1、化工原理課程設計(浮閥塔).板式連續精餾塔設計任務書一、設計題目：分離苯甲苯系統的板式精餾塔設計 試設計一座分離苯甲苯系統的板式連續精餾塔，要求原料液的年處理量為 50000 噸，原料液中苯的含量為 35 %，分離后苯的純度達到 98 %，塔底餾出液中苯含量不得高于1%（以上均為質量百分數）二、操作條件1. 塔頂壓強： 4 kpa （表壓）；2. 進料熱狀態： 飽和液體進料3. 回流比： 加熱蒸氣壓強： kpa（表壓）；單板壓降： 0. 7 kpa3、 塔板類型 ： 浮閥塔板四、生產工作日 每年300天，每天24小時運行。五、廠址廠址擬定于天津地區。六、設計內容 1. 設計方案的確定及流程說明

2、2. 塔的工藝條件及有關物性數據的計算3. 精餾塔的物料衡算4. 塔板數的確定5. 塔體工藝尺寸的計算6. 塔板主要工藝尺寸的設計計算7. 塔板流體力學驗算8. 繪制塔板負荷性能圖9. 塔頂冷凝器的初算與選型10. 設備主要連接管直徑的確定11. 全塔工藝設計計算結果總表12. 繪制生產工藝流程圖及主體設備簡圖13. 對本設計的評述及相關問題的分析討論目 錄一、緒 論1二、設計方案的確定及工藝流程的說明2設計流程2設計要求3設計思路3設計方案的確定4三、全塔物料衡算5物料衡算5四、塔板數的確定6理論板數的求取6全塔效率實際板層數的求取7五、精餾與提餾段物性數據及氣液負荷的計算9進料板與塔頂、塔

3、底平均摩爾質量的計算9氣相平均密度和氣相負荷計算10液相平均密度和液相負荷計算10液相液體表面張力的計算11塔內各段操作條件和物性數據表11六、塔徑及塔板結構工藝尺寸的計算14塔徑的計算14塔板主要工藝尺寸計算15塔板布置及浮閥數目與排列17七、 塔板流體力學的驗算及負荷性能圖19塔板流體力學的驗算19塔板負荷性能圖22八、塔的有效高度與全塔實際高度的計算27九、浮閥塔工藝設計計算總表28十、輔助設備的計算與選型30塔頂冷凝器的試算與初選30塔主要連接管直徑的確定31十一、對本設計的評述及相關問題的分析討論33設計基礎數據36附圖382一、緒 論 化工原理課程設計是綜合運用化工原理課程和有關先

4、修課程（物理化學，化工制圖等）所學知識，完成一個單元設備設計為主的一次性實踐教學，是理論聯系實際的橋梁，在整個教學中起著培養學生能力的重要作用。通過課程設計，要求更加熟悉工程設計的基本內容，掌握化工單元操作設計的主要程序及方法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發度的不同，使易揮發組分由液相向氣相轉移，難揮發組分由氣相向液相轉移，實現原料混

5、合液中各組分的分離。根據生產上的不同要求，精餾操作可以是連續的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設計的題目是苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計，即需設計一個精餾塔用來分離易揮發的苯和不易揮發的甲苯，采用連續操作方式，需設計一板式塔將其分離。二、設計方案的確定及工藝流程的說明設計流程 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

6、小回流比的倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。3 圖2-1 精餾工藝流程圖 圖2-2 單塔工藝流程簡圖設計要求 總的要求是在符合生產工藝條件下，盡可能多的使用新技術，節約能源和成本，少量的污染。精餾塔對塔設備的要求大致如下：生產能力大，即單位塔截面大的氣液相流率，不會產生液泛等不正常流動。 效率高，氣液兩相在塔內保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質效率。  流體阻力小，流體通過塔設備時阻力降小，可以節省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。  有一定的操作彈性，當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發生較大的變化

7、。  結構簡單，造價低，安裝檢修方便。  能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等本次實驗我們根據所給條件設計出塔的各項參數及其附屬設備的參數。設計思路 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

8、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。本設計采用連續精餾操作方式、常壓操作、泡點進料、間接蒸汽加熱、選r=、塔頂選用全凝器、選用浮閥塔。設計方案的確定 本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要

9、求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾流程。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人精餾塔內。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，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。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倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。三、全塔物料衡算 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 苯的摩爾質量： 甲苯的摩爾質量： = = = =×+×=(kg/kmol) =×+×=(kg/kmol) =×+×=(kg/kmol)

10、物料衡算 原料處理量：f=50000×1000/(300×24×=h 總物料衡算：=d+w 苯物料衡算：×=+ 聯合解得 ：d =h w=h 最少回流比：由q=1和平衡線交點畫圖的出。（附圖1）四、塔板數的確定 理論板數的求取 苯-甲苯屬理想體系，可采用圖解法球理論板層數。 由手冊查得苯-甲苯物系的氣液平衡數據，繪出t-x-y圖與x-y圖。 作圖法求最小回流比及操作回流比。如圖1-1。由，從圖中讀得 所以最小回流比為 = 取操作回流比為 精餾塔打氣、液相負荷 l=rd=×=h v=(r+1)d=+1)=h l'=l+f=+= l v&#

11、39;=v= kmol/h 操作線方程: 精餾段操作線方程: 提餾段操作線方程: 圖解法求理論層數 總理論板層數：(包括再沸器) 進料板位置： 全塔效率實際板層數的求取 全塔效率 根據塔頂，塔底液相組成，查t-x-y圖知塔頂溫度81，塔底溫度，求得塔平均溫度為： 由精餾段與提餾段的平均溫度，依據安托尼方程，求出再求出相對揮發度。其中 苯： a=,b=,c= 甲苯：a=,b=,c= 當溫度為81 kpa ，kpa 同理當溫度為時， ， 又因為平均溫度為，查表知液體黏度為 mpa·s mpa·s = =·s 全塔效率 精餾段實際板層數 提餾段實際板層數 進料板為 總實

12、際板數 =13+13=26塊 五、精餾與提餾段物性數據及氣液負荷的計算進料板與塔頂、塔底平均摩爾質量的計算 塔頂：，由平衡圖知： 進料板：， 塔底： ，查得 所以，精餾段平均摩爾質量 提餾段平均摩爾質量 氣相平均密度和氣相負荷計算 精餾段 提餾段 精餾段氣相負荷： 提餾段氣相負荷： 液相平均密度和液相負荷計算 液相密度依下式計算，即 塔頂:, 查得： ， 進料板:，查得：， 進料板液相的質量分數為 進料板液相平均密度：由， 查得 ， 塔釜液相質量分數為： 精餾段液相平均密度為： 提餾段液相平均密度為： 液相液體表面張力的計算 塔頂： 查表知：, 進料板： 查表知: , 塔底： 查表知：， 精餾

13、段液相平均表面張力為： 提餾段液相平均表面張力為： 塔內各段操作條件和物性數據表 （1）操作壓力 塔頂壓強： =+4= 每層塔板壓降： 進料板壓力： =+×13= 精餾段平均壓力：=+/2= 塔底壓強： =pd+np=+×26=提餾段平均壓力：=（+）/2=（2） 操作溫度 由附錄查知，安托因方程中苯-甲苯參數如下: 苯： a=, b=, c= 甲苯： a=， b=， c= 所以：由安托尼方程進行試差計算，得 塔頂溫度 = 進料板溫度 = 塔底溫度 = 精餾段平均溫度 =+/2=提餾段平均溫度 =+/2=（3） 平均粘度 液相平均粘度計算公式： 塔頂： 查表知： , 由 所

14、以： 進料板： 查表知: , = 塔底： =查表知: , = 精餾段液相平均黏度為： 精餾段液相平均粘度為： 6、 塔徑及塔板結構工藝尺寸的計算塔徑的計算 精餾段氣、液相體積流量： 提餾段氣、液相體積流量： 最大空塔氣速計算公式： 取板間距 ，板上液層高度，則 -= 精餾段： 提餾段 ： 查表知： =， = 所以 精餾段： 提餾段： 取安全系數，則空塔氣速為： 精餾段： 提餾段： 按標準塔徑圓整后為： d= 塔截面積為 ： 實際空塔氣速 精餾段： 提餾段： 塔板主要工藝尺寸計算 因塔徑d=，可造用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：（1）堰長: 取=（2）溢流堰高度由 選用平直堰，

15、堰上液層高度近似取e=1,則 （3）弓形降液管寬度和截面積: 由 ，查圖知 故 驗算液體在降液管中停留時間: 精餾段： 提餾段 ： 故降液管設計合理。（4）降液管底隙高度: 精餾段取：，則 提餾段取：，則 故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度。塔板布置及浮閥數目與排列 取閥孔動能系數=10，由公式，求孔速 由式n=求每層板上的浮閥數 即=132（塊）; =135（塊） 取邊緣區寬度= 破沫區寬度= 按式計算鼓泡區面積 即r= 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=75mm=,則可按下式估算排間距，即 精餾段 提餾段 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支

16、承與銜接也要占去一部分鼓泡區面積，因此排間距不宜采用100mm，而應小于此值，故取t=80mm=按t=75mm，t=80mm以等腰三角形叉排方式作圖，得閥數n=140個圖6-1 塔板閥門布置圖 按n=140個重新核算孔速及閥孔動能因數 閥孔動能因故變化不大，仍在9到12范圍內。 塔板開孔率= 開孔率= 常壓塔開孔率在10%-14%之間，所以滿足要求。7、 塔板流體力學的驗算及負荷性能圖塔板流體力學的驗算 塔板液體力學驗算得目的是為了檢驗以上初算塔徑及塔各相工藝尺寸得計算是否合理，塔板能否正常操作，驗算項目如下：1）氣相通過浮閥塔的壓強降 每層塔板靜壓頭降可按式 計算壓力降式中： 與相當得液柱高

17、度， 與相當得液柱高度， 與相當得液柱高度， 與相當得液柱高度，（1）計算干板靜壓頭降 由于浮閥全部開啟前后，其干板阻力的計算規律不同，故在計算干板壓降前，首先需確定 臨界孔速。臨界孔速 是板上所有浮閥全部開啟時，氣體通過閥孔得速度，以表示 因， ，（2）板上充氣液層阻力 本設計分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳氫化合物，可取充氣系數 由公式 （3）克服表面張力所造成的阻力 因本設計采用浮閥塔，其很小，可忽略不計。因此，氣體流經一層浮閥塔板的壓降相當的液柱高度為： 單板壓降 : 2）淹塔 為使液體能由上層塔板穩定地流入下層塔板，降液管內必須維持一定高度的液柱。降液管內的清液及高度用來克服相鄰兩層

18、塔板間的壓強降、板上液層阻力和液體流過降液管的阻力。因次，降液管中清夜層高度可用下式表示： 式 且（1） 與氣體通過塔板的壓降相當的液柱高度 （2） 液體通過降液柱的壓頭損失，因不設進口堰，按計算 （3） 板上液層高度，取 因此 為了防止液泛，應保證降液管中當量清液層高度不超過上層塔板的出口堰。按式：，是考慮到降液管內充氣及操作安全兩種因素的校正系數. 對一般物系，可取為；對不易發泡物系，可取.取校正系數，又已選定板間距, 可見從而可知符合防止液泛的要求。3) 霧沫夾帶量（1）通常，用操作時的空塔氣速與發生液泛時的空塔氣速的比值為估算霧沫夾帶量的指標，此比值稱為泛點百分數，或稱 泛點率。 泛點

19、率 或 泛點率= 計算泛點率 板上液體流經長度： 板上液流面積： 苯和甲苯可按正常系統按化工原理表3-4，取物性系數k=，由圖3-13查得泛點負荷系數，代入公式得 按另一公式計算，得 為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。塔板負荷性能圖 當塔板的各相結構參數均已確定后，應將極限條件下的關系標繪在直角坐標系中，從而得到塔板的適宜氣、液相操作范圍，此即塔板的負荷性能圖。負荷性能圖由五條線組成。1）霧沫夾帶線 當氣相負荷超過此線時，霧沫夾帶量將過大，使板效率嚴重下降，塔板適宜操作區應在霧沫夾帶線下。對于一定的物系

20、及一定的塔板結構，式中均為已知值，相應于的泛點率上限值亦可確定，將各 已知故代入上式，便得出的關系式，據此做出霧沫夾帶線. 對常壓，塔徑>900 的大塔，取泛點率=80%為其霧沫夾帶量上限，則：按泛點率為80%計算如下： 整理得 或 精餾段 提餾段 霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個值，依1式算出相應的表7-1 霧沫夾帶線數據 2）液泛線由公式： 確定的液泛線，忽略式中的，得： 物系一定，塔板結構尺寸一定，則及等均為定值，而與又有如下關系，即 式中閥孔數n與孔徑亦為定值，因此，可將上式簡化得 在操作范圍內任取若干個值，依2式算出相應的值列于附表2中表7-2 液泛線數據3）液相負荷上

21、限線 當降液管尺寸一定時，若液體流量超過某一限度使液體在降液管的停留時間過短，則其中氣泡來不及釋放就帶入下一層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。 要求液體在降液管內的停留時間秒，取秒計算，則如下式知液體在降液管內停留時間 以作為液體在降液管中停留時間的下限，則 求出上限液體流量值。在圖上做出液相負荷上限線為與氣體流量無關的豎直線。4）漏液線 對f1型重閥，當時，泄漏量接近10%為確定氣相負荷下限的依據。f1型重閥，取 計算，則 又知 ，則 以f0=5作為規定氣體最小負荷的標準，則 據此做出與液體流量無關的水平漏液線（4）。5）液相負荷下限線 為保證板上液流分布均勻，提高接觸效果，取堰上液層高度

22、作為液相負荷下限條件。依下列的計算式 計算出的下限值，依次做出液相負荷下限線，該線與氣相流量無關的豎直直線 取e=1,則，則： 由以上五條線在直角坐標上作圖，五條線所圍成的區域即為適宜操作區。 根據以上五個方程可分別做出塔板負荷性能圖上的（1）、（2）、（3）、（4）及（5）共五條線，見附圖4。由塔板負荷性能圖可以看出：（1）任務規定的氣、液負荷下的操作點p（設計點），處在適宜操作區以內的適中位置。（2）塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液氣比，由附圖4查出塔板的氣相負荷上限， 和下限， ， 操作彈性= 設計塔板時，應適當調整塔板結構參數，使操作點在圖中位置

23、適中，以提高塔的操作彈性。八、塔的有效高度與全塔實際高度的計算塔體有效高度 根據化工工藝設計手冊(第四版)每6塊板開一人孔，26/64，人孔數為4，高度為 故有效高度 塔頂層空間的高度，取。 塔底空間的高度，塔釜停留時間取，則取。 塔頂封頭的確定 。 裙座高度的確定，為了制作方便，裙座為圓形 人孔數，在進料板上方開一個人孔，人孔處板間距為。進料板高度取。總高度 =(26-1-4-1)×+1×+3×+=九、浮閥塔工藝設計計算總表所設計篩板塔的主要結果匯總于表如下：序號項目數值精餾段提餾段1平均溫度2平均壓力3氣相流量m3/s4液相流量5實際塔板數n13136有效段高

24、度z/m7塔徑d/m8板間距/m9溢流形式單溢流10降液管形式弓形降液管11堰長/m12堰高/m 13板上液層高度/m14堰上液層高度/m15降液管底隙高度/m16安定區寬度/m17邊緣區寬度/m18開孔區面積/19浮閥直徑/m20浮閥數目n14021孔中心距t/m22排間距t/m23開孔率/24空塔氣速u/25孔閥氣速/26每層塔板壓降/pa27液體在降液管停留時間/s28降液管內清液層高度29泛點率/%30液沫夾帶31氣相負荷上限/32氣相負荷下限/33操作彈性 十、輔助設備的計算與選型 塔頂冷凝器的試算與初選 出料液溫度： （飽和氣） （飽和液） 冷卻水溫度： 25 45 當t=時，查表

25、得 r=×+×=kg 假設k=550） 根據s= 選用查手冊可知選擇的尺寸如下： 公稱直徑：600mm 管長：3000mm 管子總數：188 管程數：4 中心排管數：10 s=ndl=188×××= 若選擇該型號的換熱器，則要求過程的總傳熱系數為： k= 與原設值接近所以選擇型號換熱器塔主要連接管直徑的確定（1） 塔頂蒸汽出口管徑因塔頂出口全部為氣體流速u取530之間故取流速u=20m/s 故可選取無縫鋼管，d=245mm。 驗算實際流速 滿足要求（2） 回流液管徑 因為苯和甲苯屬于易燃、易爆液體，需流速u<1m/s 故取流速u=s 故可

26、選取無縫鋼管，d=81mm。 實際流速 滿足要求（3）進料管徑 同上，取u=s = 選取無縫鋼管，d=81mm。 實際流速 滿足要求（4）塔底出口管徑 同上，取u=s = 選取無縫鋼管，d=117mm。 實際流速: 滿足要求 （5）再沸騰加熱蒸汽管徑 同（1），取u=20m/s 選取無縫鋼管，d=245mm 滿足要求十一、對本設計的評述及相關問題的分析討論 1.對本設計的評述 工程設計本身存在一個多目標優化問題，同時又是政策性很強的工作。設計者在進行工程設計時應綜合考慮諸多影響因素，使生產達到技術先進、經濟合理的要求，符合優質、高產、安全、低能耗的原則。首先，要滿足工藝和操作的要求。所設計出來

27、的流程和設備能保證得到質量穩定的產品。由于工業上原料的濃度、溫度經常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調節。設置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產過程。其次要滿足經濟上的要求。 要節省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節省蒸汽和冷卻介質的消耗，也能節省電的消耗。回流比對操作費用和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節省也對操作費用和設備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設備面積增加，設備費用增加。因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。最后還要保證生產安全 。生產中應防止物料的泄露，生產和使用易燃物料車間的電器均應為防爆品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有一定剛度和強度。2.相關問題的討論 本設計中要求分離的苯-甲苯物系，采用的是常壓操作。進料狀態與塔板數、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯系