武汉工程大学化工课程设计报告

./武汉工程大学.化工与制药学院课程设计说明书课题名称苯-乙苯精馏装置工艺设计专业班级12级化学工程与工艺01班学生学号1206211931学生朱思盟学生成绩指导教师炜课题工作时间2014-12-22至1月5日工程大学化工与制药学院化工与制药学院课程设计任务书专业化学工程与工艺班级12级01班学生朱思盟发题时间：2014年12月20日课题名称苯-乙苯精馏装置工艺设计课题条件〔文献资料、仪器设备、指导力量文献资料：敏恒.化工原理[M].：化学工业,2002.王志魁.化工原理第三版[M].：化学工业,2005.王国胜.化工原理课程设计[M].：理工大学,2005.路秀林.塔设备设计[M].：化学工业,2004.汪镇安.化工工艺设计手册[M].：化学工业,2003.王松汉.石油化工设计手册<第3卷>[M].：化学工业,2002.周大军.化工工艺制图[M].：化学工业,2005.匡国柱,史启才.化工单元过程及设备课程设计[M].：化学工业,2002.汤善甫,朱思明.化工设备机械基础[M].：华东理工大学,2004.朱有庭,曲文海,于浦义.化工设备设计手册上下卷[M].：化学工业,2004.贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计[M].：大学,2005.设计任务某厂以苯和乙烯为原料,通过液相烷基化反应生成含苯和乙苯的混合物。经水解、水洗等工序获得烃化液。烃化液经过精馏分离出的苯循环使用,而从脱除苯的烃化液中分离出乙苯用作生成苯乙烯的原料。现要求设计一采用常规精馏方法从烃化液分离出苯的精馏装置。1.确定设计方案根据设计任务书所提供的条件和要求,通过对现有生产的现场调查或对现有资料的分析对比,选定适宜的流程方案和设备类型,确定工艺流程。对选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。2.主要设备的工艺设计计算包括工艺参数的选定、模拟设计计算、设备的工艺尺寸计算及结构工艺设计。3.典型辅助设备的选型和计算包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。4.绘制带控制点的工艺流程图A2号图纸,以单线图的形式绘制,标出主体设备和辅助设备的物料流向、物流量和主要化工参数测量点。5.绘制主体设备工艺条件图A1号图纸,图面上应包括设备的主要工艺尺寸、技术特性表和管口表。设计所需技术参数进料量9200kg/h的物料由20℃预热至压力为0.14Mpa下泡点状态下进料,进料组成〔质量分数：苯0.516、乙苯0.484。要求塔顶馏出苯液中,苯含量不低于98.5%〔质量分数,下同,釜液中苯含量低于1.5%。塔顶馏出液和釜液要求降至40℃。塔顶全凝器压力为常压0.1013MPa。全班以花名册序号顺序两人一组。第一组进料组成〔质量分数：苯0.596、乙苯0.404,组数增加1则苯的质量分数增加0.002、乙苯的质量分数减小0.002。第一组进料量为9250kg/h,组数增加1则流量增加50kg/h,以此类推,其它条件不变。设计说明书容1.封面2.任务书3.成绩评定表4.目录5.概述〔精馏操作对塔设备的要求、设计原则与步骤、精馏过程模拟计算方法6.工艺流程方案的说明和论证7.精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择〔塔板数、进料位置、操作压力、回流比8.精馏塔主体工艺尺寸的计算及结构设计〔塔高、塔径、降液管及溢流堰尺寸、浮阀数或筛孔数及排列方式、塔板流动性能的校核及负荷性能图9.辅助设备的选型及计算<管路设计及泵、贮罐、再沸器、冷凝器选型>10.设计结果概要<主要设备的特性数据,设计时规定的主要操作参数,各种物料的量和状态,能耗指标以及附属设备的规格、型号及数量>11.对设计过程的评述和有关问题的讨论12.主要符号说明13.参考文献进度计划1.查阅文献资料,初步确定设计方案及设计容,3天2.根据设计要求进行设计,确定设计说明书初稿,2-3天3.撰写设计说明书,2天4.绘制工艺流程图及总装图、答辩,2-3天指导教师：炜2014年12月20日学科部〔教研室主任：杜治平2014年12月20日化工与制药学院《课程设计》综合成绩评定表学生学生班级设计题目朱思盟化工01班苯-乙苯精馏装置工艺设计指导教师评语指导教师：炜20XX12月20日答辩记录答辩组成员签字：记录人：年月日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项目权重分值项目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力〔逻辑性、条理性103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况〔文字能力、整洁度5综合成绩指导教师：炜学科部主任：杜治平20XX12月20日20XX12月20日目录TOC\o"1-3"\h\u2003摘要 11624Abstract 225230一、概述4288761.1精馏操作对塔设备的要求 479031.2板式塔的类型 415251.2.1泡罩塔 4188701.2.2筛板塔 5277971.2.3浮阀塔 5281611.3精馏过程模拟计算方法 620052二、工艺流程方案的说明和论证 7300872.1设计方案 736512.2设计方案的确定及流程说明 768952.2.1选塔依据 7197152.2.2加热方式 763842.2.3选择适宜回流比 739352.2.4回流方式 7233902.3操作流程说明 828589三、精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择9305373.1精馏塔全塔物料衡算 9190793.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 9111463.1.2物料衡算进料流量 10280303.1.3馏出液流量 10228093.1.4回流比的确定 1083363.2主要数据参数的计算 1139073.2.1苯-乙苯系统t-x-y数据 1120693.2.2温度的计算 12210723.2.3相对挥发度的计算 1328743.2.4粘度的计算 13144903.3理论塔的计算 1428943.4塔径的初步设计 1464413.4.1表面力的计算 14231393.4.2密度的计算 1482623.4.3塔径的计算 155142四、精馏塔主体工艺尺寸的计算及结构设计174304.1溢流装置计算 17208594.1.1堰长的计算 17320704.1.2堰高的计算 17147184.1.3弓降液管的宽度和横截面积 18211184.1.4降液管底隙高度 19146484.2塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列 19245204.2.1塔板的结构尺寸 19194704.2.2浮阀数目及排列 20222224.2.3浮阀数目及排列 20147314.3塔板的流体力学验算 21295144.3.1气相通过浮阀塔板的压降 2180274.3.2液泛 22209104.3.3雾沫夹带 2340504.3.4漏液 23112634.4塔板负荷性能图 2445714.4.1雾沫夹带线 24139654.4.2液泛线 24300314.4.3液相负荷上限线 24254604.4.4漏液线 24181694.4.5液相负荷下限线 25192004.4.6塔板负荷性能图 25189054.5操作弹性 26103554.6塔高 26182774.5.1塔顶空间2755674.5.2人孔数目27222254.5.3塔底空间2717960五、辅助设备的选型及计算 28316625.1管路尺寸设计 28161125.2泵的选择 31159605.3预热器计算 31180505.4全凝器计算 32135865.5再沸器的计算 33178335.6法兰 34273275.7裙座 3429660六、设计结果概要35144856.1主要设备的特性数据 35119526.2附属设备的规格、型号 3646716.3设计时规定的主要操作参数 367645七、对本设计的评述和有关问题的讨论37807.1对本设计的评述 3742297.2有关问题的讨论388939八、主要符号说明 399628参考文献40.摘要化工原理本次课程设计任务为：苯--乙苯连续分离过程浮阀板精馏塔设计。进料量9800kg/h的物料由20℃预热至压力为0.14Mpa下泡点状态下进料,进料组成〔质量分数：苯0.618、乙苯0.382。要求塔顶馏出苯液中,苯含量不低于98.5%〔质量分数,下同,釜液中苯含量低于1.5%。塔顶馏出液和釜液要求降至40℃。塔顶全凝器压力为常压0.1013MPa。此次设计过程的主要设计容为：确定设计方案、全塔物料衡算、最小回流比以及实际回流比的确定、理论塔板数以及实际塔板数求取、塔径以及塔板工艺尺寸计算、流体力学性能校核以及负荷性能图、塔结构及其他附属设备的设计等。以上设计容的主要设计结果为R/Rmin=1.5、实际塔板数20块、全塔效率46.1%、塔径1.2m；塔板堰长0.84米、堰高0.0587米、塔板实际筛孔数117个、操作弹性3.24等。关键词：苯—乙苯；全塔效率；浮阀数；操作弹性AbstractChemicalEngineeringprinciples,thiscourseisdesignedforthefollowingtask:thedesignoffloatvalveplatedistillationcolumnintheprocessofBenzene-ethylbenzenecontinuousseparation.inletamountthatis9800kg/hshouldbeinthebubblepointstatuswiththepressof0.14Mpaandtemperatureof20℃andtheinputmaterialconsistof<massfraction>:Benzeneis0.618,Ethylbenzeneis0.382.Inthetopoftower,thereshouldbebenzenesolutionthatconsistofmorethan98.5%Benzene<massfraction,similarlyhereinafter>,intheresidue,thereshouldbelessthan1.5%Benzene.Thedistillateandonthetopoftowershoulddecreaseto40℃.Fullcondenseronthetopoftowershouldintheatmosphericpressureof0.1013Mpa.Themaincontentofthisdesignprocessmainlyfocuseson:thedesignschemedetermination,overalltowermaterialbalance,theminimumrefluxrationandactualrefluxratiodetermination,thetheoreticaltowerplatenumberandtheactualnumberofplatecalculation,thecalculationofprocessdimensiononcolumndiameterandcolumnplate,Hydrodynamicperformancecheckingandloadperformancechart,designoftowerstructureandotherancillaryequipment.Themainresultoftheabovedesigns:R/Rmin=1.5,theactualplatenumberis20,thewholetowerefficiencyis46.1%,columndiameteris1.1m,plateweirlengthis0.77m,weirheightis0.0587m,actualplatesievenumberis116,operatingflexibilityis2.62etc.Keywords:Benzene–ethylbenzene,Fulltowerefficiency,Sievenumber,Operatingflexibility前言化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节,通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核,能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性,还要考虑生产上的安全性、经济合理性。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的,精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃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。精馏是分离液体混合物的一种方法,是传质过程中最重要的单元操作之一,蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分挥发度的差异,即各组分在相同的压力、温度下,其挥发性能不同〔或沸点不同来实现分离目的。例如,设计所选取的苯-乙苯体系,加热苯〔沸点80.1℃和乙苯〔沸点136.2℃的混合物时,由于苯的沸点较乙苯为低,即苯挥发度较乙苯高,故苯较乙苯易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝,即可得到苯组成高于原料的产品,依此进行多次汽化及冷凝过程,即可将苯和乙苯分离。多次进行部分汽化成部分冷凝以后,最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分,而在液相中得到较纯的难挥发组分,这就是精馏。本设计中设计任务所给WF等为质量分数,已在括号中说明,后文也将进行换算。换算之后WF等不再特意说明,均代表摩尔分数。由于此次设计时间紧,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。一概述1.1精馏操作对塔设备的要QUOTE求精馏所进行的是气、液两相之间的传质,而作为气、液两相传质所用的塔设备,首先必须要能是气、液两相得到充分的接触,以达到较高的传质效率。但是,为了满足工业生产需要,塔设备还得具备下列各种基本要求[1]。〔1气、液处理量大,即生产能力大时,仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。〔2操作稳定,弹性大,即当塔设备的气、液负荷有较大围的变动时,仍能在较高的传质效率下进行未定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。〔3流体流动的阻力小,即流体流经塔设备的压降小,这将大大节省动力消耗,从而降低操作费用。对于减压精馏操作,过大的压降还将使整个系统无法维持必要的真空度,最终破环物系的操作。〔4结构简单,材料耗用量小,制造和安装容易。〔5耐腐蚀和不易堵塞,方便操作、调节和检修。〔6塔的滞留量要小。实际上,任何塔设备都难以满足上述所有要求,况且上述要求中有些也是相互矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点,设计时应根据物系的性质和具体要求,抓住主要矛盾进行选型。1.2板式塔的类型气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔,也可采用填料塔,下面着重介绍板式塔。板式塔为逐级接触型气-液传质设备,其种类繁多,根据塔板上气-液接触元件的不同,可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。1.2.1泡罩塔泡罩塔板是工业上应用最早的塔板〔1813年,它主要由升气管及泡罩构成。泡罩安装在升气管的顶部,分圆形和条行两种,以前者使用较广。泡罩有φ80mm、φ100mm、φ150mm三种尺寸,可根据塔径的大小选择。泡罩的下部周边开有很多齿缝,齿缝一般为三角形、矩形或梯形。泡罩在塔板上为正三角形排列。操作时,液体横向流过塔板,靠溢流堰保持板上有一定厚度的液层,齿缝浸没于液层之中而形成液封。升气管的顶部应高于泡罩齿缝的上沿,以防止液体从中漏下。上升气体通过齿缝进入液层时,被分散成许多细小的气泡或流股,在板上形成鼓泡层,为气液两相的传热和传质提供大量的界面。泡罩塔板的优点是操作弹性较大,塔板不易堵塞；缺点是结构复杂、造价高,板上液层厚,塔板压降大,生产能力及板效率较低。泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代,在新建塔设备中已很少采用。1.2.2筛板塔筛板塔也是传质过程常用的塔设备,它的主要优点有：①结构比浮阀塔更简单,易于加工,造价约为泡罩塔的60%,为浮阀塔的80%左右；②处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加10%~15%；③塔板效率高,比泡罩塔高15%左右；④压降较低,每板压力比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是：①塔板安装的水平度要求较高,否则气液接触不匀；②操作弹性较小〔约2~3；③小孔筛板容易堵塞。1.2.3浮阀塔浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的,它主要的改进是取消了升气管和泡罩,在塔板开孔上设有浮动的浮阀,浮阀可根据气体流量上下浮动,自行调节,使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理黏稠度大的物料方面,又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm,使用效果均较好。国外浮阀塔径,大者可达10m,塔高可达80m,板数有的多达数百块。浮阀塔的类型很多,国常用的有F1型、V-4型及T型等,其中以F1型浮阀应用最为普遍。近年来研究开发出的新型浮阀有船型浮阀、管型浮阀、梯形浮阀、双层浮阀、V-V型浮阀、混合浮阀等,其共同的特点是加强了流体的导向作用和气体的分散作用,使气液两相的流动更趋于合理,操作弹性和塔板效率得到进一步的提高。但应指出,在工业应用中,目前还多采用F1型浮阀,其原因是F1型浮阀已有系列化标准,各种设计数据完善,便于设计和对比。浮阀塔特点：①处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加20%~40%,而接近于筛板塔；②操作弹性大,一般约为5~9,比筛选、泡罩和舌形塔板的操作弹性要大得多；③塔板效率高,比泡罩塔高15%左右；④压力小,在常压塔中每块板的压降一般为400~660N/㎡；⑤液面梯度小；⑥使用周期长,黏度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作；⑦结构简单,安装容易,制造费为泡罩塔板的60%~80%,为筛板塔的120%~130%。目前从国外实际使用情况看,主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔,而前两者使用尤为广泛。1.3精馏过程模拟计算方法〔1设计方案的确定和说明。根据给定任务,对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。〔2精馏塔的工艺计算。〔3计算塔板各主要工艺尺寸,进行流体力学校核计算。〔4管路及附属设备如再沸器、冷凝器的计算和选型。二工艺流程方案的说明和论证2.1设计方案本设计任务为分离苯-乙苯混合物。对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。设计中采用冷夜进料,将原料液送入精馏塔。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,其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。2.2设计方案的确定及流程说明2.2.1选塔依据浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的,它主要的改进是取消了升气管和泡罩,在塔板开孔上设有浮动的浮阀,浮阀可根据气体流量上下浮动,自行调节,使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面,又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm,使用效果均较好。浮阀塔之所以这样广泛地被采用,是因为它具有下列特点：<1>处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加20～40％,而接近于筛板塔。<2>塔板效率高,比泡罩塔高15％左右。<3>压强小,在常压塔中每块板的压强降一般为400～660N/m2。<4>液面梯度小。<5>使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。<6>结构简单,安装容易,制造费为泡罩塔板的60～80％,为筛板塔的120～130％。2.2.2加热方式：直接蒸汽加热由于塔底产物基本是水,而且在化工厂蒸汽较多,因此采用间接蒸汽加热,设置再沸器。2.2.3选择适宜回流比适宜的回流比应该通过经济核算来确定,即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为：先求出最小回流比R,根据经验取操作回流比为最小回流比的1.2－2.0倍。采用釜液产品去预热原料,可以充分利用釜液产品的余热,节约能源。2.2.4回流方式：泡点回流泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。2.3操作流程说明苯-乙苯溶液经预热至泡点后,用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后,进入回流罐部分回流,其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用直接蒸汽供热,塔底产品用于预热原料冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔低蒸汽输入,由冷凝器中的冷却介质将余热带走。苯-乙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,回流液体与上升蒸汽互相接触,进行热和质的传递过程。三精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择3.1精馏塔全塔物料衡算表3.1F原料液流量〔kmol/sxF原料组成〔摩尔分数D塔顶产品流量〔kmol/sxD塔顶组成〔摩尔分数W塔底残液流量〔kmol/sxW塔底组成〔摩尔分数S加热蒸汽量〔kmol/s苯的摩尔质量乙苯的摩尔质量3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数已知量：泡点进料q=1苯的摩尔质量乙苯的摩尔质量摩尔分数计算平均摩尔质量=3.1.2物料衡算进料流量物料衡算3.1.3馏出液流量D=72.5325kmol/hW=35.1598kmol/h3.1.4回流比的确定根据101.325KPa下,苯-乙苯的汽液平衡组成关系绘出苯-乙苯x-y图,因为苯-乙苯相平衡线具有下凹部分,在操作线与平衡线的交点尚未落到平衡线上以前,操作线已于平衡线相切,所以采用从<,做相平衡线下凹部分做切线,从图知切线的切点e的坐标为<0.6727,0.9889>由此可求出操作线计算精馏段提馏段Q点〔0.6727,0.8895最小回流比由平衡相图课得确定回流比R=<1.1-2.0Rmin通过尝试比较板数初步取实际操作回流比为理论回流比的1.5倍取根据图解法可得理论塔板数3.2主要数据参数的计算3.2.1苯-乙苯系统t-x-y数据根据苯和乙苯的t-x-y关系以及操作线做出图像T/℃xy80.111840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.2003.2.2温度的计算：温度及压力的计算全凝器压力101.3KPa其压降为10KPa根据安妥因方程用试差法计算温度安托因常数苯A：6.031B：1211.033C:220.790乙苯A:6.082B:1424.255C:213.06塔顶第一块板：P=101.3+10=111.3KPa假设温度为=85.3℃=2.072=1.305验算则假设正确即塔底取每块板压降为0.6KPa假设实际有20块板P=111.3+20*0.6=123.3KPa假设塔底温度为142.5℃=2.691=2.068验算则假设温度正确即=142.5℃3.2.3相对挥发度的计算：相对挥发度ɑɑ=3.2.4粘度的计算：粘度表3-2苯、乙苯在不同温度下的黏度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226=85.3℃时=0.297时3.3理论塔的计算则假设板数正确3.4塔径的初步设计塔径3.4.1表面力的计算表3-3不同温度下苯、乙苯的表面力t/℃2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.823.4.2密度的计算表3-4不同温度下苯、乙苯的密度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226则则3.4.3塔径的计算则取查史密斯关联图可得取四精馏塔主体工艺尺寸的计算及结构设计因塔径D=1.2m,可选用单溢流弓形降液管,采用平直堰,凹形受液盘。塔板的板面布置及主要尺寸见图4.1图4.1塔板的板面布置及主要尺寸图4.1溢流装置计算4.1.1堰长型浮阀塔的孔径为0.039m4.1.2堰高的计算取板上液层高度：hL=0.07m本设计采用平直堰,设出口堰不设进口堰,堰上液高度按下式计算<近似取E=1>精馏段：堰高：提馏段：堰高：4.1.3弓降液管的宽度和横截面积图4.2弓形降液管的宽度与面积查表有则验算降液管停留时间精馏段：提馏段：停留时间故降液管可以使用4.1.4降液管底隙高度图4.3降液管示意图精馏段：取提馏段：取故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘,深度,不再单独设置出口堰。4.2塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列4.2.1塔板的结构尺寸塔径大于800mm,由于刚度,安装,检修的要求,多将塔板分成数块通过人孔送入塔,所以采用单溢流型分块式塔板,塔板面积可以分为五个区域：开孔区<鼓泡区、有效传质区>、边缘区<无效区>、降液区、出口安定区、入口安定区。因D=1.0m,取破沫区的宽度Ws=0.07m,无效区宽度Wc=0.05m。降液区降液区开孔区<鼓泡区、有效传质区>出口安定区边缘区<无效区>入口安定区降液区本设计塔径D=1m,故塔板采用分块式,以便通过入孔装拆塔板。4.2.2浮阀数目及排列采用F1型浮阀,重量为32g<重阀>,孔径为39mm。4.2.3浮阀数目及排列取则孔数：按正三角形排列以等腰三角形叉排方式作图,排得阀数目为113个。开孔率4.3塔板的流体力学验算4.3.1气相通过浮阀塔板的压降根据,计算。精馏段：.干板阻力：因<,故按不全开计算.板上充气液层阻力：取,则：<3>.液体表面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液体高度为：提馏段：<1>.干板阻力：<2>.板上充气液层阻力：取,则：<3>.液体表面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液体高度为：4.3.2液泛为了防止液泛现象的发生,要控制降液管高度,取β=0.5所以即：为了防止液泛,取：通过验算满足情况所以符合防止液泛的要求。4.3.3雾沫夹带板上液体流经长度：板上液体流经面积：取物性系数K=1.0,泛点负荷系数=0.09精馏段：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80%,由以上计算知,雾沫夹带能够满足＜0.11㎏〔液/㎏气的要求。提馏段：取物性系数K=1.0,泛点负荷系数=0.1则泛点率：由以上计算知,符合要求。4.3.4漏液前面在进行塔板上的浮阀数目计算及排列的时候已经核算过,阀孔动能因子变化不大,仍在正常操作围,不会造成漏液。4.4塔板负荷性能图4.4.1雾沫夹带线泛点率：据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率80%计算。精馏段整理得：由上式和雾沫夹带线为直线,则在操作围任取两个Ls值,可算出Vs。提馏段整理得：4.4.2液泛线液泛线4.4.3液相负荷上限线液体的最大流量应保证其在降液管中停留的时间不低于3~5s。以作为液体在降液管停留时间的下限,则：4.4.4漏液线对于型重阀,依作为规定气体最小负荷的标准,则由知：漏液线4.4.5液相负荷下限线取堰上液层高度作为最小液体负荷标准,做出液相负荷下限线,该线为与气相流量无关的竖直线。由式：得：液相负荷下限4.4.6塔板负荷性能图根据上面求出的各段的符合性能曲线分别画出塔板负荷性能曲线图。4.5操作弹性精馏段操作线方程为：已知,,带入解得：操作弹性为：提馏段操作线方程为：已知,,带入解得：操作弹性为：4.6塔高板式塔的塔高如图5-1所示,塔体总高度〔不包括裙座由下式决定：式中——塔顶空间,m；——塔底空间,m；——塔板间距,m；——开有人孔的塔板间距,m；——进料段高度,m；——实际塔板数；——人孔数目〔不包括塔顶空间和塔底空间4.5.1塔顶空间塔顶空间〔见图5-1指塔最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降,其高度应大于板间距,通常取为〔1.5～2.0HT。若图5-1塔高示意图需要安装除沫器时,要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间4.5.2人孔数目人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料,可隔8～10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗,则每隔4～6块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm。此处取人孔数为3.4.5.3塔底空间塔底空间指塔最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时,塔底产品的停留时间可取3～5分钟,否则需有10～15分钟的储量,以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时,塔底容量可取小些,停留时间可取3～5分钟；对易结焦的物料,停留时间应短些,一般取1～1.5分钟。此处取停留时间为5分钟。塔高为：五辅助设备的选型及计算5.1管路尺寸设计进料管的结构类型很多,有直管进料管,弯管进料管,T型进料管。本设计采用通过泵输送料液直管进料,管径计算如下：〔1进料管,,则体积流量取管流速则管径查无隙钢管标准,取进料管规格Φ50x2.5则管径d=45mm进料管实际流速〔2回流管采用直管回流管,回流管的回流量,平均密度,塔顶液相平均摩尔质量则液体流量取管流速,则回流管直径查无隙钢管标准,取回流管规格Φ则管直径d=26mm回流管实际流速〔3塔顶蒸汽接管t=85.3℃塔顶汽相平均摩尔质量塔顶汽相平均密度则蒸汽体积流量：取管蒸汽流速则查无隙钢管标准,取回流管规格Φ140×4.5则实际管径d=131mm塔顶蒸汽接管实际流速〔4釜液排出管塔底,塔底汽相平均摩尔质量平均密度体积流量：取管流速则查无隙钢管标准,取回流管规格则实际管径d=48mm塔顶蒸汽接管实际流速〔5塔釜进气管,塔顶汽相平均摩尔质量塔釜蒸汽密度则塔釜蒸汽体积流量：取管蒸汽流速则可取回流管规格Φ146×4.5则实际管径d=137mm塔顶蒸汽接管实际流速5.2泵的选择泵的计算及选型进料温度已知进料量取管流速,则则管径故可采用故可采用Φ50x3.0的离心泵。则径d=46mm,得：取绝对粗糙度为：；则相对粗糙度为：摩擦系数λ由得λ=0.03进料口位置高度：扬程：则选取型号为50Y-60的Y型离心油泵5.3预热器计算预热器的选型选取600KPa的水蒸气为热源查表可得T=158.7℃热负荷量此温度下查表则则K取值为换热面积选取换热管径为公称直径为600mm管程数为1管数245换热管长3000mm中心管数17换热面积55.02m^25.4全凝器计算全凝器的选取塔顶温度t=85.3℃此温度下查表可得苯和乙苯的汽热比为则取K=100w/〔m^2*K>=360/<m^2*h*K>选取换热管径为公称直径为800mm管程数4管数442管长6000mm换热面积195.14m^2中心管数235.5再沸器的计算再沸器塔底t=142.5℃查图可得取K=100w/〔m^2*K>=360/<m^2*h*K>则选取换热管径为公称直径为1100mm管程数2管数894管长9000mm换热面积637.99m^2中心管数335.6法兰由于操作压力不高,所有法兰均采用标准管法兰,平焊法兰,由不同的公称直径,选用相应法兰。进料管接管法兰：PN6DN40HG5010回流管接管法兰：PN6DN60HG5010塔顶蒸气管法兰：PN6DN500HG5010釜液排出管法兰：PN6DN30HG50105.7裙座塔底采用裙座支撑,裙座的结构性能好,连接处产生的局部阻力小,所以它是塔设备的主要支座形式,此处裙座高度取3m。六设计结果概要6.1主要设备的特性数据表11-1浮阀塔工艺设计算结果项目符号单位计算所数据备注精馏段提馏段塔径Dm1.21.2板间距HTm0.430.43塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速um/s1.33801.479堰长lwm0.840.84堰高hwM0.06290.0467板上液层高度hLm0.070.07降液管底隙高h0m0.05690.0407浮阀数N113113等腰三角形叉排阀孔气速u0m/s6.4027.423同一横排孔心距浮阀动能因子F01012相邻横排中心距离孔心距tm0.0750.075排间距t'm0.0700.068单板压降ΔppPa569.46702.67液体在降液管停留时间θs39.9126.651降液管清液层高度Hdm0.004430.139泛点率%72.95%60.34%气相负荷上限<Vs>maxm3/s0.007290.00729气相负荷下限<Vs>minm3/s0.000880.00088雾沫夹带控制操作弹性8.25868.3207漏液控制6.2附属设备的规格、型号表11-2接管尺寸确定项目接管尺寸管流速/<m/s接塔顶蒸汽出口管67.91管塔顶出料管64.02尺回流液入口管1.72寸进料管2.15确塔底出料管0.76定塔底蒸汽出口管0.44866.3设计时规定的主要操作参数序号项目数值精馏段提馏段1平均温度tm,℃85.5142.72液体平均密度<kg/m>808.813753.983气体平均密度<kg/m>2.66633.04614液相表面力17.74938.9415混合物黏度<mPa·s>0.2970.2216相对挥发度6.554.277气相流量Vs,〔m3/h3110.9773607.15678液相流量Ls,<m3/h>3.28919.7369实际塔板数81310塔径D,m1.21.211板间距H,m0.430.4312降压管形式弓形弓形13堰长l,m0.840.8414堰高h,m0.06290.046715降液管停留时间,s39.9126.65116板上液层高度h,m0.070.0717堰上液层高度h,m0.00705520.046718降压管底隙高度h,m0.05690.0407七对本设计的评述和有关问题的讨论7.1对本设计的评述本次化工原理课程设计历时两周,是我上大学以来第一次独立的工业化设计,也是我所接触的实践任务中最繁琐,专业性最强的课程设计。从老师以及同学那里了解到化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节,通过课程设计使我初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核,能画出工艺流程、塔板结构等图形；在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性,还要考虑生产上的安全性和经济合理性。我和同伴的设计容是苯—乙苯的浮阀精馏塔设计。虽然以前对这方面的知识进行了理论性的学习,但是了解和掌握的东西很有限。在这次课程设计中,通过物料衡算,热量衡算,工艺计算,结构设计等一系列工作,让我们明白了怎样运用所学的知识,结合我们掌握的其他的关知识,计算机技术,参照有关的文献资料去解