浮閥式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設備設計

1、 2012級化學工程與工藝專業(yè)化工原理課程設計說明書 題 目：浮閥式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設備設計姓 名：鄧迎利班級學號：1208101-16指導老師：王鋒同組學生姓名：肖慧 陶瑞 劉孟超完成時間：2014年12月19日化工原理課程設計評分細則評審單元評審要素評審內(nèi)涵評審等級檢查方法指導老師評分檢閱老師評分設計說明書35%格式規(guī)范是否符合規(guī)定的格式要求5-44-33-22-1格式標準內(nèi)容完整設計任務書、評分標準、主要設備計算、作圖、后記、參考文獻、小組成員及承擔任務10-88-66-44-1設計任務書設計方案方案是否合理及是否有創(chuàng)新10-88-66-44-1計算記錄工藝計算過 程計算過程是否正

2、確、完整和規(guī)范10-88-66-44-1計算記錄設計圖紙30%圖面布置 圖紙幅面、比例、標題欄、明細欄是否規(guī)范10-88-66-44-1圖面布置標準標注文字、符號、代號標注是否清晰、正確10-88-66-44-1標注標準與設計吻合圖紙設備規(guī)格與計算結果是否吻合10-88-66-44-1比較圖紙與說明書平時成績20%出勤計算、上機、手工制圖10-88-66-44-1現(xiàn)場考察衛(wèi)生與紀律設計室是否整潔、衛(wèi)生、文明10-88-66-44-1答辯成績15%內(nèi)容表述答辯表述是否清楚5-44-33-22-1現(xiàn)場考察內(nèi)容是否全面5-44-33-22-1回答問題回答問題是否正確5-44-33-22-1總 分綜合

3、成績 成績等級 指導老師 評閱老師 （簽名） （簽名） 年 月 日 年 月 日 說明：評定成績分為優(yōu)秀(90-100),良好(80-89)，中等(70-79)，及格(60-69)和不及格(60)目錄1、 設計任務書-(3) 2、 主要設備設計計算和說明-(5)1. 課程設計的目的-(5)2. 課程設計題目描述和要求-(5)3. 課程設計報告內(nèi)容-(5)3.1流程示意圖-(5)3.2流程和方案的說明及論證-(6)3.2.1流程的說明-(6)3.2.2方案的說明和論證-(6)3.2.3設計方案的確定-(7)4. 精餾塔的工藝計算-(8)4.1精餾塔的物料衡算-(8)4.2分段物料衡算 -(8)4.

4、3理論塔板數(shù)NT的計算-(9)4.4實際塔板數(shù)的計算 -(10)4.5工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算-(10)4.5.1操作壓強Pm-(10)4.5.2操作溫度tm-(11)4.5.3平均摩爾質(zhì)量Mm-(11)4.5.4平均密度m-(11)4.5.4.1 液相密度lm-(11)4.5.4.2 氣相密度m-(12)4.6 液體表面張力m-(12)4.7精餾段氣液負荷計算-(12)4.8 塔和塔板主要工藝尺寸計算-(12)4.8.1塔徑- (12)4.8.2溢流裝置（設有進口堰）-(14)4.8.3 降液管的寬度Wd與降液管的面積Af-(14)4.8.4降液管底隙高度h0-(15)4.8.5塔板布置及浮閥

5、數(shù)目與排列-(16)4.9 塔板流體力學計算-(17)4.9.1氣體通過塔板的壓強降相當?shù)囊褐叨?(17)4.9.2 淹塔-(17)4.9.3霧沫夾帶-(18)4.10塔板負荷性能圖-(18)4.11 輔助設備-冷凝器的選取-(21)3、 工藝設計計算結果匯總表-(21)4、 參考文獻-(24)5、 后記-(25)一、設計任務書1 設計題目 浮閥式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設備設計2 工藝條件 生產(chǎn)能力:40000噸/年（料液） 年工作日：300天 原料組成：35%乙醇，65%水（質(zhì)量分率，下同） 產(chǎn)品組成：餾出液 94%乙醇，釜液 0.2%乙醇 操作壓強：塔頂壓強為常壓 進料溫度：泡點 進料狀

6、況：泡點 加熱方式：直接蒸汽加熱 回流比：自選3 設計內(nèi)容 (1)確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖。 (2)工藝參數(shù)的確定 基礎數(shù)據(jù)的查找及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效率，實際塔板數(shù)等。 (3)主要設備的工藝尺寸計算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。 (4) 流體力學計算 流體力學驗算，操作符合性能圖及操作彈性等。 (5) 主要附屬設備設計計算及選型 塔頂全凝器設計計算：熱負荷，載熱體用量，選型及流體力學計算。 料液泵設計計算;流程計算及選型。4 設計結果總匯5 主要符號說明6 參考文獻 二、主要設備設計計算和說明1.課程設計的目的 化工原理課程設計是以個綜合

7、性和實踐性較強的教學環(huán)節(jié),也是培養(yǎng)學生獨立工作的有益實踐,更是理論聯(lián)系實際的有效手段.通過課程設計達到如下目的: 鞏固化工原理課程學習的有關內(nèi)容，并使它擴大化和系統(tǒng)化; 培養(yǎng)學生計算技能及應用所學理論知識部分分析問題和解決問題的能力； 熟悉化工工藝設計的基本步驟和方法； 學習繪制簡單的工藝流程圖和主體設備工藝尺寸圖； 訓練查閱參考資料及使用圖表、手冊的能力； 通過對“適宜條件”的選擇及對自己設計成果的評價，初步建立正確的設計思想，培養(yǎng)從工程技術觀點出發(fā)考慮和處理工程實際問題的能力； 學會編寫設計說明書。2. 課程設計題目描述和要求 本設計采用連續(xù)操作方式。設計一板式塔，板空上安裝浮閥，具體工藝

8、參數(shù)如下： 生產(chǎn)能力:40000噸/年（料液） 年工作日：300天 原料組成：35%乙醇，65%水（質(zhì)量分率，下同） 產(chǎn)品組成：餾出液 94%乙醇，釜液 0.2%乙醇 操作壓強：塔頂壓強為常壓 進料溫度：泡點 進料狀況：泡點 加熱方式：間接蒸汽加熱 回流比：R=3.9963.課程設計報告內(nèi)容 3.1流程示意圖 冷凝塔塔頂產(chǎn)品冷卻器乙醇的儲罐 回流 原料原料罐原料預熱器精餾塔 塔釜3.2 流程和方案的說明及論證 3.2.1流程的說明 首先，苯和甲苯的原料混合進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過進入原料預熱器，在原料預熱器中加熱到泡點溫度，然后原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到了泡點，

9、混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，部分進入到塔頂產(chǎn)品冷凝器中，停留一定的時間然后進入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯和甲苯的分離。 3.2.2方案的說明和論證 浮閥塔之所以廣泛應用,是由于它具有下列特點: 生產(chǎn)能力大,由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大2040，與篩板塔接近。 操作彈性大，由于閥片可以

10、自由升降以適應氣量的變化，因此位置正常的操作而允許符合波動范圍比篩板塔、泡罩塔都大。 塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故汽液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 氣體壓降及液面落差小，因汽液流過浮閥塔板時阻力較小，是氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 塔的造價低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的5080，但是比篩板塔高2030。 浮閥塔盤的操作原理和發(fā)展浮閥塔的塔板上，按一定中心距開閥孔，閥孔里裝有可以升降的閥片，閥孔的排列方式，應使絕大部分液體內(nèi)有氣泡透過，并使相鄰兩閥容易吹開，鼓泡均勻。為此常采用對液流方向成錯排的三角形的排列方式。蒸汽自閥孔上升，頂開閥片，穿過環(huán)形縫隙，

11、以水平方向吹入液層，形成泡沫，浮閥能隨著氣速的增減在相當寬的氣速范圍內(nèi)自由升降，以保持穩(wěn)定的操作。但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴。推廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發(fā)展。各種新型填料，高效率塔板不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設計數(shù)據(jù)比較完整，因此設計浮閥塔比較合適。 3.2.3設計方案的確定 操作壓力：精餾操作可在常壓，加壓，減壓下進行。應該根據(jù)處理物料的性能和設計總原則來確定操作壓力。例如對于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設計苯和甲苯為一般物料，

12、因此，采用常壓操作。 進料狀況進料狀況有五種：過冷液，飽和液，汽液混合物，飽和氣，過熱氣。但在實際操作中一般將物料預熱到泡點或近泡點，才送入塔內(nèi)。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點進料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設計和制造上也較方便。本次設計采用泡點進料，即q=1。 加熱方式精餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式。 冷卻方式塔頂?shù)睦鋮s方式通常用水冷卻，應盡量使用循環(huán)水。如果要求的冷卻溫度較低，可考慮用冷卻鹽水來冷卻。 熱能利用精餾過程的特性是重復進行氣化和冷凝。因此，熱效率很低，可采用一些改進措施來提高熱效率。因此，根據(jù)上述設計方案的討論及設計任務書的要求，本設計采用常壓操作

13、，泡點進料，直接蒸汽加熱以及水冷的冷卻方式，適當考慮熱能利用。4. 精餾塔的工藝計算 4.1 精餾塔的物料衡算 根據(jù)工藝的操作條件可知：料液流量 F=152.6Kmol/h料液含苯摩爾分數(shù)Xf =塔頂產(chǎn)品含苯摩爾分數(shù)為 xD=0.9744塔底產(chǎn)品含苯摩爾分數(shù)為XW =0.0235 由公式：F=D+W 代入數(shù)值解方程組得： 塔頂產(chǎn)品(餾出液)流量 D=60.86 Kmol/h； 塔底產(chǎn)品(釜液)流量 W=81.7Kmol/h 4.2分段物料衡算 lgPa*= 安托尼方程 安托尼方程 泡點方程 根據(jù)xa從化工原理書中查出相應的溫度根據(jù)以上三個方程，運用試差法可求出 Pa*,Pb* 當 xa=0.3

14、95 時，假設t=92 Pa*=144.544P，Pb*=57.809P, 當 xa=0.98 時，假設t=80.1 Pa*=100.432P，Pb*=38.904P,當 xa=0.02 時，假設t=108 Pa*=222.331P，Pb*=93.973P, t=99.0是進料口的溫度，t=81.9是塔頂蒸汽需被冷凝到的溫度，t=108是釜液需被加熱的溫度。 根據(jù)衡摩爾流假設，全塔的流率一致，相對揮發(fā)度也一致。 （t=80.1） 所以平衡方程為最小回流比 Rmin 為 所以 R=1.45Rmin2.00所以精餾段液相摩爾流量 L(Kmol/h)RD260.86=121.7kmol/h精餾段氣相

15、摩爾流量 V(Kmol/h)(R+1)D360.86=202.4 kmol/h所以，精餾段操作線方程 =0.667xn+0.325因為泡點進料，所以進料熱狀態(tài) q=1 所以，提餾段液相摩爾流量 L(kmol/h)L+qF 提餾段氣相摩爾流量 V(kmol/h)V-(1-q)F 所以，提餾段操作線方程 4.3 理論塔板數(shù)NT的計算（1） 由精餾段和提餾段操作線方程按常規(guī)作圖1（見下頁） 圖 1 理論塔板數(shù) 圖解得NT=（15.5-1）層 ，其中精餾段理論板數(shù)為7層，提留段理論板數(shù)為7.5層 第8層為加料板。 4.4實際塔板數(shù)的計算 可查得：苯在泡點時的黏度a(mPa.s)0.267， 甲苯在泡點

16、是的黏度b(mPa.s)0.275， 所以：平均黏度av(mPa.s)axf+b(1-xf)0.450.267+(1-0.45)0.275=0.271 所以：總板效率 ET=0.17-0.616lg0.2710.52 實際精餾段塔板數(shù)為 Ne1=7/0.52=13.4 (14塊) 實際提餾段塔板數(shù)為 Ne2=7.5/0.52=14.9 (15塊) 實際板數(shù) Ne=14+15=294.5工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算 4.5.1操作壓強Pm塔頂壓強PD=4+101.3=105.3kpa,取每層塔板的壓強降為p=0.5kpa,則進料壓強PF=105.3+140.5=112.3KPa平均操作壓強Pm=108

17、.8kpa4.5.2操作溫度tm根據(jù)操作壓強，依下式試差計算操作溫度：P=P0AxA+P0BxB試差計算結果tD=81.90C,進料板tF=99.00C,則精餾段平均溫度 4.5.3平均摩爾質(zhì)量Mm塔頂 xD=y1=0.974 x1=0.939 MVDm=0.974*78.11+(1-0.974)*92.13=78.47kg/kmol MLDm=0.936P78.11+(1-0.939)*92.13=78. 97kg/kmol進料板 yF=0.638 xF=0.419 MVFm=o.638*78.11+(1-0.638)*92.13=83.19kg/kmol MLFm=0.419*78.11+

18、(1-0.419)*92.13=86.26kg/mol則精餾段平均摩爾質(zhì)量: 4.5.4平均密度m 4.5.4.1液相密度lm依下式 1/lm=aA/LA+aB/LB (a為質(zhì)量分數(shù)）塔頂 LmD=813.01kg/m3 進料板，由加料板液相組成，xA=0.419 LmF=792.17 精餾段平均液相密度4.5.4.2 氣相密度mV4.6 液體表面張力m精餾段平均表面張力為：4.7精餾段氣液負荷計算V=（R+1)D= （2+1）*60.86=202.4kmol/hL=RD=2*60.86=121.72kmol/hLh=12.528m3/h4.8 塔和塔板主要工藝尺寸計算 4.8.1 塔徑D塔徑

19、HT/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT/mm200300250350300450350600400600表 1 塔徑與塔板距關系表 據(jù)上表可知：初選板間距HT=0.50m，取板上液層高度hL=0.08m故 HThL=0.500.08=0.42m 查下圖 2 得C20=0.072 圖 2 史密斯關聯(lián)圖 取安全系數(shù)為0.7，則所以塔徑取1.4m，空塔氣速為1.014m/s4.8.2 溢流裝置lW 取堰長lW為0.7D，即 lW=0.7*1.4=0.98m4.8.3 出口堰高hW hw=hL-hOW 由lw/D=0.7/1.4=0.5,Lh/lW2.5=12.

20、528/0.72.5=30.56m,查下圖 3得，E=1.076圖 3 液流收縮系數(shù)計算圖則 4.8.3 降液管的寬度Wd與降液管的面積Af由lw/D=0.7/1.4=0.5，查下圖 3 得，Wd/D=0.067,Af/AT=0.033,圖 3 弓形降液管的寬度與面積則計算液體在降液管中停留時間以檢驗液管面積，即（大與5s符合要求）4.8.4降液管底隙高度h0取液體通過降液管底隙的流速u0=0.08m/s,計算降液管底隙高度h0即 4.8.5塔板布置及浮閥數(shù)目與排列本設計塔徑，采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板。以精餾段為例（提留段略）取閥孔動能因子，則孔速為： 每層塔板上浮閥數(shù)目為：塊（采

21、用型浮閥）取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即： (2-63)其中 (2-64)取孔心距t=75mm,t=0.77mm取排心距及t、=75mm采用等腰三角形叉排，繪制排列圖的浮閥數(shù)N=177功能因數(shù)：，在適宜范圍內(nèi)塔板開孔率4.9 塔板流體力學計算（以精餾段為例，提留段略） 4.9.1氣體通過塔板的壓強降相當?shù)囊褐叨?可根據(jù)計算 （1）干板阻力 因為，故 (2)板上充氣液層阻力 取， (3)液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)母叨葹椋?4.9.2 淹塔為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度，即 (1)單層氣體通過塔板壓降所相當

22、的液柱高度： (2)液體通過降液管的壓頭損失： (3)板上液層高度：，則取，已選定， 則。可見，所以符合防止淹塔的要求。4.9.3霧沫夾帶泛點率 泛點率 板上液體流經(jīng)長度： 板上液流面積： 查物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)圖泛點率泛點率對于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過，由以上計算可知，霧沫夾帶能夠滿足的要求。4.10 塔板負荷性能圖（1）霧沫夾帶線泛點率據(jù)此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率計算：整理得：，即 由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個值，算出（見表2）。精餾段0.0020.012.6852.481表 2 霧沫夾帶數(shù)值（2）液泛線 由此確定液泛線，忽略式中

23、 而整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取若干個值，算出相應的值（見表 3）：精餾段0.0018.1700.0037.140.0046.160.0075.09表 3 液泛線數(shù)據(jù)（3）液相負荷上限 液體的最大流量應保證降液管中停留時間不低于，液體降液管內(nèi)停留時間，以作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則：（4）漏液線對于型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負荷的標準。 （5）液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。 取，則 由以上作出塔板負荷性能圖，由圖 4 看出： 圖 4 塔板負荷性能圖(1)在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置；(2)塔

24、板的氣相負荷上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由漏液控制；(3)按固定的液氣比，由圖可查出：塔板的氣相負荷上限氣相負荷下限所以：操作彈性4.11 輔助設備-冷凝器的選取(1) 基本物性數(shù)據(jù)的查取 苯的定性溫度=0C 查得苯在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：h=828.6 kg/, , ,根據(jù)設計經(jīng)驗，選擇冷卻水的溫度升為8，則水的出口溫度為水的定性溫度= 查得水在定性溫度下的物理特性數(shù)據(jù)c=992.3kg/m3,cpc=4.174kJ/(kg 0c)，c=0.633w/(m0c),c=0.6710-3Pas (2) 熱負荷計算 冷卻水耗量 (3) 確定流體的流經(jīng) 該設計任務的熱流體為苯，冷流體為水，為使苯

25、通過殼壁面向空氣中散熱，提高冷卻效果，令苯走殼程，水走管程。 (4) 計算平均溫度按單殼程，雙管程考慮，先求逆流時平均溫度差苯 81.955冷卻水 4335 t 38.9 20計算R和P選K值。估算傳熱面積參照附錄，取K=450W/(m2c)(5) 選熱換器型號 由于流體溫度500C,可選用固定管板式熱換器。由固定管板式熱換器的系類標準，選熱換器型號為:FLb 500-65-25-4主要參數(shù)如下：外殼直徑：400mm 公稱壓力：1.6Mpa 公稱面積：5.6m2管子尺寸：25mm2.5mm 管子數(shù)：30 管長：3000mm管中心距：32mm 管程數(shù)Np：2 管子排列方式：正三角形管程流通面積：0.016m2實際換熱面積采用此換熱面積的換熱器，要求過程的總傳熱系數(shù)為：三、工藝設計計算結果匯總表浮閥塔工藝設計計算結果匯總表項目符號單位精餾段數(shù)據(jù)及備注提餾段數(shù)據(jù)及備注塔徑Dm1.4（略）板間距m0.5塔板類型單溢流弓形降液管分塊式空塔氣速um/s1.06堰長m0.98堰高m0.06板上液層高度m0.08降液管底隙高m0.0353浮閥數(shù)N177（略）閥孔氣速m/s7.035浮閥動能因子12孔心距tm0.075排間距m0.080單板壓降Pa592.9降液管內(nèi)清液高度m0.1569泛點率%58.49氣相負荷上限