化工原理课程设计 苯和甲苯体系浮阀精馏塔的设计

1、 南京工业大学化工原理课程设计设计题目 苯和甲苯体系浮阀精馏塔的设计 学生姓名 张志琪 班级、学号 浦化工0909 指导教师姓名 冯晖 李卫星 课程设计时间2011年12月19日-2011年12月31日 课程设计成绩百分制 权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字 化学化工学院课程名称 化工原理课程设计 设计题目 苯和甲苯体系浮阀精馏塔的设计 学生姓名 张志琪 专业 化学工程与工艺 班级学号 P1001090919 设计日期 2011 年 12 月 19 日至 2011 年 12 月 3

2、1日设计条件及任务：进料流量 ：F=230 kmol/h 进料组成 ：ZF=0.3（摩尔分率） 进料热状态 ：冷液进料（tF=15.7）设计体系： 苯和甲苯二元体系设计条件: 塔顶组成XD99% 塔底组成XW0.1% 指导教师 冯晖 李卫星 2011 年 12 月 31 日 前 言化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一，化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取、增湿、减湿等单元操作中，精馏操作是最基本的单元操作之一，它是根据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的。 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比

3、，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的特点：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

4、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。本次设计就是针对苯-甲苯体系，而进行的常压浮阀精馏塔的设计及其辅助设备的选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。 2011年12月 目 录第1章 概述 u 1.1 塔设备概

5、述 (6)u 1.2 化工生产对塔设备的要求 (6)u 1.3 塔设备的选用 (7)u 1.4 浮阀塔的优点 (7)第二章 总体设计方案u 2.1 操作压强的选择 (8)u 2.2 物料的进料状态 (8)u 2.3 塔釜的加热方式 (8)u 2.4 回流方式 (8)第3章 精馏工艺流程图 (9)第4章 理论板数的确定 (10)u 4.1物料衡算 (10)u 4.2 物系相平衡数据 (10)u 4.3 q值的计算 (10)u 4.4 回流比的确定 (11) 4.4.1 值的确定 (11) 4.4.2 e点的确定 (11) 4.4.3 最小回流比Rmin的确定 (11) 4.4.4 操作回流比Ro

6、pt的确定 (12)u 4.5 理论板数的确定 (12) 4.5.1 精馏段与提留段的汽液相流率 (12) 4.5.2 精馏段与提留段方程的确定 (12) 4.5.3 逐板计算法计算理论板数 (12)u 4.6 实际板数的确定 (14) 4.6.1 全塔效率ET的计算 (14) 4.6.2 实际板数的确定 (14)第五章 塔体主要工艺尺寸的设计计算 (14)u 5.1 塔体设计所需的有关物性数据计算 (14)u 5.2 精馏段塔径塔板的设计计算 (18) 5.2.1 塔板参数的计算和选择 (18) 5.2.2 流体力学校验 (23) 5.2.3 负荷性能图 (26)u 5.3 精馏段塔径塔板的

7、设计计算 (28) 5.3.1 塔板参数的计算和选择 (28) 5.3.2 流体力学校验 (33) 5.3.3 负荷性能图及操作弹性计算 (37)u 5.4 塔体主要工艺尺寸的汇总 (39)第六章 辅助设备设计 (41)u 6.1 塔顶全凝器的计算与选型 (41)u 6.2 塔底再沸器的计算与选型 (45) 6.2.1 塔底再沸器的介绍 (45) 6.2.2 塔底再沸器的设计 (47)u 6.3 其他辅助设备的计算与选型 (48) 6.3.1 各类接管的计算与选型 (48) 6.3.2 泵的计算与选型 (51)第7章 结论 (54)u 7.1 设计感想 ( 54)u 7.2 致谢 (55)u

8、7.3 参考文献 (55)第1章 概述1.1 塔设备概述塔设备是化学工业，石油工业，石油化工等生产中最重要的设备之一。它可以使气（汽）液液两相之间进行充分接触，达到相际接触传热及传质的目的。在塔设备中能进行的单元操作有：精馏，吸收，解吸，气体的增湿及冷却等。在化工，石油化工及炼油厂中，塔设备的性能对整个装置的产品质量，生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的意义。在化工和石油化工的生装置中，塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.39%左右，炼油和煤化工生产装置占34.85%；它所耗的钢材在各累工艺设备中所占的比例也较多，例如在年产250万吨的常压及减压炼油装置中耗用

9、的钢材重量占62.4%，年产60及120万吨催化裂化装置占48.9%。因此，塔设备的设计和研究，对化工，炼油工业的发展起着重要的作用。1.2 化工生产对塔设备的要求塔设备除了应该满足特定的化工工艺条件（如温度，压力，耐腐蚀）外，为了满足工业生产的需求还应该达到下列要求：1）生产能力大，及气体处理量大。2）高的传质，传热效率，气液有充分的接触空间，接触时间和接触面积。3）操作稳定，操作弹性大，即气液负荷有较大波动时仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作，且塔设备应能长期连续运转。4）流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压降小，以达到节能降低操作费用的要求。5）结构简单可靠，材料耗用量少，制造安装容

10、易，以达到降低设备投资的要求。事实上，任何一个塔设备能同时达到上述的诸项都时非常困难的，因此只能从生产的需求及经济合理的要求出发，抓住主要矛盾进行设计。随着人们对生产能力，提高效率，稳定操作和降低压降的追求，推动着各种新型塔结构的出现和发展。1.3塔设备的类型塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。1.4浮阀塔的优点 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

11、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。 第二章 总体设计方案的确定1.1 操作压强的选择精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。

12、对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。本次分离的苯和甲苯二元体系为一般物系故分离时采用常压操作，操作压力为101.3kpa。1.2 物料的进料状态本次分离任务的进料状态为冷液进料，进料温度，进料浓度，进料流量F=230kmol

13、/h，此进料方式无需预热器加热可减少设备费用且此中加热方式下q值大于1。1.3 塔釜的加热方式本次分离采用任务中，塔底采用再沸器加热，冷流体为塔底液体，热流体为高温蒸汽，此种加热方式属于间接蒸汽加热。1.4 回流方式塔顶回流采用采用安装回流泵方式进行强制回流。第3章 精馏工艺流程图精馏工艺流程图如下图所示 :第四章 理论板数的确定4.1 物料衡算根据工艺的操作条件可知:料液流量 F=230Kmol/h;料液中易挥发组分的质量分数 xF=0.3;塔顶产品摩尔分数 XD=0.99;塔底产品摩尔分数 XW=0.01。 4.2 物系相平衡数据常压下苯甲苯系统txy数据如表16所示。表16 苯甲苯系统t

14、xy数据沸点t/苯摩尔分数/%气相液相110.6000106.10.24090.10222.788186102.20.40920.22772.34920698.60.54120.33572.33333395.20.65160.43712.45726592.10.74280.53022.55842389.40.81520.63122.5771186.80.87260.73352.4868884.40.92610.82782.60734582.30.96330.91652.39071381.20.98210.95732.45363480.2114.3 q值的确定的查数据手册可知，在15.7时，苯的

15、气化潜热为r1=432.5kJ/kg，甲苯的气化潜热为r2=415.75kJ/kg。苯相对分子质量：M1=78kg/kmol；甲苯相对分子质量：M2=92kg/kmol。进料浓度XF=0.3(摩尔分率)，使用内插法可求得其泡点温度tb=98.6，则t平=330.3K，查手册可知此温度下苯和甲苯的平均热容Cp=1.81kJ/(kgK)。混合气化潜热值为:混合热容值为:则故q线方程为4.4 回流比的确定4.4.1 值的确定1=2.79, 2=2.35, 3=2.33,4=2.46,5=2.56,6=2.58,7=2.49, 8=2.61,9=2.39,10=2.45.取平均值=2.5。 所以平衡线

16、方程为： 或 4.4.2 e点的确定联立q线方程和相平衡方程求得e点坐标。 故e点坐标为（Xe=0.38,Ye=0.605）4.4.3 最小回流比Rmin的确定 4.4.4 操作回流比Ropt的确定取Ropt=1.5Rmin=1.51.71=2.564.5 理论板数的确定4.5.1 精馏段与提留段的汽液相流率 L=RD=2.5669.5=177.92 kmol/h V=(R+1)D=(2.56+1)69.5=247.42 kmol/h V=(R+1)D-(1-q)F=(2.56+1)69.5-(1-1.357)230=329.53 kmol/h L=RD+qF=177.92+1.357230=

17、490.03 kmol/h4.5.2 精馏段与提留段方程的确定精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 4.5.3 逐板计算法计算理论板数 精馏段操作方程：Y=0.719X+0.281 （XQ=0.364 , YQ=0.543）1.精馏段理论板数由上而下逐板计算，自X0=0.99开始到Xi首次超过XQ=0.364时止 操作线上的点 平衡线上的点 （X0=0.990, Y1=0.990） （X1=0.975, Y1=0.990) （X1=0.975, Y2=0.982） （X2=0.957, Y2=0.982） （X2=0.957, Y3=0.969） （X3=0.926, Y1=0.969） （

18、X3=0.926, Y4=0.947） （X4=0.877, Y4=0.947） （X4=0.877, Y5=0.911） （X5=0.804, Y5=0.911） （X5=0.804, Y6=0.859） （X6=0.710, Y6=0.859） （X6=0.710, Y7=0.791） （X7=0.603, Y7=0.791） （X7=0.603, Y8=0.714） （X8=0.500, Y8=0.714）（X8=0.500, Y9=0.640） （X9=0.416, Y9=0.640）（X9=0.416, Y10=0.580） （X10=0.356, Y10=0.580） 因为X12

19、时首次出现 X12 XQ 故第10块理论板为加料板，精馏段共有9块理论板。2.提馏段理论板数 已知X10=0.356, 由上而下计算，直到Xi 首次越过Xw=0.001时为止。 平衡关系：X=Y/（2.5-1.5Y） 操作线上的点 平衡线上的点（X10=0.356, Y11=0.529） （X11=0.310, Y11=0.529）（X11=0.310, Y12=0.460） （X12=0.254, Y12=0.460）（X12=0.254, Y13=0.378） （X13=0.195, Y13=0.378）（X13=0.195, Y14=0.290） （X14=0.140, Y14=0.29

20、0）（X14=0.140, Y15=0.208） （X13=0.0925, Y15=0.208）（X15=0.0952, Y16=0.141） （X16=0.0617, Y16=0.141）（X16=0.0617, Y17=0.0913） （X17=0.0386, Y17=0.913）（X17=0.0386, Y18=0.0570） （X18=0.0236, Y18=0.0570）（X18=0.0236, Y19=0.0346） （X19=0.0141, Y19=0.0346）（X19=0.0141, Y20=0.0205） （X20=0.0083, Y20=0.0205）（X20=0.008

21、3, Y21=0.0119） （X21=0.00478, Y21=0.0119）（X21=0.00478, Y22=0.00662） （X22=0.00266, Y22=0.00662）（X22=0.00266, Y23=0.00347） （X23=0.00139, Y23=0.00347）（X23=0.00139, Y24=0.00158） （X24=0.000633, Y24=0.00158）X24 5s 故降液管设计合适 降液管底隙高度h0 : 取=0.16m/s 则： m 又 hW-h0=0.0581-0.0252=0.0329m0.006m 故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，

22、深度hw=50mm4.安定区与边缘区的选择安定区：鼓泡区与溢流区之间的区域为安定区，此区域不安装浮阀，设置这段安定地带，以免液体大量夹带泡沫进入降液管。其宽度WS可按下列范围选取，即 ： 当D1.5m时，WS为80到110 mm由于精馏段塔径D=1.8m1.5m，故取WS=75 mm。边缘区：塔壁部分留出的一圈边缘区域，供支承塔板的边梁使用。宽度WC视具体需要而定，小塔为30到50mm,大塔可达50到70mm。由于精馏段塔径D=1.8m1.5m，故取WC=53 mm。5.鼓泡区阀孔数的确定及排列浮阀选型：F-1型浮阀阀孔气速u0的计算 取F0=11 则m/s浮阀数N计算： 式中d0 =0.03

23、9m = 塔板开孔率 开孔率塔板的布置与浮阀的排列 塔板分块 塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456 因 D800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为5块 开孔区面积Aa 边缘区和安定区的宽度：WS =WS=75mm WC=53mm m m 得出 m2 阀孔计算及其排列 阀孔按等腰三角形叉排，取阀孔间距t为： 又t常取0.075 故根据以上条件绘制塔板布置图 算出N=244 根据 m/s 5.2.2 流体力学校验1.塔板压强降hp hp=hc+h1+h干板压强降hc 故：操作时浮阀全开 所以 m液柱 液层阻力h1 h1 =（hW+hOW）

24、取0.45 则 h1=0.45(0.0581+0.0169)=0.03375 m液柱 液体表面张力h 数值很小，设计时可以忽略不计 则： hp=hc+h1+h=0.0428+0.03375+0=0.07655 m液柱 则： 气体通过每层塔板的压降P为 P=hPLg=0.07655803.229.81=603.2pa 640pa，故满足。2.液泛的校核 为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。 即：Hd（HT+hW） 又 Hd=hw+how+hd+hp+ 式中： 苯-甲苯属于一般物系，取0.5 ，对于浮阀塔0 Hd= hw+how+hd+hp+=0.0581+0.0169+0.00

25、512+0.07475=0.155m液柱 （HT+hW）=0.5(0.5+0.0581)=0.279 m液柱 因为0.1550.279，故本设计中不会出现液泛3.雾沫夹带的校核 综合考虑生产能力和塔板效率，一般应使雾沫夹带量eV限制在10%以下， 校核方法常为：控制泛点百分率F1的数值。所谓泛点率指设计负荷与泛点负 荷之比的百分数。其经验值为大塔F1 44.8% 故 F1 =46.2% 因为46.2% 5s 故降液管设计合适5.2.3 精馏段负荷性能图及操作弹性1.雾沫夹带线根据经验值，因该塔径1.8m 控制其泛点率F1=80% 由HT=0.5m , 可查表得CF=0.132 ZL=D-2Wd

26、 =1.8-20.268=1.264m Ab= AT-2Af=2.54-20.239=2.062m 则 计算整理可得：VSS2.液泛线取Hd=（HT+hW）则Hd=0.5(0.5+0.581)=0.279Hd=hw+how+hd+hp+其中：hp=hc+h1=+（hW+hOW）取=0.5，则 hp=+0.5（hW+hOW）又有，0 代入hw+how+hd+hp+=0.279，化解得：3. 液相上限线当停留时间取最小时，LS为最大，取停留时间为5s。 因Af=0.239m2 HT=0.5m 则 4. 液相下限线因堰上液层厚度how为最小值时，对应的液相流量为最小。 设how,小=0.006m 又

27、 由 E=1 ,Lw=1.26 ,how,小=0.006m 则推出 LS=0.001075 m3/s5.漏液线取F0，小=5 则 又 6. 操作负荷线当操作中回流比恒定时，操作线斜率故在L-V坐标图上，通过原点0 斜率390.73的直线0A即为操作线7.精馏段负荷性能图8. 操作弹性查上图可得V大=3.50 m3/s，V小=0.882m3/s所以操作弹性为 （满足设计要求）5.3 提馏段塔径塔板的设计计算5.3.1 提馏段塔板参数的计算与选择1.精馏段塔径精馏段汽、液相体积流率为： m3/S m3/S 由 取板间距HT=0.5m , hL=0.095m , HT -hL=0.5-0.095=0

28、.405m C20 由图查取图的横坐标为： ，查表得出C20=0.0907 则： m/s 取安全系数为0.6，则空塔气速为 ： U=0.6Umax=0.61.38=0.828m/s则 圆整后2.0m截塔面积为： m2实际空塔气速为： m/s2.精馏段有效高度的计算提馏段有效高度为：Z提=（N提 -1）HT=(26-1)0.5=12.5m3.溢流装置的计算因为塔径为2.0m，且流量为Lh=3600Ls=36000.0156=56.16m3/h , 可选单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 堰长lW=0.7D=0.72.0=1.4m 溢流堰高度hW=hL-hOW 选用平直堰，堰上液层高度hOW 近似

29、取E=1 则：m 取板上清液层高度hL=95mm 故： hW=hL-hOW=0.095-0.033=0.062m 弓形降液管宽度Wd 和截面积Af 由lW/D=0.7 查图得 Af/AT=0.094, Wd/D=0.149 故 Af=0.094AT=0.0943.14=0.295m2 Wd=0.2D=0.1492.0=0.298m 验算液体在降液管中停留时间： =s5s 故降液管设计合适 降液管底隙高度h0 取=0.25m/s 则m 又hW-h0=0.061-0.046=0.015m 0.006m 故降液管底隙高度设计合理,选用凹形受液盘，深度hw=50mm .4.安定区与边缘区的选择安定区：

30、鼓泡区与溢流区之间的区域为安定区，此区域不安装浮阀，设置这段安定地带，以免液体大量夹带泡沫进入降液管。其宽度WS可按下列范围选取，即 ： 当D1.5m时，WS为80到110 mm由于精馏段塔径D=1.8m1.5m，故取WS=85 mm。边缘区：塔壁部分留出的一圈边缘区域，供支承塔板的边梁使用。宽度WC视具体需要而定，小塔为30到50mm,大塔可达50到70mm。由于精馏段塔径D=1.8m1.5m，故取WC=54 mm。5.鼓泡区阀孔数的确定及排列浮阀选型：F-1型浮阀阀孔气速u0的计算 取F0=10 则m/s浮阀数N计算： 式中d0 =0.039m =塔板开孔率 开孔率塔板的布置与浮阀的排列

31、塔板分块 塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456 因 D800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为5块 开孔区面积Aa 边缘区和安定区的宽度：WS =WS=85mm WC=54mm m m 得出 m2 阀孔计算及其排列阀孔按等腰三角形叉排，取阀孔间距t为： 又t常取0.075 故根据以上条件绘制塔板布置图 算出N=365 根据 m/s 5.3.2 流体力学校验1.塔板压强降hp hp=hc+h1+h干板压强降hc 故：操作时浮阀全开 所以 m液柱液层阻力h1 h1 =（hW+hOW）取0.45 则 h1=0.45(0.062+0.033)=0.04275 m液柱液体表面张力h 数值很小，设计时可以忽略不计 则 hp=hc+h1+h=0.036+0.04275+0=0.07875m液柱 则：气体通过每层塔板的压降P为 P=hPLg=0.078759.81781.44=603.69pa 640pa(设计允许值)2.液泛的校核 为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。 即：Hd（HT+hW） 又 Hd=hw+how+hd+hp+ 式中： 苯-甲苯属于一般物系，取0.5 ，对于浮阀塔0 hd= hw+how+hd+hp+=0.062+0.033+0.0125+0.07875=0.1862 m液柱 （HT+hW）=