F1浮阀精馏塔设计化工原理课程设计.docx
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F1浮阀精馏塔设计化工原理课程设计
化工原理
课程设计
题目：
F1型浮阀精馏塔的设计
教学院：
专业：
学号：
学生姓名：
指导教师：
2015年5月29日
《化工原理课程设计》任务书
2014～2015学年第2学期
一、课程设计题目：
F1型浮阀精馏塔的设计
二、课程设计内容（含技术指标）
1.工艺条件与数据
在一常压操作的连续精馏塔内分离苯－甲苯混合物。
要求年处理量为5万吨，组成为苯0.42（质量分率，下同），馏出液组成为0.99，塔釜液组成为0.02。
2.操作条件
操作压力：
4kPa（表压）；进料状况：
自选；回流比：
自选；单板压降：
<0.7kPa；全塔效率：
ET＝52％
3.设计内容
①精馏塔的物料衡算；②塔板数的确定；③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；④精馏塔的塔体工艺尺寸计算；⑤塔板主要工艺尺寸的计算；⑥塔板的流体力学验算；⑦塔板负荷性能图；⑧精馏塔接管尺寸计算；⑨绘制生产工艺流程图；⑩绘制塔体及内件尺寸图及对设计过程的评述和有关问题的讨论。
工作时间：
每年300天，每天24小时连续运行。
三、进度安排
1．5月18日：
分配任务；
2．5月19日-5月24日：
查询资料、初步设计；
3．5月25日-5月29日：
设计计算，完成报告。
四、基本要求
1.设计计算书1份：
设计说明书是将本设计进行综合介绍和说明。
设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。
应按设计程序列出计算公式和计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。
设计说明书应附有带控制点的工艺流程图。
设计说明书具体包括以下内容：
封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算；设计结果概览；附录；参考文献等。
2.图纸1套：
工艺流程图（2号图纸）
指导老师签名：
年月日
目录
绪论1
1.精馏塔的物料衡算2
2.塔板数的确定3
3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算6
5.塔板主要工艺尺寸的计算11
6.浮阀塔板流动性能的核算13
7.塔板负荷性能图16
8.精馏塔接管尺寸的计算18
设计结果概览19
结束语20
附录21
参考文献22
绪论
1.设计方案与思路
本设计任务为分离苯__甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。
实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。
蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。
蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。
热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。
要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。
塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。
在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。
此次设计是在常压下操作。
因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。
回流比是精馏操作的重要工艺条件。
选择的原则是使设备和操作费用之和最低。
在设计时要根据实际需要选定回流比。
在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。
另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。
浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金。
近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。
从苯—甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。
而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。
气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。
本设计流程图
2.设计方案的特点
1、本设计采用连续精馏操作方式。
2、常压操作。
3、泡点进料。
4、间接蒸汽加热。
5、选R=2.0Rmin。
6、塔顶选用全凝器。
7、选用F1型浮阀塔。
本设计塔高12.9米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数13。
算得全塔效率为0.52。
塔顶使用全凝器，部分回流。
精馏段实际板数为15，提馏段实际板数为10。
实际加料位置在第15块板（从上往下数）。
通过板雾沫夹带、压降、液泛、漏液的流体力学验算，均在安全操作范围内。
浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小（因气体水平吹出之故），塔板效率较高，生产能力较大。
本设计精馏塔可年处理5万吨苯—甲苯混合物，能保持每年300天，每天24小时连续运行。
1.精馏塔的物料衡算
1.1进料、塔顶及塔底产品的摩尔分数
1.2平均摩尔质量
1.3物料衡算
根据所给条件：
年处理量5万吨，工作时间每年300天，每天24小时。
可以计算：
，取
。
进料液：
全塔物料衡算：
联立，解得：
2.塔板数的确定
2.1相对挥发度的确定
查文献[1]可得苯-甲苯物系在某些温度t下的α值，见附录表1。
可见随着温度的升高，或x的减小，α略有减小，但变化不大。
α的值可对表1中两端的数据取平均值
知道了相对挥发度α的值，利用文献[1]（10-8）式可知苯-甲苯物系的相平衡方程为
（2-1）
（2-1a）
2.2进料方程的确定
本设计进料状况为泡点进料，即进料液相分率q=1。
查文献[1]可知进料方程为
（2-2）
2.3最小回流比的确定
查文献[1]可知进料方程线与相平衡方程线的交点为（xe,ye）。
联立（2-1），（2-2）两式可得：
e=0.46
e=0.678
根据文献[1]（10-40）式可知
考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。
2.4精馏塔气液相负荷
精馏段：
L=RD=2.86×36.9kmol/h=105.534kmol/h
V=（R+1）D=3.86×36.9kmol/h=142.434kmol/h
提馏段：
L′=L+qF=105.534+1×81.7kmol/h=187.234kmol/h
V′=V-（1-q）F=142.434kmol/h
2.5操作线方程的确定
根据文献[1]（10-27）式可知精馏段的操作线方程为
（2-3）
根据文献[1]（10-30）式可知提馏段的操作线方程为
（2-4）
2.6理论板数的确定
理论板数的求取原理是交替地应用相平衡和物料衡算两关系式。
本设计采用逐板计算法计算理论板数，精馏段理论板数联立相平衡线和精馏段操作线，提馏段理论板数联立相平衡线和提馏段操作线。
由于塔顶采用全凝器，所以有y1=xD=0.99
代入相平衡线方程（2-1a）式
把x1=0.9756代入精馏段操作线方程（2-2）式
y2=0.741x1+0.256=0.9789
把y2=0.9789代入相平衡线方程（2-1a）式得
x2=0.9494
同理可以计算精馏段下
板数
y
x
1
0.9900
0.9756
2
0.9789
0.9494
3
0.9595
0.9054
4
0.9259
0.8347
5
0.8745
0.7379
6
08028
0.6219
7
0.7168
0.5064
8
0.6312
0.4018
因为x8=0.4018<0.46,所以把x8=0.46代入提馏段操作方程线（2-4）
Y9=1.314×0.4018-0.0072=0.5208
利用相平衡线方程（2-1a）式得x9=0.3051
同理可以计算提馏段如下
板数
y
x
9
0.5208
0.3051
10
0.3937
0.1970
11
0.2543
0.1211
12
0.1519
0.0675
13
0.0815
0.0346
14
0.0383
0.0016
所以，除去再沸器需要的理论总塔板数为13块板，其中精馏段为8块板，提馏段为5块板，进料位置为8号板。
2.7实际塔板数的计算
查文献[2]可知理论塔板数和实际塔板数的关系表示为
（2-5）
式中N—实际塔板总数；
NT—理论塔板总数；
ET—全塔效率，本设计ET=0.52。
由（2-5）式
N=13/0.52=25（块）
其中精馏段实际塔板数
N1=8/0.52=15（块）
提馏段实际塔板数
N2=5/0.52=10（块）
在实际精馏塔中塔板总数为25块，其中精馏段有15块，提馏段有10块，进料位置为15号塔板。
3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3.1工艺条件
本设计的工艺条件数据见表3-1。
表3-1工艺条件数据
物系
苯-甲苯物系
年处理量（300天）
5万吨
原料组成（苯的质量分数下同）
0.42
馏出液组成
0.99
塔釜液组成
0.02
操作压力（KPa）
4
进料状况
泡点进料
操作回流比
2Rmin
单板压降（KPa）
<0.7
全塔效率
52%
3.2苯和甲苯的性质
查文献[1]苯和甲苯的物理性质见表3-2。
表3-220℃苯和甲苯的物理性质
名称
分子量
密度（kg/m3）
沸点（℃）
黏度（mPa·s）
表面张力（N/m）
苯
（1）
78.11
879
80.10
0.737
0.0286
甲苯
（2）
92.14
867
110.63
0.675
0.0279
3.3操作压力的计算
塔顶压力PD=101.325+4=105.325KPa
单板压降P=0.7KPa
进料板压力PF=105.325+0.7×15=115.825KPa
塔底压力PW=105.325+0.7×25=122.825KPa
精馏段平均操作压力
P1=（105.325+115.825）/2=110.575KPa
提馏段平均操作压力
P2=（115.825+122.825）/2=119.038KPa
全塔的平均操作压力
P=（105.325+122.825）/2=114.075KPa
3.4操作温度的计算
查文献[1]可得苯-甲苯物系在某些温度t下的x值，见附录表2。
利用内插法可以计算出：
塔顶温度tD=80.58℃，进料温度tF=93.94℃，塔底温度tW=110.11℃。
精馏段的平均温度为t1=86.96℃，提馏段的平均温度为t2=101.73℃
3.5平均摩尔质量的计算
塔顶yD=0.99,xD=0.9756
气相平均摩尔质量MVD=0.99×78.11+（1-0.99）×92.14=78.25kg/kmol
液相平均摩尔质量MLD=0.9756×78.11+（1-0.9756）×92.14=78.45kg/kmol
进料口yF=0.678,xF=0.46
气相平均摩尔质量MVF=0.678×78.11+（1-0.678）×92.14=82.64kg/kmol
液相平均摩尔质量MLF=0.46×78.11+（1-0.46）×92.14=85.69kg/kmol
塔釜yW=0.0562,xW=0.0235
气相平均摩尔质量MVW=0.0562×78.11+（1-0.0562）×92.14=91.35kg/kmol
液相平均摩尔质量MLW=0.0235×78.11+（1-0.0235）×92.14=91.81kg/kmol
精馏段
气相平均摩尔质量MV1=（78.25+82.64）/2=80.44kg/kmol
液相平均摩尔质量ML1=（78.45+85.69）/2=82.07kg/kmol
提馏段
气相平均摩尔质量MV2=（91.35+82.64）/2=86.99kg/kmol
液相平均摩尔质量ML2=（85.69+91.81）/2=88.75kg/kmol
3.6平均密度的计算
查文献[3]苯和甲苯在不同温度下的密度见附录3。
查文献[4]混合物的密度公式为
。
利用内插法计算出tW，tF，tD下苯和甲苯的密度。
tD=80.58℃，ρLD=814.9kg/m3。
tF=93.94℃，ρLF=791.3kg/m3。
tW=110.11℃，ρLW=780.2kg/m3。
精馏段液相的平均密度为
ρL1=（814.9+791.3）/2=803.1kg/m3
提馏段液相的平均密度为
ρL2=（780.2.+797.5）/2=788.7kg/m3
气相的密度可以有理想气体状态方程计算，即
精馏段的气相平均密度为
提馏段的气相平均密度为
3.7液相平均表面张力的计算
液相平均表面张力计算依据公式
计算。
查文献[3]苯和甲苯在不同温度下的表面张力见附录表4。
利用内插法计算出tW，tF，tD下苯和甲苯的表面张力。
tD=80.58℃，σDLm=21.27mN/m
tF=93.94℃，σFLm=20.32mN/m
tW=110.11℃，σWLm=18.40mN/m
精馏段液相的平均张力
σLm1=（21.27+20.32）/2=20.80mN/m
提馏段液相的平均张力
σLm2=（18.40+20.32）/2=19.36mN/m
3.8体积流量的计算
（1）精馏段液、气相的体积流量
液相的体积流量
气相的体积流量
（2）提馏段液、气相的体积流量
液相的体积流量
气相的体积流量
4.精馏塔工艺尺寸的计算
4.1塔径的计算
（1）精馏段塔径的计算
查文献[2]表5-5选取板间距HT=0.45m，常压塔清液层高度取hL=0.06m，故HT-hL=0.39m。
气液两相流动参数
。
查文献[2]中Smith关联图，C20=0.086。
精馏段液相平均张力σLm1=20.80mN/m。
校正得到的气体负荷因子C
液泛气速uf
选取泛点率为0.7。
设计速度u
塔径D
按标准塔径圆整到D=1.4m。
实际空塔气速为
（2）提馏段塔径的计算
查文献[2]选取板间距HT=0.45m，常压塔清液层高度取hL=0.06m，故HTm-hL=0.39m。
气液两相流动参数
。
查文献[2]中Smith关联图，C20=0.084。
提馏段液相平均张力σLm2=19.36mN/m。
校正得到的气体负荷因子C
液泛气速uf
选取泛点率为0.7。
设计速度u
塔径D
按标准塔径圆整到D=1.4m。
实际空塔气速为
4.2塔高的计算
查文献[3]塔的总高度由有效传质高度、底部和顶部空间高度及裙座构成，这里的塔高是指有效传质高度。
若全塔的板间距是一致的，可以按照下式计算板式塔的有传质效高度
Z=（N-1）HT=（25-1）×0.45m=10.8m
设釜液在釜内停留时间20min，釜液的高度
Z′=1.4m
将进料板间距增大到700mm，人孔所在的板间距增至800mm，此外再考虑塔顶端及釜液上方的气液分离空间高度均取1.5m，裙座取3m。
则塔总高
H=12.9m
5.塔板主要工艺尺寸的计算
5.1溢流装置的设计
查文献[2]塔径D=1.4m,溢流装置适合选取单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平直溢流堰，不设进口堰。
各项计算如下：
（1）溢流堰长lW=0.70D=0.98m
（2）出口堰高hW=hL-hOW
堰上方液头高度hOW可由下式计算
式中溢流收缩系数E可近似取为1。
对于精馏段：
hOW=0.014m。
所以出口堰高：
hW=hL-hOW=0.06-0.014m=0.046m
对于提馏段：
hOW=0.020m。
所以出口堰高：
hW=hL-hOW=0.06-0.020m=0.040m
（3）堰宽与弓形降液管的面积
由lW/D=0.70，查文献[5]图可知bd/D=0.149，Ad/AT=0.085。
即:
堰宽bd=0.179mm
降液管面积Ad=0.096m2
（4）降液管底隙高度
查文献[3]选取弓形降液管底隙高度
hb=0.025m
（5）液体在降液管内的停留时间
查文献[2]，用以下公式计算液体在降液管内的停留时间
则精馏段τ=14.4s，提馏段τ=8.6s。
停留时间大于3s符合要求。
5.2浮阀数及排列方式
查文献[2]，选取安定区宽度bs=bs′=0.08m，边缘区宽度bc=0.06m.
选取F1型浮阀，重阀，阀孔直径d0=0.039m。
初选阀孔动能因子F0=10.计算阀孔气速
精馏段
浮阀个数
有效传质面积
式中
所以Aa=0.988m2
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。
等腰三角形高取t′=0.075m，则排间距
由于本设计中采用的是分块式塔板,各分块的支撑与焊接要占去一部分开孔区面积,所以
小于计算值较好,这里取0.080m
根据作塔板布置图得实际安排浮阀个数n=155。
按N=155重新核算孔速和阀孔动能因子
阀孔动能因子变化不大，仍满足要求。
塔板开孔率
塔板开孔率也满足要求。
提馏段
浮阀个数
提馏段按精馏段塔板浮阀排列设计也是合理的。
6.浮阀塔板流动性能的核算
6.1液沫夹带量的校核
为控制液沫夹带量ev过大，应使泛点F1≤0.8～0.85。
浮阀塔板泛点率由下式计算:
式中
ZL=D-2bd=1.4-2×0.179=1.042m
Ab=AT-2Ad=1.539-2×0.096=1.347m2
查文献[1]泛点负荷图CF=0.127，K=1.0。
精馏段
提馏段
所得泛点率F1低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。
6.2塔板阻力的计算
精馏段
（1）干板阻力h0
临界孔速
因阀孔气速u0大于其临界阀孔气速uoc，故应在浮阀全开状态计算干板阻力。
（2）塔板充气液层阻力h1
h1=εhL=0.5hL=0.5×0.06=0.03m
（3）克服表面张力阻力hσ
由以上三项阻力之和求得塔板阻力hf
hf=h0+h1+hσ=0.036+0.03+0.00027=0.06627m
即单板压降P
P=ρLghf=803.1×9.8×0.06627=521.57Pa
单板压降小于0.7KPa，符合要求。
提馏段
（1）干板阻力h0
临界孔速
因阀孔气速u0大于其临界阀孔气速uoc，故应在浮阀全开状态计算干板阻力。
（2）塔板清液层阻力h1
h1=εhL=0.5hL=0.5×0.06=0.03m
（3）克服表面张力阻力hσ
由以上三项阻力之和求得塔板阻力hf
hf=h0+h1+hσ=0.035+0.03+0.00026=0.06526m
即单板压降P
P=ρLghf=788.7×9.8×0.06526=504.4Pa
单板压降小于0.7KPa，符合要求。
6.3降液管液泛校核
精馏段
降液管中清液高度Hd
Hd=hw+how+Δ+hf+hd
式中
Δ忽略不计，则
Hd=hw+how+Δ+hf+hd=0.046+0.014+0.06526+0.00023=0.13m
取φ=0.5
Hd′=Hd/φ=0.13/0.5=0.26m
而HT+hw=0.45+0.046=0.495>Hd′,故不会发生液管液泛。
提馏段
降液管中清液高度Hd
Hd=hw+how+Δ+hf+hd
式中
Δ忽略不计，则
Hd=hw+how+Δ+hf+hd=0.040+0.020+0.06526+0.00995=0.135m
取φ=0.5
Hd′=Hd/φ=0.135/0.5=0.270m
而HT+hw=0.45+0.040=0.490>Hd′,故不会发生液管液泛。
6.4严重漏液校核
精馏段
当阀孔的动能因子F0低于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速u0′可取F0=5的相应孔流气速
稳定系数k
故不会发生严重漏液。
精馏段
当阀孔的动能因子F0低于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速u0′可取F0=5的相应孔流气速
稳定系数K
故不会发生严重漏液。
7.塔板负荷性能图
7.1特性曲线的绘制
1.过量液沫夹带线关系式
对于一般塔径，取F1=0.8，则
精馏段
整理得
Vh=8220-23.62Lh
式为精馏段过量液沫夹带线关系式。
提馏段
整理得
Vh=7588-21.8Lh
’
’式为提馏段过量液沫夹带线关系式
2.液相下限线关系式
对于平直堰，其堰上液头高度how必须大于0.006m。
取how=0.006m，即可确定液相流量下限线。
取E=1.0，代入lw，求得
Lh=3.89m3/h
式为液相下限关系式。
3.严重漏液线关系式
因动能因子F0<5时，会发生严重漏液，故取F0=5，计算气相流量Vsh
所以
Vsh=1932m3/h
式是严重漏液线。
4.液相上限线关系式
τ=5s降液的最大流量为
Lh=3600AdHT/5=3600×0.096×0.45/5=31.1m3/h
Lh=31.1m3/h
式为液相上限线。
5.降液管液泛关系式
当塔降液管内泡沫层上升至上一层塔板时，即发生了降液管的液泛。
根据降液管液泛的条件，得出以下降液管液泛关系式
整理得
由以上关系式确定塔板负荷性能图，见附录图1和图2。
7.2塔的操作弹性
在塔的操作液气比下，作出操作线OP（操作点与坐标原点的连线），操作线OP与负荷性能图交点的气相负荷
与
之比，称为操作弹性。
=1.58m3/s,
≤0.46m3/s
在3~4范围内。
设计塔板时，应适当调整塔板结构参数，使操作点在图中位置适中，以提高塔的操作弹性。
8.精馏塔接管尺寸的计算
8.1进料管线管径
进料流量F=7000/791.3/3600=0.0025m3/s
选择原料流速u=1.5m/s
管线直径
。
8.2回流管线管径
回流流量L=0.0010m3/s
选择原料流速u=1.5m/s
管线直径
8.3釜底出口管线管径
进料流量W=0.0015m3/s
选择原料流速u=1.5m/s
管线直径
设计结果概览
浮阀塔的工艺设计计算结果汇总表
项目内容
数值或说明
备注
塔径D/m
1.40
板间距HT/m
0.45
塔板形式
单溢流弓形降液管
分块式塔板（四块）
空塔气速U
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