精馏塔的设计.docx
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精馏塔的设计
精馏塔设计苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计1．课程设计的目的课程设计是“化工原理”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它也起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几个方面要求学生加强训练1．查阅资料选用公式和搜集数据的能力2．树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。
3．迅速准确的进行工程计算（包括电算）的能力。
4．用简洁文字清晰表达自己设计思想的能力。
2课程设计题目描述和要求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-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，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，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下：
原料苯含量：
质量分率=（30+0.5*学号）%原料处理量：
质量流量=（10-0.1*学号）t/h[单号]
（10+0.1*学号）t/h[双号]产品要求：
质量分率：
xd=98%，xw=2%[单号]
xd=96%，xw=1%[双号]
2
工艺操作条件如下：
常压精馏塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.2〜2）Rmin。
3．课程设计报告内容
3.1流程示意图
冷凝器t塔顶产品冷却器t苯的储罐t苯
f回流
原料T原料罐T原料预热器T精馏塔
f回流J
再沸器Jt塔底产品冷却器T甲苯的储罐T甲苯
3.2流程和方案的说明及论证
3.2.1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。
3.2.2方案的说明和论证本方案主要是采用浮阀塔。
精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。
常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：
3一：
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。
二：
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。
三：
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。
四：
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。
五：
结构简单，造价低，安装检修方便。
六：
能满足某些工艺的特性：
腐蚀性，热敏性，起泡性等。
而浮阀塔的优点正是：
而浮阀塔的优点正是：
1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡
罩塔板大20%〜40%，与筛板塔接近。
2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。
3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。
4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。
5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%〜80%，但是比筛板塔高
20%〜30。
但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。
随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。
近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。
3.3设计的计算与说明
3.3.1全塔物料衡算根据工艺的操作条件可知：
料液流量F=（10-0.5*19）t/h=2.25Kg/s=94.285Kmol/h料液中易挥发组分的质量分数xf=（30+0.5*19）%=39.5%；
塔顶产品质量分数xd=98%，摩尔分数为97.6%；
塔底产品质量分数xw=2%，摩尔分数为1.7%；由公式：
F=D+W
F*xf=D*xd+W*xw代入数值解方程组得：
塔顶产品（馏出液）流量D=41.067Kmol/h=0.89Kg/s；塔底产品（釜液）流量W=53.218Kmol/h=1.360Kg/s。
3.3.2．分段物料衡算lgPa*=6.02232-1206.350/（t+220.237）安托尼方程lgPb*=6.07826-1343.943/（t+219.377）安托尼方程xa=（P总-Pb*）/（Pa*-Pb*）泡点方程
根据xa从《化工原理》P204表6—1查出相应的温度根据以上三个方程，运用试差法可求出Pa*,Pb*
当xa=0.395时，假设t=92CPa*=144.544P,Pb*=57.809P,
当xa=0.98时，假设t=80.1CPa*=100.432P,Pb*=38.904P,
当xa=0.02时，假设t=108CPa*=222.331P，Pb*=93.973P,
t=92C,既是进料口的温度，
t=80.1C是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，
t=108C是釜液需被加热的温度。
根据衡摩尔流假设,全塔的流率一致,相对挥发度也一致。
a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P=2.500（t=80.1C）
所以平衡方程为y=ax/[1+（a-1）x]=2.500x/（1+1.500x）,
5
最小回流比Rmin为
Rmin=[xd/xf-a（1-xd"（1-xf）]/（a-1）=1.426,
所以R=1.5Rmin=2.139,
所以精馏段液相质量流量L（Kg/s）=RD=2.139*0.89=1.904,
精馏段气相质量流量V（Kg/s）=（R+1）D=3.139*0.89=2.794,
所以，精馏段操作线方程yn+1=R*xn/（R+1）+xd/（R+1）=0.681xn+0.311
因为泡点进料，所以进料热状态q=1
所以，提馏段液相质量流量L'（Kg/s）=L+qF=1.904+1*2.25=4.154,
提馏段气相质量流量V'（Kg/s）=V-（1-q）F=2.794。
所以，提馏段操作线方程ym+1=L'xm/V'-Wxw/V'
=1.487xm-0.008
3.3.3理论塔板数的计算
（1）联立精馏段和提馏段操作线方程解得xd=0.3759且前面已算得xw=0.017
（2）用逐板计算法计算理论塔板数
第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以y1=xd,然后可以根据平衡方程可得
x1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求yn,用平衡方程求xn,—直到xn<xd,共需
n-1块精馏板，第n块板为进料板。
第一板y1=xd0.98
x1=y1/[y1+a（1-y1）]
0.9514
第二板y2=0.681x1+0.311
0.9592
x2=y2/[y2+a（1-y2）]
0.9039
第三板y3=0.681x2+0.311
0.9268
x3=y3/[y3+a（1-y3）]
0.8351
第四板y4=0.681x3+0.311
0.8799
x4=y4/[y4+a（1-y4）]
0.7456
第五板y5=0.681x4+0.311
0.8189
x5=y5/[y5+a（1-y5）]
0.6440
第六板y6=0.681x5+0.311
0.7497
x6=y6/[y6+a（1-y6）]
0.5451
第七板y7=0.681x6+0.311
0.6823
x7=y7/[y7+a（1-y7）]
0.4621
第八板y8=0.681x7+0.311
0.6258
x8=y8/[y8+a（1-y8）]
0.4008
第九板y9=0.681x8+0.311
0.5840
x9=y9/[y9+a（1-y9）]
0.3596
x9<xd所以本设计中共需八块精馏板，第九块板为进料板。
从第十块板开始，用提馏段操作线求yn,
用平衡方程求xn，
第十板y10=1.487x9-0.008
0.5267
x10=y10/[y10+a（1-y10）]
0.3080
第十一板y11=1.487x10-0.008
0.4500
x11=y11/[y11+a（1-y11）]
0.2466
第十二板y12=1.487x11-0.008
0.3587
x12=y12/[y12+a（1-y12）]
0.1828
第十三板y13=1.487x12-0.008
0.2638
x13=y13/[y13+a（1-y13）]
0.1254
第十四板y14=1.487x13-0.008
0.1784
x14=y14/[y14+a（1-y14）]
0.0799
第十五板y15=1.487x14-0.008
0.1108
x15=y15/[y15+a（1-y15）]
0.0475
第十六板y16=1.487x15-0.008
0.0626
x16=y16/[y16+a（1-y16）]
0.0260
第十七板y17=1.487x16-0.008
0.0307
x17=y17/[y17+a（1-y17）]
0.0125
x17<xw，因为釜底间接加热，所以共需要
17-1=16块塔板。
板。
精馏段和提馏段都需要八块
一直到xn<xw。
3.3.4实际塔板数的计算
根据内插法，可查得：
苯在泡点时的黏度卩a（mPa毎0.25,
甲苯在泡点是的黏度卩b（mPa.s#0.27,
所以：
平均黏度卩av（mPa.s并卩a*xf+卩b*（-lf）=0.25*0.395+0.27（1-0.395）=0.262
所以：
总板效率E=1/[0.49（a*卩av）e0.245]0.544
实际板数Ne=Nt/Et=29.412=30
实际精馏段塔板数为Ne1=14.705=15
实际提馏段塔板数为Ne2=14.705=15
由上可知，在求取实际板数时，以精馏段，提馏段分别计算为佳。
而且设计时，往往精馏段，提馏段都多加一层至几层塔板作为余量，以保证产品质量，并便于操作及调节。
3.3.5塔径计算
因为液流量不大，所以选取单流型，因为提馏段液相流量较大，所以以提馏段的数据确定全塔数据更为安全可靠。
所以：
气相体积流量Vh（mA3/h）=3325.713219,Vs（mA3/s）=0.923809227,
液相体积流量Lh（mA3/h）=25.123146，Ls（mA3/h）=0.006978652。
查表得，液态苯的泡点密度pa（Kg/mA3）=792.5,
液态甲苯的泡点密度pb（Kg/mA3）=790.5,
根据公式1/pl=x1/pa+
（1）/pb得
液相密度pl（Kg/mA3）=791.1308658,
根据公式苯的摩尔分率=（y1'/78）/[yi'/78+（1-yi'）/92]
M二苯的摩尔分率*M苯+甲苯的摩尔分率*M甲苯
pv=M'/22.4*273（2/73+120）*P/P0得气相密度pv（Kg/mA3）=2.742453103。
气液流动参数,Flv=Lh/Vh*（pl/pv）A0=.50.12830506,根据试差法,设塔径D（m）=1.2,根据经验关系:
可设板间距Ht=0.45m,
清液层高度Hl[常压塔（50〜100mm））]取为50mm,
所以液体沉降高度Ht-hl=0.4m。
根据下图
可查得,气相负荷因子C20=0.065,
液体表面张力S（mN/m）,100C时，查表苯18.85甲苯19.49所以,平均液体表面张力为19.26427815,
根据公式：
C=C20*[（S/20）A0.2]得，C=0.064514585.
所以,液泛气速uf（m/s）=C*[（p-lpv）A0.5]/[pvA0.5]=1.093851627。
设计气速u（m/s）=u=（0.6〜0.8）*uf=0.765696139,
设计塔径D'（m）=（Vs/0.785/u）A0.5=1.197147394，根据标准圆整为1.2m,
空塔气速u0（m/s）=0.785*Vs/D/D=0.469409612.
3.3.6确定塔板和降液管结构
⑴确定降液管结构
塔径D（mm）1200
塔截面积At（mA2）查表1.31
Ad/At（Ad/At）/%查表10.2
lw/Dlw/D查表0.73
降液管堰长lw（mm）查表876
降液管截面积的宽度bd（mm）查表290
降液管截面积Ad（mA2）查表0.115
mm,
底隙hb（mm）,—般取为30〜40mm,而且小于hw,本设计取为30mm,溢流堰高度hw（mm）,常压和加压时，一般取50〜80mm.本设计取为60
⑵降液管的校核
单位堰长的液体流量，（Lh/lw）（mA3/m.h）=27.47661034,
不大于100〜130，符合要求
堰上方的液头高度
how（mm）=2.84*0.001*E*[（Lh/lw）A0.66667]=25.86020161,
式中，E近似取一，how=25.86>6mm,符合要求。
底隙流速，ub（m/s）=Ls/lw/hb=0.2544130,而且不大于0.3〜0.5，符合要求。
⑶塔盘及其布置
由于直径较大，采取分块式，查表得分三块，厚度取位4mm。
降液区的面积按Ad计算，取为0.115mA2,
受液区的面积按Ad计算，取为0.115mA2,
入口安定区得宽度bs'（mm），一般为50〜100,本设计取为60。
出口安定区得宽度bs'（mm），一般为50〜100,本设计取为60。
边缘区宽度bc（mm），一般为50〜75,本设计取为50,
有效传质区，Aa（mA2）=2*{x*（rA2-xA2）A0.5+「A2*[arcsin（x/r）]}=24.59287702.
塔板结构如下两图
⑷浮阀数排列
10
11
选择F1型重型32g的浮阀
阀孔直径给定,d0（mm）=39mm,动能因子F0一般取为8〜12,本设计取为11.5。
阀孔气速，uo（m/s）=FO/[pvA0.5]=6.940790424
阀孔数n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614，取104。
实际排列时按等腰三角形排,中心距取为75mm,固定底边尺寸B（mm）=70,所以
实际排出104个阀孔，与计算个数基本相同。
所以，实际阀孔气速uo（m/s）=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938
实际阀孔动能因子，F0=u0*pvA0.5=11.48368564，
开孔率“=n*d0*d0/D/D=0.10985，一般10%〜14%，符合要求。
3.3.7塔板的流体力学校核
（1）液沫夹带量校和核
液体横过塔板流动的行程，Z（m）=D-2*bD=0.62塔板上的液流面积，Ab（mA2）=At-2*Ad=1.08物性系数，K，查表得=1
泛点负荷因数，Cf=0.125，见下页图。
F2={Vs*[pv/（-pvl）]A0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf=0.41815191，
F1=Vs*[pv/（-pvl）A0.5]/At/K/Cf/0.78=0.397830445，泛点率F1V（0.8-0.82）,F!
F2均符合要求。
⑵，塔板阻力的计算与较核
临界孔速uOc（m/s）=（73/pv）A（1/1.875）=5.7525979<uo=6.93阀未全开，
干板阻力，ho（m）=19.9/pl*（u0A0.175）=0.035299005,
充气系数&0=0.4塔板充气液层的阻力hl（m）=£0*（hw+how）=0.034344081,
克服表面张力的阻力he,—般忽略不计，所以塔板阻力hf（m）=ho+hl+h=0.069643086
13
⑶降液管液泛校核液体通过降液管的流动阻力,
hd=1.18*0.00000001*[（Lh/lw/hb）A2]=0.009898418m,
降液层的泡沫层的相对密度0=0.5，降液层的泡沫高度
hd'=hd/0=0.019796837（m）,
Ht+hw=0.51m>hd'合,格。
⑷液体在降液管中停留时间较核平均停留时间Ad*Ht/Ls=7.740082575s,（不小于3〜
5s）,合格。
⑸严重泄漏较核
泄漏点气速u0'=F0/（pvA0.5）=3.01773496,7F0=5,
稳定系数，k=u0/u0'=2.296737127>1.5〜2,合格。
3.3.8全塔优化（如下图）
曲线1是过量液沫夹带线,根据F2={Vs*[pv/（p-plv）]A0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/CfF2=0.8
得,方程Vh=6588-14.289Lh,
曲线2是液相下限线,根据Lh=（0.00284A0.6667）*lw*（howA1.5）how=6mm得
Lh（mA3/h）=2.690007381,
曲线3是严重漏液线，根据Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/（pvA0.5）F0=5得Vh（mA3/h）=
1349.696194,
曲线4是液相上限线，根据Lh=Ad*Ht/t*3600t=5s得Lh（mA3/h）=37.26,
曲线5是降液管泛线，根据hd&It;0（Ht+Hw）,得
Vh=（2.98*10E7-0.4*10E6*LhA0.67-13.49*LhA2）A0.5,
曲线5必过的五点（0,5461）（10,5268）（20,5150）（0,5461）（10,5268）（20,5150）
作图如下
Vmax（mA3/h）=4779,Vmin（mA3/h）=1349
操作弹性=Vmax/Vmin=,3.542624166，大于2,小于4,合格
14
3.3.9塔高
规则塔体高h=Np*Ht=13.5m,
0.6m,
开人孔处（中间的两处人孔）塔板间距增加为0.6m,进料处塔板间距增加为
塔两端空间,上封头留1.5m，下封头留1.5m,
釜液停留时间t为20min,
填充系数$=0.7,
所以体积流量V（mA3/h）=Lh*t/p1/$=1.679350119
所以釜液高度△Z（m）=0.333*V/（3.1415926*D*D/4）=0.49495223=0.5m所以，最后的塔体高为17.59m.
3.3.10热量衡算
⑴塔底热量衡算
塔底苯蒸汽的摩尔潜热rv'苯（KJ/Kg）=373,
塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热rv'甲苯（KJ/Kg）=361;
所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热rv'（KJ/Kg）=rv'
苯（KJ/Kg）*yC6H6+rv'
甲苯*yC7H8=361.1412849,
15
所以再沸器的热流量Qr（KJ）=V'*rv'=1166.395822，
因为加热蒸汽的潜热rR（KJ/Kg）=2177.6（t=130C）,
所以需要的加热蒸汽的质量流量Gr（Kg/s）=Qr/rR=0.535633644。
⑵塔顶热量衡算
塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热rv苯（KJ/Kg）=379.3
塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热rv甲苯（KJ/Kg）=367.1
所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热rv（KJ/Kg）=rv
苯（KJ/Kg）*yC6H6+rv
甲苯*yC7H8=378.88；
所以冷凝器的热流量Qc（KJ/s）=V*rv=1223.699463，
因为水的定压比热容Cc（KJ/Kg/K）=4.174，冷却水的进口温度t仁25C,冷却水的出口温度
t2=70C,所以需要的冷却水的质量流量Gc（Kg/s）=Qc/Cc/（t2-t1）=6.514930857。
3.3.11精馏塔接管尺寸⑴回流液接管尺寸
体积流量Vr（mA3/s）=L/p=0.002893769管流速ur（m/s）=0.3,
回流管直径d（mm）=（4*Vr/3.1415/ur）A0.5=110.8220919=$133*6
⑵进料接管尺寸
料液体积流率Vf（mA3/s）=F/p=0.003792206，管流速uf（m/s）=0.5，
进料管直径，d0（mm）=（4*Vf/3.1415/uf）A0.5=98.26888955=$108*5；
⑶釜液出口管
体积流量Vw（mA3/s）=L'/p=0.006685975，管流速uw（m/s）=0.5
出口管直径dw（mm）=（4*Vw/3.1415/uw）A0.5=130.4825516=$159*8；
⑷塔顶蒸汽管
体积流量Vd（mA3/s）=V/pv=1.176497471，管流速ud（m/s）=15，出口管直径dd（mm）=（4*Vd/3.1415/ud）A0.5
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