1、湖北理工學院 化工原理課程設計化工原理課 程 設 計題 目： f1型浮閥精餾塔的設計教 學 院： 專 業： 學 號： 學生姓名： 指導教師： 2015 年 5 月 29 日化工原理課程設計任務書20142015 學年第2學期學生姓名： 專業班級： 化學工程與工藝(精細化工)2012（1） 指導教師：胡燕輝、夏賢友、黃衛東、詹亦貝 工作部門： 化工教研室 一、課程設計題目：f1型浮閥精餾塔的設計二、課程設計內容（含技術指標）1. 工藝條件與數據在一常壓操作的連續精餾塔內分離苯甲苯混合物。要求年處理量為5萬噸，組成為苯0.42（質量分率，下同），餾出液組成為0.99，塔釜液組成為0.02。2. 操

2、作條件操作壓力：4kpa（表壓）；進料狀況：自選；回流比：自選；單板壓降：0.7kpa；全塔效率：et523. 設計內容精餾塔的物料衡算；塔板數的確定；精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算；精餾塔的塔體工藝尺寸計算；塔板主要工藝尺寸的計算；塔板的流體力學驗算；塔板負荷性能圖；精餾塔接管尺寸計算；繪制生產工藝流程圖；繪制塔體及內件尺寸圖及對設計過程的評述和有關問題的討論。工作時間：每年300天，每天24小時連續運行。三、進度安排15月18日：分配任務；25月19日-5月24日：查詢資料、初步設計；35月25日-5月29日：設計計算，完成報告。四、基本要求1. 設計計算書1份：設計說明書是將本設計

3、進行綜合介紹和說明。設計說明書應根據設計指導思想闡明設計特點，列出設計主要技術數據，對有關工藝流程和設備選型作出技術上和經濟上的論證和評價。應按設計程序列出計算公式和計算結果，對所選用的物性數據和使用的經驗公式、圖表應注明來歷。設計說明書應附有帶控制點的工藝流程圖。設計說明書具體包括以下內容：封面；目錄；緒論；工藝流程、設備及操作條件；塔工藝和設備設計計算；塔機械結構和塔體附件及附屬設備選型和計算；設計結果概覽；附錄；參考文獻等。2. 圖紙1套：工藝流程圖(2號圖紙)指導老師簽名：年 月 日目錄緒論11.精餾塔的物料衡算22.塔板數的確定33.精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算65.塔板主要

4、工藝尺寸的計算116.浮閥塔板流動性能的核算137.塔板負荷性能圖168.精餾塔接管尺寸的計算18設計結果概覽19結束語20附錄21參考文獻22緒論1.設計方案與思路本設計任務為分離苯_甲苯混合物。對于二元混合物的分離，采用連續精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。在本次設計中，我們進行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達到組分的

5、部分增濃，如何利用兩組分的揮發度的差異實現高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續精餾塔。蒸餾是物料在塔內的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設置。在這里準備用全凝器，因為可以準確的控制回流比。此次設計

6、是在常壓下操作。 因為這次設計采用間接加熱，所以需要再沸器。回流比是精餾操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設備和操作費用之和最低。在設計時要根據實際需要選定回流比。在此使用浮閥塔，浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上發展起來的，它吸收了兩者的優點，其突出優點是可以根據氣體的流量自行調節開度，這樣就可以避免過多的漏液。另外還具有結構簡單，造價低，制造方便，塔板開孔率大，生產能力大等優點。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質設備，其多用不銹鋼板或合金 。近年來所研究開發出的新型浮閥進一步加強了流體的導向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。從苯甲苯的相關物性

7、中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負荷的變動而自動調節，因而在較寬的氣體負荷范圍內，均能保持穩定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。本設計流程圖 物料衡算塔板數確定相關物性計算工藝計算流體學驗算塔負荷性能圖接管尺寸計算2.設計方案的特點1、本設計采用連續精餾操作方式。2、常壓操作。3、泡點進料。4、間接蒸汽加熱。5、選r=2.0rmin。6、塔頂選用全凝器。7、選用f1型浮閥塔。本設計塔高12.9米，塔徑1.4米，按逐板計算理論板數13。算得全塔效率為0.52。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實際板數為15，提

8、餾段實際板數為10。實際加料位置在第15塊板(從上往下數)。通過板霧沫夾帶、壓降、液泛、漏液的流體力學驗算，均在安全操作范圍內。浮閥塔由于氣液接觸狀態良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產能力較大。本設計精餾塔可年處理5萬噸苯甲苯混合物，能保持每年300天，每天24小時連續運行。1.精餾塔的物料衡算1.1進料、塔頂及塔底產品的摩爾分數 1.2平均摩爾質量1.3物料衡算根據所給條件：年處理量5萬噸，工作時間每年300天，每天24小時。可以計算：，取。進料液：全塔物料衡算： 聯立，解得： 2.塔板數的確定2.1相對揮發度的確定查文獻1可得苯-甲苯物系在某些溫度t下的值，見附錄

9、表1。可見隨著溫度的升高，或x的減小，略有減小，但變化不大。的值可對表1中兩端的數據取平均值知道了相對揮發度的值，利用文獻1（10-8）式可知苯-甲苯物系的相平衡方程為 （2-1） （2-1a）2.2進料方程的確定本設計進料狀況為泡點進料，即進料液相分率q=1。查文獻1可知進料方程為 (2-2)2.3最小回流比的確定查文獻1可知進料方程線與相平衡方程線的交點為（xe,ye）。聯立（2-1），（2-2）兩式可得： e=0.46 e=0.678根據文獻1(10-40)式可知考慮到精餾段操作線離平衡線較近，取實際操作的回流比為最小回流比的2倍。2.4精餾塔氣液相負荷精餾段：l=rd=2.8636.9

10、kmol/h=105.534kmol/h v=(r+1)d=3.8636.9kmol/h=142.434kmol/h提餾段：l=l+qf=105.534+181.7 kmol/h=187.234kmol/h v=v-(1-q)f=142.434kmol/h2.5操作線方程的確定根據文獻1(10-27)式可知精餾段的操作線方程為 (2-3)根據文獻1(10-30)式可知提餾段的操作線方程為 （2-4）2.6理論板數的確定理論板數的求取原理是交替地應用相平衡和物料衡算兩關系式。本設計采用逐板計算法計算理論板數，精餾段理論板數聯立相平衡線和精餾段操作線，提餾段理論板數聯立相平衡線和提餾段操作線。由于

11、塔頂采用全凝器，所以有y1=xd=0.99代入相平衡線方程（2-1a）式把x1=0.9756代入精餾段操作線方程（2-2）式y2 =0.741 x1 +0.256=0.9789把y2 =0.9789代入相平衡線方程（2-1a）式得x2=0.9494同理可以計算精餾段下板數yx10.99000.975620.97890.949430.95950.905440.92590.834750.87450.73796080280.621970.71680.506480.63120.4018因為x8=0.40180.46,所以把x8=0.46代入提餾段操作方程線（2-4）y9=1.3140.4018-0.0

12、072=0.5208利用相平衡線方程（2-1a）式得x9=0.3051同理可以計算提餾段如下板數yx90.52080.3051100.39370.1970110.25430.1211120.15190.0675130.08150.0346140.03830.0016所以，除去再沸器需要的理論總塔板數為13塊板，其中精餾段為8塊板，提餾段為5塊板，進料位置為8號板。2.7實際塔板數的計算查文獻2可知理論塔板數和實際塔板數的關系表示為 (2-5)式中 n實際塔板總數； nt理論塔板總數； et全塔效率，本設計et=0.52。由（2-5）式n=13/0.52=25(塊)其中精餾段實際塔板數n1=8/

13、0.52=15(塊)提餾段實際塔板數n2=5/0.52=10(塊)在實際精餾塔中塔板總數為25塊，其中精餾段有15塊，提餾段有10塊，進料位置為15號塔板。3.精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算3.1工藝條件本設計的工藝條件數據見表3-1。表3-1 工藝條件數據物系苯-甲苯物系年處理量（300天）5萬噸原料組成（苯的質量分數 下同）0.42餾出液組成0.99塔釜液組成0.02操作壓力(kpa)4進料狀況泡點進料操作回流比2rmin單板壓降(kpa)0.7全塔效率52%3.2苯和甲苯的性質查文獻1苯和甲苯的物理性質見表3-2。表3-2 20苯和甲苯的物理性質名稱分子量密度（kg/m3）沸點（）

14、黏度（mpas）表面張力（n/m）苯（1）78.1187980.100.7370.0286甲苯（2）92.14867110.630.6750.02793.3操作壓力的計算塔頂壓力 pd=101.325+4=105.325kpa單板壓降 p=0.7kpa進料板壓力 pf=105.325+0.715=115.825kpa塔底壓力 pw=105.325+0.725=122.825kpa精餾段平均操作壓力p1=(105.325+115.825)/2=110.575kpa提餾段平均操作壓力p2=(115.825+122.825)/2=119.038kpa全塔的平均操作壓力p=(105.325+122.8

15、25)/2=114.075kpa3.4操作溫度的計算查文獻1可得苯-甲苯物系在某些溫度t下的x值，見附錄表2。利用內插法可以計算出：塔頂溫度td=80.58，進料溫度tf=93.94，塔底溫度tw=110.11。精餾段的平均溫度為t1=86.96，提餾段的平均溫度為t2=101.733.5平均摩爾質量的計算塔頂yd=0.99,xd=0.9756氣相平均摩爾質量mvd=0.9978.11+(1-0.99)92.14=78.25kg/kmol液相平均摩爾質量mld=0.975678.11+(1-0.9756)92.14=78.45kg/kmol進料口yf=0.678,xf=0.46氣相平均摩爾質量

16、mvf=0.67878.11+(1-0.678)92.14=82.64kg/kmol液相平均摩爾質量mlf=0.4678.11+(1-0.46)92.14=85.69kg/kmol塔釜yw=0.0562,xw=0.0235氣相平均摩爾質量mvw=0.056278.11+(1-0.0562)92.14=91.35kg/kmol液相平均摩爾質量mlw=0.023578.11+(1-0.0235)92.14=91.81kg/kmol精餾段氣相平均摩爾質量mv1=（78.25+82.64）/2=80.44 kg/kmol液相平均摩爾質量ml1=（78.45+85.69）/2=82.07kg/kmol提

17、餾段氣相平均摩爾質量mv2=（91.35+82.64）/2=86.99kg/kmol液相平均摩爾質量ml2=（85.69+91.81）/2=88.75 kg/kmol3.6平均密度的計算查文獻3苯和甲苯在不同溫度下的密度見附錄3。查文獻4混合物的密度公式為。利用內插法計算出tw，tf，td下苯和甲苯的密度。td=80.58，ld=814.9kg/m3。tf=93.94，lf=791.3kg/m3。tw=110.11，lw=780.2kg/m3。精餾段液相的平均密度為l1=（814.9+791.3）/2=803.1kg/m3提餾段液相的平均密度為l2=（780.2.+797.5）/2=788.7

18、kg/m3氣相的密度可以有理想氣體狀態方程計算，即精餾段的氣相平均密度為提餾段的氣相平均密度為 3.7液相平均表面張力的計算液相平均表面張力計算依據公式計算。查文獻3苯和甲苯在不同溫度下的表面張力見附錄表4。利用內插法計算出tw，tf，td下苯和甲苯的表面張力。td=80.58，dlm=21.27mn/mtf=93.94，flm=20.32mn/mtw=110.11，wlm=18.40 mn/m精餾段液相的平均張力lm1=（21.27+20.32）/2=20.80 mn/m提餾段液相的平均張力lm2=（18.40+20.32）/2=19.36 mn/m3.8體積流量的計算(1)精餾段液、氣相的

19、體積流量液相的體積流量氣相的體積流量(2)提餾段液、氣相的體積流量液相的體積流量氣相的體積流量4.精餾塔工藝尺寸的計算4.1塔徑的計算(1)精餾段塔徑的計算查文獻2表5-5選取板間距ht=0.45m，常壓塔清液層高度取hl=0.06m，故ht-hl=0.39m。氣液兩相流動參數。查文獻2中smith關聯圖，c20=0.086。精餾段液相平均張力lm1=20.80 mn/m。校正得到的氣體負荷因子c液泛氣速uf選取泛點率為0.7。設計速度u塔徑d按標準塔徑圓整到d=1.4m。實際空塔氣速為(2)提餾段塔徑的計算查文獻2選取板間距ht=0.45m，常壓塔清液層高度取hl=0.06m，故htm-hl

20、=0.39m。氣液兩相流動參數。查文獻2中smith關聯圖，c20=0.084。提餾段液相平均張力lm2=19.36 mn/m。校正得到的氣體負荷因子c液泛氣速uf選取泛點率為0.7。設計速度u塔徑d按標準塔徑圓整到d=1.4m。實際空塔氣速為4.2塔高的計算查文獻3塔的總高度由有效傳質高度、底部和頂部空間高度及裙座構成，這里的塔高是指有效傳質高度。若全塔的板間距是一致的，可以按照下式計算板式塔的有傳質效高度z=(n-1)ht=(25-1)0.45m=10.8m設釜液在釜內停留時間20min，釜液的高度z=1.4m將進料板間距增大到700mm，人孔所在的板間距增至800mm，此外再考慮塔頂端及

21、釜液上方的氣液分離空間高度均取1.5m，裙座取3m。則塔總高h=12.9m5.塔板主要工藝尺寸的計算5.1溢流裝置的設計查文獻2塔徑d=1.4m,溢流裝置適合選取單溢流，弓形降液管，平行受液盤及平直溢流堰，不設進口堰。各項計算如下：(1)溢流堰長 lw=0.70d=0.98m(2)出口堰高 hw=hl-how堰上方液頭高度how可由下式計算式中溢流收縮系數e可近似取為1。對于精餾段：how=0.014m。所以出口堰高：hw=hl-how=0.06-0.014m=0.046m對于提餾段：how=0.020m。所以出口堰高：hw=hl-how=0.06-0.020m=0.040m(3)堰寬與弓形降

22、液管的面積由lw/d=0.70，查文獻5圖可知bd/d=0.149，ad/at=0.085。即:堰寬 bd=0.179mm降液管面積 ad=0.096m2(4)降液管底隙高度查文獻3選取弓形降液管底隙高度hb=0.025m(5)液體在降液管內的停留時間查文獻2，用以下公式計算液體在降液管內的停留時間則精餾段=14.4s，提餾段=8.6s。停留時間大于3s符合要求。5.2浮閥數及排列方式查文獻2，選取安定區寬度bs=bs=0.08m，邊緣區寬度bc=0.06m.選取f1型浮閥，重閥，閥孔直徑d0=0.039m。初選閥孔動能因子f0=10.計算閥孔氣速精餾段浮閥個數 有效傳質面積式中所以 aa=0

23、.988m2浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取t=0.075m，則排間距由于本設計中采用的是分塊式塔板, 各分塊的支撐與焊接要占去一部分開孔區面積, 所以小于計算值較好, 這里取0.080m根據作塔板布置圖得實際安排浮閥個數n=155。按n=155重新核算孔速和閥孔動能因子閥孔動能因子變化不大，仍滿足要求。塔板開孔率塔板開孔率也滿足要求。提餾段浮閥個數 提餾段按精餾段塔板浮閥排列設計也是合理的。6.浮閥塔板流動性能的核算6.1 液沫夾帶量的校核為控制液沫夾帶量ev過大，應使泛點f10.80.85。浮閥塔板泛點率由下式計算:式中zl=d-2bd=1.4-20.179=1.042 ma

24、b=at-2ad=1.539-20.096=1.347m2查文獻1泛點負荷圖cf=0.127，k=1.0。精餾段提餾段所得泛點率f1低于0.8，故不會產生過量的液沫夾帶。6.2 塔板阻力的計算精餾段(1)干板阻力h0臨界孔速 u0因閥孔氣速u0大于其臨界閥孔氣速uoc，故應在浮閥全開狀態計算干板阻力。(2)塔板充氣液層阻力h1h1=hl=0.5 hl=0.50.06=0.03m(3)克服表面張力阻力h由以上三項阻力之和求得塔板阻力hfhf= h0+ h1+h=0.036+0.03+0.00027=0.06627m即單板壓降pp=lg hf=803.19.80.06627=521.57pa單板壓

25、降小于0.7kpa，符合要求。提餾段(1)干板阻力h0臨界孔速 hd,故不會發生液管液泛。提餾段降液管中清液高度hdhd=hw+how+hf+hd式中忽略不計，則hd=hw+how+hf+hd=0.040+0.020+0.06526+0.00995=0.135m取=0.5hd= hd /=0.135/0.5=0.270m而ht+hw=0.45+0.040=0.490 hd,故不會發生液管液泛。6.4嚴重漏液校核精餾段當閥孔的動能因子f0低于5時將會發生嚴重漏液，故漏液點的孔速u0可取f0=5的相應孔流氣速穩定系數k故不會發生嚴重漏液。精餾段當閥孔的動能因子f0低于5時將會發生嚴重漏液，故漏液點

26、的孔速u0可取f0=5的相應孔流氣速穩定系數k故不會發生嚴重漏液。7.塔板負荷性能圖7.1特性曲線的繪制1.過量液沫夾帶線關系式對于一般塔徑，取f1=0.8，則精餾段整理得vh=8220-23.62lh 式為精餾段過量液沫夾帶線關系式。提餾段整理得vh=7588-21.8lh 式為提餾段過量液沫夾帶線關系式2.液相下限線關系式對于平直堰，其堰上液頭高度how必須大于0.006m。取how=0.006m，即可確定液相流量下限線。取e=1.0，代入lw，求得lh=3.89m3/h 式為液相下限關系式。3.嚴重漏液線關系式 因動能因子f05時，會發生嚴重漏液，故取f0=5，計算氣相流量vsh所以vs

27、h=1932m3/h 式是嚴重漏液線。4.液相上限線關系式=5s降液的最大流量為lh=3600adht/5=36000.0960.45/5=31.1m3/hlh=31.1m3/h 式為液相上限線。5.降液管液泛關系式當塔降液管內泡沫層上升至上一層塔板時，即發生了降液管的液泛。根據降液管液泛的條件，得出以下降液管液泛關系式整理得由以上關系式確定塔板負荷性能圖，見附錄圖1和圖2。7.2塔的操作彈性在塔的操作液氣比下，作出操作線op（操作點與坐標原點的連線），操作線op與負荷性能圖交點的氣相負荷與之比，稱為操作彈性。 =1.58 m3/s,0.46 m3/s 在34范圍內。設計塔板時，應適當調整塔板

28、結構參數，使操作點在圖中位置適中，以提高塔的操作彈性。8.精餾塔接管尺寸的計算8.1進料管線管徑進料流量f=7000/791.3/3600=0.0025 m3/s選擇原料流速 u=1.5m/s管線直徑。8.2回流管線管徑回流流量l=0.0010m3/s選擇原料流速u=1.5m/s管線直徑8.3釜底出口管線管徑進料流量w=0.0015m3/s選擇原料流速 u=1.5m/s管線直徑設計結果概覽浮閥塔的工藝設計計算結果匯總表項目內容數值或說明備注塔徑 d/m1.40 板間距ht/m0.45塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板（四塊）空塔氣速u/(m/s)0.853堰長(lw)0.98板上液層高度hw/

29、m0.06降液管底隙高度h0/m0.036浮閥數n/個155等腰三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)5.99臨界閥孔氣速u0c(m/s)5.49閥孔動能因子f010.3孔心距t/m0.075同一橫排的孔心距排間距h/m0.065相鄰兩橫排中心線距離單板壓降p/pa700液體在降液管內停留時間/s14.4降液管內清液層高度hd/m0.126泛點率(%)52.1氣相負荷上限vsmax/(m3/s)1.58霧沫夾帶控制氣相負荷下限vsmin/(m3/s)0.46漏液控制操作彈性3.43結束語經過這段時間的查閱文獻、計算數據和上機敲電子版，化工原理課程設計的基本工作已經完成，并得出了可行的設計方案，全部計算過程已在前面的章節中給以體現。課程設計是對以往學過的知識