化工原理课程设计浮阀式连续精馏塔设计.docx
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化工原理课程设计浮阀式连续精馏塔设计
第一部分：
设计任务书……………………………………………………………2
第二部分：
工艺流程图……………………………………………………………3
第三部分：
设计方案的确定与说明…………………………………………4
第四部分：
设计计算与论证……………………………………………………4
一、工艺计算………………………………………………………………………4
二、流体力学验算………………………………………………………………15
三、主要管尺寸计算……………………………………………22
四、辅助设备定型………………………………………………23
五、塔的总体结构………………………………………………26
六、塔节说明……………………………………………………28
七、泵的选择……………………………………………………29
第五部分：
设计计算结果…………………………………………30
第六部分：
心得体会………………………………………………31
第七部分：
参考资料………………………………………………31
第二部分：
工艺流程图（见附图）
流程的说明
首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，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，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，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。
液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。
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，完成苯与甲苯的分离。
说明：
为了控制精馏产物的纯度，本装置采用间接控制指标，即用温度控制器来改变进入鼓泡管的蒸气流量。
但温度亦不能太高，当温度增加时，塔底压强增加，容易引起液泛的发生。
所以为温度控制器设定一个预定值，当温度超过该预定值时，闸阀自动关闭，从而达到温度控制的目的。
第三部分：
设计方案的确定
设计方案的确定：
操作压力：
对于酒精－水体系，在常压下已经是液态，所以选用常压精馏。
因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加，尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。
综上所述，我们选择常压操作。
进料状况：
进料状态有五种，如果选择泡点进料，即1时，操作比较容易控制，且不受季节气温的影响，此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。
加热方式：
采用间接蒸汽加热
回流比：
适宜的回流比应该通过经济合算来确定，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。
我们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1.1－2.0倍，即：
R＝（1.1－2.0）R
回流方式采用泡点回流，易于控制。
选择塔板类型：
选用F1浮阀塔板（重阀）。
F1浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，且重阀采用厚度2的薄板冲制，每阀质量约为33g。
浮阀塔具有的优点：
生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，气体压强以及液面落差较小，塔的造价比较低（浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60－80％，而为筛板塔的120－130％）。
第四部分：
设计计算与论证
一.工艺计算
（一）物料衡算
1.将质量分数转换成摩尔分数
2.摩尔流量计算
3.平均分子量
（二）.最小回流比
乙醇－水气液平衡数据作图：
从对角线点a（，）向平衡线作切线得截距0.35
取
（1）.精馏段方程:
精馏段方程:
（2）.提馏段方程
提馏段方程:
（三）.理论塔板数
用作图法
由图得；理论板数=20
精馏段塔板数=18
提馏段塔板数=2
进料板为第18块
（四）.塔的工艺条件及物性资料计算
1.塔顶第一块板：
=0.8182查表得
气相0.8325×46＋（1－0.8325）×18＝41.31
液相0.8182×46＋（1－0.8182）×18＝40.91
相对挥发度
2.进料：
0.11，查表得0.4541
气相0.4541×46＋（1－0.4541）×18＝30.72
液相0.11×46＋（1－0.11）×18＝21.08
相对挥发度
3.塔釜最底板：
0.008，查表得0.088
气相0.088×46＋（1－0.088）×18＝20.464
液相0.008×46＋（1－0.008）×18＝18.224g
相对挥发度
流量表：
进料流量F
186.11.08970.00122m3
塔顶产品流量D
23.430.26630.000352m3
塔底产品流量B
162.670.82350.000858m3
塔顶第一块板液体和气体流量、
40.910.46490.000614m3
64.340.73830.5134m3
塔底最底板的液体和气体流量、
227.011.14920.0012m3
64.340.36570.6081m3
计算相关参数列表如下，
相关参数
塔顶第一块板
进料板
塔釜最底板
液相浓度（摩尔分率）
0.8182
0.11
0.008
气相浓度（摩尔分率）
0.8325
0.4541
0.088
温度（摄氏度t℃）
78.43
86.3
98.1
气相密度（3）
1.438
0.7164
0.6014
液相密度（3）
756.45
894.43
959.7
表面张力（）
22.5
36
61
相对挥发度a
1.104
6.73
11.965
气相平均分子量
41.31
30.72
20.464
液相平均分子量
40.91
21.08
18.224
注：
以上需要查表的数据查《传热传质过程设备设计》P222—225的附录得
（五）计算全塔效率和实际塔板数
1.粘度
塔顶＝78.43查得
进料查得
塔釜查得
平均粘度
注：
查《流体力学与传热》（华南理工大学出版社）P257—附录5得。
2.计算平均相对挥发度:
3.计算全塔效率:
取实际塔总板数块板，精馏段板数42块，进料板在第42块
（六）计算塔径
1.精馏段:
设定板间距,板上液层高度,则
液气动能参数
（查《传热传质过程设备设计》P181的图4—12得）
＝
＝
（0.6~0.8）取0.8=0.8×1.4076＝1.126m
根据流量公式可以计算塔径，即：
将塔径圆整得：
=0.8m
2、提馏段：
设定板间距,板上液层高度,则
液气动能参数
（查《传热传质过程设备设计》P181的图4—12得）
（0.6~0.8）取0.6=0.8×2.62＝2.09m
将塔径圆整得：
=0.7m
3、塔径：
由于精馏段和提馏段的塔径相等，即：
＝0.8m
因为直径在2.2m以下的浮阀塔，一般采用溢流堰，所以此处也应该采用溢流堰。
塔截面积
实际空塔气速
（七）溢流装置设计：
主要符号说明
符号
意义与单位
符号
意义与单位
堰长，m
塔板上的液层高度，m
堰高，m
弓形降液管的面积,
堰上液层高度，m
阀孔直径，m
底隙高度，m
阀孔总面积，
降液管宽度，m
塔截面积，
塔板间距，m
D
塔径，m
安定区宽度，m
边缘区宽度，m
t
阀孔中心距，m
阀孔气速，
气体得阀孔动能因子，
V
气体体积流率
1、精馏段设计：
选用单溢流弓形降液管，不设进口堰
堰长=（0.6~0.8）D取堰长=0.6D＝0.48m
出口堰高取液流收缩系数E＝1
先假设是平直堰,计算堰上液层高度，
因为故采用平直堰
出口堰高
降液管底隙高度
实际设计中,故取
2、提馏段设计：
选用单溢流弓形降液管，不设进口堰
堰长=（0.6~0.8）D取堰长=0.48m
出口堰高取液流收缩系数E＝1
先假设是平直堰,则查图得:
1,得
因为故采用平直堰，
出口堰高
降液管底隙高度:
满足不少于20~25
（八）弓形降液管的宽度和截面积
由，查《化工原理》下册P160图3－13
得：
0.0540.105
液体在降液管停留时间：
（1）精馏段：
（2）提馏段：
因此结构合理。
（九）塔板布置及浮阀数目以及排列
塔径D＝0.8m，选用整块式塔板
一般对于小塔，
溢流堰入口安定区：
根据小塔的可选30～50,大塔可选50～75
边缘区宽度（无效区）
降液管宽度：
（精馏段和提馏段一样）
（1）精馏段浮阀的数目及孔间距：
对于F1型浮阀（重阀），当板上浮阀刚刚全开时，动能因数F0在9—12之间，故在此范围取得合适的F0=11
阀孔气速
每层塔板浮阀N：
取47
因为浮阀塔在塔板鼓泡区用叉排时气液接触效果较好，故选用叉排，对整块式塔板，采用正三角形叉排。
孔心距s为75～125。
对于单溢流塔板，鼓泡区面积
按照等边三角形排列，阀孔中心距：
取95mm
实际排得49个（具体见附图）
精馏段塔板阀孔布置图如下：
由N值验算：
由于计算出的在9～12之间，所以塔板的布置是合理的。
开孔率：
因开孔率应在415%之间故符合要求
（2）提馏段浮阀的数目及孔间距：
取浮阀孔动能因子0’9（因F0在9—12之间）
每层塔板浮阀数：
取44个
浮阀排列方式采用正三角形叉型排列
所以
取孔心距98mm
实际排得N’=41个（具体见附图）：
提馏段塔板阀孔布置图如下：
验算：
阀孔能动系数变化不大，仍在9—12之间
开孔率：
因开孔率在1014%之间故符合要求
二、塔板的流体力学验算
（一）精馏段
1.气相通过浮阀塔板的压强降
a）干板阻力
b）板上充气液层阻力取
c）.液体表面张力所造成的阻力，一般很小，完全可以忽略。
单板压强降
2.淹塔校核
需要控制的降液管液面高度，
且有
液体通过塔板的压降所相当的液拄高度0.0652m
板上液层高度=0.05m
所以降液管液面高度
因为乙醇—水的物系不易起泡，取
）=0.5×（0.35+0.04214）=0.196m
因为，所以设计结果符合要求。
3.雾沫夹带
由=0.35m,1.438kg,
查《传热传质过程设备设计》P199图425得：
0.096
因为酒精—水系统为无泡沫系统，1
板上液体流经长度：
鼓泡面积：
对于直径小于0.9m的塔，为了避免雾沫夹带，应控制泛点率不超过70％。
以上计算泛点率在70％以下，故雾沫夹带量满足的要求。
4.塔板负荷性能图
a）极限雾沫夹带线
按泛点率=对于一定的物系及一定的塔板结构，式中均为已知值。
相应于的泛点率上限值亦可确定，将各已知数据代入上式，使得出V—L的关系式，根据此可做出负荷性能图中的雾沫夹带线。
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