即（大与5s符合要求）4.8.4降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速u0=0.08m/s,计算降液管底隙高度h0即 4.8.5塔板布置及浮阀数目与排列本设计塔径，采用分块式塔板，以便通过人孔装

21、拆塔板。以精馏段为例（提留段略）取阀孔动能因子，则孔速为： 每层塔板上浮阀数目为：块（采用型浮阀）取边缘区宽度，破沫区宽度计算塔板上的鼓泡区面积，即： (2-63)其中 (2-64)取孔心距t=75mm,t=0.77mm取排心距及t、=75mm采用等腰三角形叉排，绘制排列图的浮阀数N=177功能因数：，在适宜范围内塔板开孔率4.9 塔板流体力学计算（以精馏段为例，提留段略） 4.9.1气体通过塔板的压强降相当的液柱高度 可根据计算 （1）干板阻力 因为，故 (2)板上充气液层阻力 取， (3)液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： 4.9.2

22、淹塔为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度，即 (1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度： (2)液体通过降液管的压头损失： (3)板上液层高度：，则取，已选定， 则。可见，所以符合防止淹塔的要求。4.9.3雾沫夹带泛点率 泛点率 板上液体流经长度： 板上液流面积： 查物性系数，泛点负荷系数图泛点率泛点率对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足的要求。4.10 塔板负荷性能图（1）雾沫夹带线泛点率据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率计算：整理得：，即 由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，算出（见表2）。精馏段0.00

23、20.012.6852.481表 2 雾沫夹带数值（2）液泛线 由此确定液泛线，忽略式中 而整理得： 在操作范围内，任取若干个值，算出相应的值（见表 3）：精馏段0.0018.1700.0037.140.0046.160.0075.09表 3 液泛线数据（3）液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于，液体降液管内停留时间，以作为液体在降液管内停留时间的下限，则：（4）漏液线对于型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准。 （5）液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 取，则 由以上作出塔板负荷性能图，由图 4 看出： 图 4

24、 塔板负荷性能图(1)在任务规定的气液负荷下的操作点处在适宜操作区内的适中位置；(2)塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制；(3)按固定的液气比，由图可查出：塔板的气相负荷上限气相负荷下限所以：操作弹性4.11 辅助设备-冷凝器的选取(1) 基本物性数据的查取 苯的定性温度=0C 查得苯在定性温度下的物性数据：h=828.6 kg/, , ,根据设计经验，选择冷却水的温度升为8，则水的出口温度为水的定性温度= 查得水在定性温度下的物理特性数据c=992.3kg/m3,cpc=4.174kJ/(kg· 0c)，c=0.633w/(m·0c),c=0.67&

25、#215;10-3Pa·s (2) 热负荷计算 冷却水耗量 (3) 确定流体的流经 该设计任务的热流体为苯，冷流体为水，为使苯通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，令苯走壳程，水走管程。 (4) 计算平均温度按单壳程，双管程考虑，先求逆流时平均温度差苯 81.955冷却水 4335 t 38.9 20计算R和P选K值。估算传热面积参照附录，取K=450W/(m2·c)(5) 选热换器型号 由于流体温度<500C,可选用固定管板式热换器。由固定管板式热换器的系类标准，选热换器型号为:FLb 500-65-25-4主要参数如下：外壳直径：400mm 公称压力：1.6Mpa

26、 公称面积：5.6m2管子尺寸：§25mm×2.5mm 管子数：30 管长：3000mm管中心距：32mm 管程数Np：2 管子排列方式：正三角形管程流通面积：0.016m2实际换热面积采用此换热面积的换热器，要求过程的总传热系数为：三、工艺设计计算结果汇总表浮阀塔工艺设计计算结果汇总表项目符号单位精馏段数据及备注提馏段数据及备注塔径Dm1.4（略）板间距m0.5塔板类型单溢流弓形降液管分块式空塔气速um/s1.06堰长m0.98堰高m0.06板上液层高度m0.08降液管底隙高m0.0353浮阀数N177（略）阀孔气速m/s7.035浮阀动能因子12孔心距tm0.075排间距m0.080单板压降Pa592.9降液管内清液高度m0.1569泛点率%58