化工原理课程设计浮阀塔.docx

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化工原理课程设计浮阀塔

板式连续精馏塔设计任务书

一、设计题目：

分离苯一甲苯系统的板式精馏塔设计

试设计一座分离苯一甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量为50000吨，原料液中苯的含量为35%，分离后苯的纯度达到98%,塔底馏出液中苯含量不得高于1%（以上均为质量百分数）

二、操作条件

1.塔顶压强：

2.进料热状态：

3.回流比：

加热蒸气压强:

单板压降：

4kPa（表压）；

饱和液体进料

101.3kPa（表压）;

<0.7kPa

塔板类型

浮阀塔板

四、

生产工作日

每年300天，每天

24小时运行。

五、

厂址

厂址拟定于天津地区。

设计内容

1.设计方案的确定及流程说明

2.塔的工艺条件及有关物性数据的计算

3.精馏塔的物料衡算

4.塔板数的确定

5.塔体工艺尺寸的计算

6.塔板主要工艺尺寸的设计计算

7.塔板流体力学验算

8.绘制塔板负荷性能图

9.塔顶冷凝器的初算与选型

10.设备主要连接管直径的确定

11.全塔工艺设计计算结果总表

12.绘制生产工艺流程图及主体设备简图

13.对本设计的评述及相关问题的分析讨论

一、绪论二、设计方案的确定及工艺流程的说明

2.1设计流程

2.2设计要求

2.3设计思路

2.4设计方案的确定

三、全塔物料衡算

3.2物料衡算

四、塔板数的确定

4.1理论板数的求取

4.2全塔效率实际板层数的求取

五、精馏与提馏段物性数据及气液负荷的计算

5.1进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算10

5.2气相平均密度和气相负荷计算

11

5.3液相平均密度和液相负荷计算

11

5.4液相液体表面张力的计算

12

5.5塔内各段操作条件和物性数据表

13

六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算

15

6.1塔径的计算

15

6.2塔板主要工艺尺寸计算

16

6.3塔板布置及浮阀数目与排列

18

七、

塔板流体力学的验算及负荷性能图

21

7.1塔板流体力学的验算

21

7.2塔板负荷性能图

24

八、塔的有效高度与全塔实际高度的计算

30

九、浮阀塔工艺设计计算总表

31

十、辅助设备的计算与选型

33

10.1塔顶冷凝器的试算与初选

33

10.2塔主要连接管直径的确定

34

卜一、对本设计的评述及相关问题的分析讨论••••36

13.1设计基础数据

39

41

13.2附图

、绪论

化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。

通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及

方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。

精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。

精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移,实现原料混合液中各组分的分离。

根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。

本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来

分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

二、设计方案的确定及工艺流程的说明

2.1设计流程

本设计任务为分离苯、甲苯混合物。

对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。

设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

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内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

图2-1精馏工艺流程图

vrD

L/Q

馏出液

D,XD,ILD

原料液

F,xF,|F

I

V,lVW

L,lLm

釜残液

W,XW|LW

图2-2单塔工艺流程简图

2.2设计要求

总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。

精馏塔对塔设备的要求大致如下：

生产能力大，即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。

效率高，气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

流体阻力小，流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。

有一定的操作弹性，当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动,而且不会使效率发生较大的变化。

结构简单，造价低，安装检修方便。

能满足某些工艺的特性：

腐蚀性，热敏性，起泡性等

本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。

2.3设计思路

在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平

衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。

实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。

蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。

蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。

热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

在此过程中，热能利用率很低,有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。

要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。

塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。

在这里准备用

因为这次设

全凝器，因为可以准确的控制回流比。

此次设计是在常压下操作。

计采用间接加热，所以需要再沸器。

回流比是精馏操作的重要工艺条件。

选择的原则是使设备和操作费用之和最低。

在设计时要根据实际需要选定回流比。

本设计采用连续精馏操作方式、常压操作、泡点进料、间接蒸汽加热、选

R=1.7Rmin、塔顶选用全凝器、选用浮阀塔。

2.4设计方案的确定

本设计任务为分离苯一甲苯混合物。

由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。

塔顶上升蒸气采用全凝器冷

1.5-1.7

凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的倍。

塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

三、全塔物料衡算

3.1原料液及塔顶、

塔底产品的平均摩尔质量

苯的摩尔质量:

MA78.11kg/kmol

甲苯的摩尔质量:

B92.13kg/kmol

Xf

Xd

35/78.11

35/78.1165/92.13=0.388

98/78.11

98/78.112/92.13=0.983

1/78.11

Xw

1/78.1199/92.13=0.0117

Mf

3.2物料衡算

=0.350：

78.11+0.65092.13=86.68（kg/kmol）

MD=0.983：

78.11+0.01792.13=78.35（kg/kmol）

Mw=0.011778.11+0.988392.13=91.965（kg/kmol）

原料处理量:

总物料衡算:

80.11=D+W

F=50000X1000/（300X24X86.68）=80.11kmol/h

苯物料衡算:

80.11X0.035=0.983D+0.0117W

联合解得

D=31.06kmol/h

W=49.04kmol/h

最少回流比：

由q=1和平衡线交点画图的出。

（附图1）

四、塔板数的确定

4.1理论板数的求取

苯-甲苯属理想体系，可采用图解法球理论板层数。

中读得

由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出

作图法求最小回流比及操作回流比。

如图

1-1。

t-x-y图与x-y图。

由,XqXf0.388从图

yq0.61

以最小回流比为

Rmin

0.9830.61

0.610.388=1.68

取操作回流比为

R1.7Rmin1.7*1.6832.862

精馏塔打气、液相负荷

L=RD=2.862X31.06=88.89kmol/h

V=（R+1）D=（2.862+1）31.06=119.95kmol/h

L'=L+F=88.91+80.1仁169.02kmol/l

V'=V=119.95kmol/h

操作线方程：

精馏段操作线方程:

L

yVx

D

VXD

88.89X119.95

■^1060.980.74x0.254

119.95

提馏段操作线方程:

169.02X119.95

4904

0.011.41x0.00408

119.95

图解法求理论层数

总理论板层数：

Nt15（包括再沸器）

进料板位置：

Nf8

4.2全塔效率实际板层数的求取

全塔效率

Et0.492（

X-0.245

L）

根据塔顶，塔底液相组成，查

81109.9

求得塔平均温度为：

—2—

t-x-y图知塔顶温度81C，塔底温度109.9C,

95.45oC

lgpoA-——0

由精馏段与提馏段的平均温度，依据安托尼方程tC,求出P再

求出相对挥发度。

其中

苯：

A=6.023,B=1206.35,C=220.24

甲苯：

A=6.078,B=1343.94,C=219.58

当温度为81r

igpA

igpB

1206.35cc’c

6.0232.018

81220.24

6.078-1.607

81219.58

PA

104.32Kpa,PB040.44Kpa

叱2.579

40.44

同理当温度为1099C时,

lgpA6.023

lgpB6.078-

1206.35

110.56220.24

1343.94

110.56219.58

2.368

1.999

P0233.85Kpa

pB99.77Kpa,

2.343

99.77

2.5792.343

2.5065

又因为平均温度为95.45C，查表知液体黏度为

苯0.266mPa-s甲苯0.274mPas

Igm

XiIgUi

=0.27086mPas

m

全塔效率

Et

0.49（2.5065O.27O86）-0.2450.539

精馏段实际板层数

需12.9813块

提馏段实际板层数

0.53912.9813块

进料板为

Nf

13

总实际板数

N精N提=13+13=26块

五、精馏与提馏段物性数据及气液负荷的计算

5.1进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算

塔顶：

Xdy10.983，由平衡图知：

X10.957

MVDm0.98378.11（1-0.98392.1378.35kg/kmol

0.95778.11（1-0.95792.1378.71kg/kmol

进料板：

Xf

0.388，y0.61

0.6178.11（1-0.61）92.1383.58kg/kmol

0.38878.11（1-0.388）92.1386.69kg/kmol

塔底：

Xw

y0.0117，查得x20.005

MvWm0.011778.110.988392.1391.924kgZkmol

MLWm0.00578.110.99592.1392.046kg/kmol

所以，精馏段平均摩尔质量

MVm78.5984.4281.51kg/kmol2

79298741

MLm—-—-—-—83.35kg/kmol

提馏段平均摩尔质量

MVm

91.92484.42

MLm

2

92.04687.41

88.17kg/kmol

89.73kg/kmol

5.2气相平均密度和气相负荷计算

精馏段

Vm

PmMVm

RTm

109.8581.512.9603kg/m3

8.314（273.1590.65）

提馏段

PmMVm

118.9588.19

Vm

RTm8.314（273.15108.05）

3

3.3085kg/m

精馏段气相负荷:

Vs

VMVm

3600Vm

119.97

81.51/（3600

2.96）0.917m3/s

提馏段气相负荷:

Vs

VMVm

3600Vm

119.97

88.17/（3600

3.3085）0.888m3/s

5.3液相平均密度和液相负荷计算

液相密度依下式计算，即

Lm

3

808.33kg/m3

进料板液相的质量分数为

0.33478.11

aA

0.33478.110.66692.13

1

0.298

LFm

0.298/792.9560.702/789.61790.6kg/m

进料板液相平均密度：

由

tw

116.5oC，

查得A772.89kgZm3

773.605kg/m3

塔顶:

tD81.7oC,查得：

A813.1kg/m3，B

3

lDm812.908kg/m

0.96/813.10.04/808.33

进料板：

tF99.6oC，查得：

A792.956kg/m3，B789.61kg/m3

塔釜液相质量分数为:

0.005/78.11

Lm

812.908790.6

801.754kg/m3

WA0.005/78.11（10.005）/92.13^00589

LWm

0.00589/772.89（1-0.00589）/773.605773.6kg/m

精馏段液相平均密度为:

提馏段液相平均密度为:

790.6773.6

Lm

782.1kg/m3

5.4液相液体表面张力的计算

塔顶:

tD81.7oC

查表知:

A21.06mN/m,

B21.503mN/m

进料板:

查表知:

塔底:

查表知:

LDm0.98321.06

tF99.6oC

A18.9mN/m,

LFm0.33418.9

tw116.5oC

A16.9mN/m，

LWm0.00516.9

0.01721.50321.6mN/m

B19.966mN/m

0.66619.96619.61mN/m

B17.695mN/m

0.99517.69517.69mN/m

20.605mN/m

18.65mN/m

精馏段液相平均表面张力为:

21.619.61

Lm

2

提馏段液相平均表面张力为：

19.6117.69

Lw

5.5塔内各段操作条件和物性数据表

（1）操作压力

塔顶压强：

Pd=101.3+4=105.3Kpa

每层塔板压降：

P0.7kpa

进料板压力：

PF=105.3+0.713=114.4Kpa

精馏段平均压力：

Pm=（105.3+114.4）/2=109.85Kpa

塔底压强：

巳=卩D+N△P=105.3+0.72€=123.5Kpa

提馏段平均压力：

Pm'=（114.4+123.5）/2=118.95Kpa

操作温度

由附录查知，安托因方程中苯-甲苯参数如下：

苯：

A=6.023,

B=1206.35,C=220.24

甲苯：

A=6.078,

B=1343.94,C=219.58

所以：

由女托尼万程logPA-tc进仃试差计算，得

塔顶温度

tD=817C

进料板温度

tF=99.6C

塔底温度

tW=116.5C

精馏段平均温度

tdm=（81.7+99.6）/2=90.65C

提馏段平均温度

twm=（99.6+116.5）/2=108.05C

（2）

（3）平均粘度

液相平均粘度计算公式：

lgLm

Xjigi

塔顶:

tD

81.7oC

查表知:

0.303mPas,

0.30675mPas

ig

LDm0.983log

0.017logB

所以:

LDm0.303mPas

进料板:

tF99.6oC

查表知:

A0.25596mPas,

B0.26488mPas

塔底:

查表知:

logLFm=0.381logA

LFm0.2614mPas

tw=1165C

A0.2213mPas,B

logLFm=0.005logA

LFm0.237mPas

精馏段液相平均黏度为:

Lm

精馏段液相平均粘度为:

Lm

0.619logB

0.2371mPas

0.995log

（0.303

（0.2614

0.2614）/20.2822mPas

0.237）/20.2492mPaS

六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计

6.1塔径的计算

精馏段气、

液相体积流量:

Vs

VMvm

3600Vm

119.97

81.51/（3600

3

2.96）0.917m/s

Ls

LMLm

3600Lm

88.906

83.35/（3600

3

801.754）0.002567m3/s

提馏段气、

液相体积流量:

Vs

VMVm

3600Vm

119.97

88.17/（3600

3.3085）0.888m3/s

Ls

LMLm

3600Lm

169.02

89.93/（3600

782.1）0.0054m3/s

最大空塔气速计算公式:

Umax

取板间距

Ht

0.45m，板上液层高度hL0.07m，则

HT-h]=0.45-0.07=0.38m

精馏段:

VhV

O.。

025673600[沁0.04604

V2.9603

0.9176

3600

提馏段：

0.0054

3600

0.8883600

J迪0.09248

V3.3084

查表知:

C20=0.079，

C20'=0.075

所以

C20（l/20）0.20.07947

C20'（l/20）0.20.07394

精馏段:

Umax

0.07947（801.754-2.9603）1/21.3054m/s

2.9603

提馏段:

U'max

0.0739（^823108F—.1347m/s

取安全系数

0.6,

则空塔气速为:

0.6u

0.61.30540.7832m/s

0.6u'

0.61.13470.6808m/s

精馏段:

pVs

J40.91761.22m

V3.140.783

提馏段:

D'

40.888

1.288m

3.140.6808

按标准塔径圆整后为:

D=1.4m

塔截面积为：

AT

4d2

n

1.542

实际空塔气速

精馏段：

u

0.917/1.54

0.596m/s

提馏段：

u

0.888/1.54

0.577m/s

6.2塔板主要工艺尺寸计算

因塔径D=1.4m，可造用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

各项计算如

下：

（1）堰长Iw：

取Iw=0.6D=0.84m

（2）溢流堰高度

hw由hwMl-how

选用平直堰,

堰上液层高度how

2.84Ls\2/3

1000（|w）

近似取E=1,

how

Ls、2/3

（二）

1000Lw

2.84

（0.0025673600）2/3

hw

h'w

1000

0.84

0.014m

^^E（

1000

hiLhow

hLhow

L's）2/3

LW

2.84

1000

（0.0053983600）2/3

0.05-0.0140.0559m

0.05-0.0230.0469m

0.84

0.023m

（3）弓形降液管宽度Wd和截面积A：

Iw/D

Af

0.6，查图知—0.055,

AT

Wd

0.12D

Af

0.0551.540.0846m2

0.121.40.168m

验算液体在降液管中停留时间：

精馏段:

3600AfHT

36000.0846

提馏段：

Lh

3600AfHT

Lh

0.0025673600

14.839s

36000.08460.457.057s

0.005393600

5s

5s

故降液管设计合理。

（4）降液管底隙高度h。

:

hoLh/（3600lwU0）

精馏段取：

u00.12m/s，则

hoLh/（3600lwU0）0.0025673600/（36000.840.12）0.02547m

提馏段取:

u0.22m/s，贝y

h0

Lh/（3600lwU0）0.005393600/（36000.840.22）0.0292m

0.0469-0.02920.0177m0.006m

故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度hw

50mm。

hw-ho

0.0559-0.025470.03048m0.006m

6.3塔板布置及浮阀数目与排列

取阀孔动能系数F0=10,由公式

U0

F。

，求孔速U0

VV

10

u0——=5.812m/s;u'0

7216

10

.5.549m/s

J3.308

由式N=Vs

.2

—d0U0

4

求每层板上的浮阀数（d

阀孔直径d039mm）

Vs

即N

■7d0u0

4

N'Vs

0.9176

=132

2

—0.0395.812

4

—0^—=135

2

-0.0395.497

4

（块）；

（块）

取边缘区宽度WC=0.06m破沫区宽度Ws=0.092m

按式Aa

2xJr2

X2一oR2sin

180

1—计算鼓泡区面积

R

即r=d

2

D

x一

2

1.4

2

Ws）

0.06

1.4

2

0.64m

（0.168

0.092）0.44m

Aa20.44J0.6420.442一0.642arcsin吸

1800.64

1.0299m2

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距

t=75m