浮阀精馏塔的设计Word格式文档下载.docx

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泡点进料；

料液可视为理想溶液。

2.操作条件

常压操作；

回流液温度为塔顶蒸汽的露点；

间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm²

（绝对压力）；

冷却水进口温度30℃，出口温度为45℃；

设备热损失为加热蒸汽供热量的5%

。

3.设计内容

物料衡算、热量衡算；

塔板数、塔径计算；

溢流装置、塔盘设计；

流体力学计算、负荷性能图。

三、进度安排

1．5月6日：

分配任务；

2．5月6日-5月14日：

查询资料、初步设计；

3．5月15日-5月21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，塔结构简图。

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：

包括工艺流程图（3号图纸）和精馏塔装配总图（1号图纸）。

教研室主任签名：

年月日

1．设计方案简介

2．工艺流程草图及说明

3．工艺计算及主体设备设计

4辅助设备的计算及选型；

5．设计结果概要或设计一览表

6对本设计的评述；

7附图（工艺流程简图、主体设备工艺条件图）；

8参考文献。

1．设计方案的选择及流程说明

1.1设计方案的选定

设计方案的选定是指确定整个精馏装置的流程、主要设备的结构的型式和主要操作条件。

所选方案必须：

（1）能满足工艺要求，达到指定的产量和质量；

（2）操作平稳、易于调节；

（3）经济合理；

（4）生产安全。

在实际的设计问题中，上述四项都必须兼顾考虑。

课程设计方案选定所涉及的主要内容有：

操作压力进料状况、加热方式及其热能的利用。

1.1.1操作压力

精馏可在常压、加压或减压下进行，确定操作压力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。

鉴于本课题，采用常压精馏。

1.1.2进料状态

进料状态有多种,但一般将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中,这样进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响,塔的操作就比较容易控制。

此外,泡点进料时,精馏段与提馏段的塔径相同,设计制造均比较方便。

鉴于此,选用泡点进料.

1.1.3加热方式

精馏塔通常设置再沸器,采用间接蒸汽加热,以提供足够的热量。

1.1.4热能的利用

蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝,因此,热效率很低,通常进入再沸器的能量仅有5%左右被有效利用.所以,蒸馏系统的热能利用问题应值得认真考虑。

塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的,但其能位较低,不可能直接用来作塔釜的热源。

但可用作低温热源,或通入废热锅炉,产生低压蒸汽,供别处使用。

或可采用热泵技术,提高温度后再用于加热釜液。

此外,通过蒸馏系统的合理设置,也可取得节能的效果。

例如,可采取设置中间再沸器和中间冷凝器的流程,因为设置中间再沸器,可利用温度比塔底低的热源,而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。

1.2连续精馏流程

连续精馏装置一般包括精馏塔、冷凝器、再沸器以及原料预热器,如图。

除此之外,还应确定全凝器或是分凝器,再沸器采用直接加热还是间接加热,另外根据热能的利用情况决定是否采用原料预热器。

1.3.板式塔的计算流程图

计算开始

精馏段,提馏段气,液相负荷:

L,,V,

物料衡算:

F,D,W,,,

塔径计算:

选,

确定塔板形式,流程

堰及降液管的设计:

选/D

计算

雾沫夹带<

0.1停留时间校核>

3～5S

计算:

,

计算筛孔或阀孔的数目

流体力学计算及校核:

<

0.1;

>

3～5S不液泛

冷凝器,再沸器的计算与选型

设计结束

1.4塔的工艺计算

原料液量1500kg/h，含苯40%（质量分数，下同），乙苯60%；

馏出液含苯97%，残液含苯2%；

设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。

1.4.1物料衡算与能量衡算

1.4.1.1料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率

设苯为A,乙苯为B,MA=78.11㎏/kmol,MB=106.17㎏/kmol

1.4.1.2原料液及塔顶塔底产品的摩尔质量

1.4.1.3全塔物料质量流量

原液量处理量

总的物料衡算F=D+W

则有=7.192

1.4.1.4塔中回收率的计算

在精馏计算中分离程度除用产品的摩尔分数表示外,还常用回收率表示,即:

以塔顶易挥发组分为主要产品,则回收率:

1.4.1.5相对挥发度的计算

计算相平衡线及精馏段是都必须直接或间接应用到塔内的平均挥发度，要知道挥发度则必须知道塔顶塔底的温度，再由苯，

乙苯这两个公式来求出塔顶塔底的温度对应下的、。

利用试差法计算温度。

不同温度下苯和乙苯的饱和蒸汽压

T（℃）

20

40

60

80

100

120

140

苯（KPa）

3.37

10.03

24.37

52.19

101.0

180.0

300.3

480.2

乙苯（KPa）

0.253

0.943

2.865

7.394

16.77

34.25

64.21

112.1

塔顶XD=0.985

假设一个温度t=80.5℃

利用及

算得=102.565、=16.996

代入中与0.985相差不大，故塔顶温度为80.5℃，

此时

采用同样的方法算得塔底温度tw=100.5℃，=182.5016、=34.6577

则塔中平均相对挥发度

1.4.1.6相平衡线的计算

相平衡线方程为:

代入上式中相对挥发度的值则相平衡线方程为:

1.4.1.7q线方程

精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线，描述该直线的方程称为q线方程或进料方程。

此设计中，泡点进料，q线方程定为:

1.4.1.8回流比求解

q=1（Rmin）q=1===0.39

取Ropt=2Rmin=0.78

1.4.1.9精馏段操作线

因为精馏过程涉及传热和传质两种过程，为简化期间在该课程设计中假定塔内为恒摩尔流动。

R值定为0.78

精馏段操作线方程为:

式中y、x──分别为精馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数；

xD──塔顶易挥发组分的摩尔分数；

R──回流比，R＝L/D；

1.4.1.10提馏段操作线

塔顶的回流比R=0.78,则塔釜汽相回流比R`与R的关系式为:

而提馏段操作线方程为:

1.4.1.11精馏塔的热量衡算

1.塔顶冷凝器中冷却水用量和冷凝器的传热面积本设计中设备热损失为加热蒸汽提供热量的95%Q水=0.95Q顶气

即qm水c水（t2—t1）=Vr

所以

式中Q水——冷却水吸收的热量，W；

Q顶气——塔顶蒸气放出的热量，W；

qm水——冷却水用量，kg/s；

C水——冷却水的平均比热容，J/（kg·

℃）；

t1、t2——冷却水的进、出口温度，℃；

V——塔顶蒸气量，kmol/s；

r——塔顶蒸气汽化热，J/kmol；

A冷凝器——冷凝器的传热面积，m2；

Q——冷凝器的热负荷，W；

K——传热系数，W/（m2·

℃）,取经验值；

∆t均——冷凝器的传热平均温度差，℃。

冷去水进口温度为：

出口

乙醇蒸气进口温度为：

出口

所以

传热系数

当塔顶温度为80.1℃时，此时苯的汽化热为394.02KJ／Kg，则塔顶蒸气汽化热

泡点进料

2．塔底再沸器中加热蒸汽用量和再沸器的传热面积

塔底温度为t=100.5℃时，苯的汽化热360.4KJ／Kg乙苯的汽化热为353.3KJ／Kg，则塔底上升蒸汽汽化热为r=

故再沸器的热流Q=Vr=

则：

q===0.064

塔底再沸器的面积

1.5理论塔板数的设计

1.5.1联立精馏段和提馏段操作线方程

Xd=0.281

1.5.2用逐板计算法计算理论塔板数

第一块塔板的一项组成与回流蒸汽的组成一致,所以==0.985=

第二快板:

==0.956

=

第三块板:

==0.901

=

第四块板=0.823=0.452

第五块板=0.75=0.347

第六块板=0.705=0.298

第七块板=0.684=0.277

故本题中需要六块，第七块为进料板，从第八快开始，用提馏段操作线求，用平衡方程求，一直到

第八块板==0.115

第九块板=0.167=0.034

第十块板=0.038=0.007

因为釜底间接加热，所以共需要10-1=9层塔板，精馏段需要六块，提馏段需要三块

1.6塔板效率和实际塔板数

1.6.1塔板效率

在实际塔板上，气液两相并未达到平衡，这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表示，在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。

总板效率确定得是否合理，对设计的塔在建成后能否满足生产的要求有重要的意义。

而总板效率与物系物性、塔板结构和操作条件密切相关。

由于影响的因素多而复杂，很难找到各种因素之间的定量关系，一般可采用下面的方法来确定总板效率。

塔顶液相组成，

塔底液相组成，，所以，。

查表得在此温度下，

故

由奥康内尔关联图知=0.47

1.6.2实际塔板数

精馏段：

提馏段：

故实际塔板数：

1.6.3塔的工艺条件及物性数据计算

1.6.3.1操作压强

塔顶压强，因为操作设备每层压降，故取每层板的压降为0.7KPa

，

故精馏段平均操作压强为：

1.6.3.2温度

根据操作压强，由下式计算操作温度，经试差得到塔顶，进料板温度，

则精馏段的平均温度，

1.6.3.3平均分子量

塔顶：

=0.985，=0.92

进料板：

，

则精馏段平均分子量：

1.6.3.4平均密度

1液相密度

根据数据查表有:

，，，，。

由（为质量分率），塔顶，故

故精馏段平均液相密度：