化工原理课程设计 浮阀塔

板式连续精馏塔设计任务书

一、设计题目：分离苯—甲苯系统的板式精馏塔设计

试设计一座分离苯—甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量为 50000 吨，原料液中苯的含量为 35 %，分离后苯的纯度达到 98 %，塔底馏出液中苯含量不得高于1%（以上均为质量百分数）

二、操作条件

1. 塔顶压强： 4 kPa （表压）；

2. 进料热状态：饱和液体进料

3. 回流比：

加热蒸气压强： kPa（表压）；

单板压降：≤ 0. 7 kPa

三、塔板类型：浮阀塔板

四、生产工作日

每年300天，每天24小时运行。

五、厂址

厂址拟定于天津地区。

六、设计内容

1. 设计方案的确定及流程说明

2. 塔的工艺条件及有关物性数据的计算

3. 精馏塔的物料衡算

4. 塔板数的确定

5. 塔体工艺尺寸的计算

6. 塔板主要工艺尺寸的设计计算

7. 塔板流体力学验算

8. 绘制塔板负荷性能图

9. 塔顶冷凝器的初算与选型

10. 设备主要连接管直径的确定

11. 全塔工艺设计计算结果总表

12. 绘制生产工艺流程图及主体设备简图

13. 对本设计的评述及相关问题的分析讨论

目录

一、绪论 (1)

二、设计方案的确定及工艺流程的说明 (2)

设计流程 (2)

设计要求 (3)

设计思路 (3)

设计方案的确定 (4)

三、全塔物料衡算 (5)

物料衡算 (5)

四、塔板数的确定 (6)

理论板数的求取 (6)

全塔效率实际板层数的求取 (7)

五、精馏与提馏段物性数据及气液负荷的计算 (9)

进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算 (9)

气相平均密度和气相负荷计算 (10)

液相平均密度和液相负荷计算 (10)

液相液体表面张力的计算 (11)

塔内各段操作条件和物性数据表 (11)

六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算 (14)

塔径的计算 (14)

塔板主要工艺尺寸计算 (15)

塔板布置及浮阀数目与排列 (17)

七、塔板流体力学的验算及负荷性能图 (19)

塔板流体力学的验算 (19)

塔板负荷性能图 (22)

八、塔的有效高度与全塔实际高度的计算 (27)

九、浮阀塔工艺设计计算总表 (28)

十、辅助设备的计算与选型 (30)

塔顶冷凝器的试算与初选 (30)

塔主要连接管直径的确定 (31)

十一、对本设计的评述及相关问题的分析讨论 (33)

设计基础数据 (36)

附图 (38)

一、绪论

化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。

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-甲苯连续精馏筛板塔的设计，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，需设计一板式塔将其分离。

二、设计方案的确定及工艺流程的说明

设计流程

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倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

图2-1 精馏工艺流程图

图2-2 单塔工艺流程简图

设计要求

总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：

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。

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。？

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。？

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。？

结构简单，造价低，安装检修方便。？

能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等

本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。设计思路

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。

本设计采用连续精馏操作方式、常压操作、泡点进料、间接蒸汽加热、选R=、塔顶选用全凝器、选用浮阀塔。

kmol kg M A /11.78=设计方案的确定

本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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人精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

三、全塔物料衡算

原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

苯的摩尔质量： 甲苯的摩尔质量： 3

.192/651.178/351

.178/35+=

F x =

3

.192/21.178/981

.178/98+=D x =

3

.192/991.178/11

.178/1+=

W x =

F M =×+×=(kg/kmol) D M =×+×=(kg/kmol) W M =×+×=(kg/kmol)

kmol kg M B /13.92=

物料衡算

原料处理量：F=50000×1000/(300×24×=h 总物料衡算：=D+W 苯物料衡算：×=+ 联合解得 ：D =h W=h

最少回流比：由q=1和平衡线交点画图的出。（附图1）

四、塔板数的确定

理论板数的求取

苯-甲苯属理想体系，可采用图解法球理论板层数。

① 由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出t-x-y 图与x-y 图。 ② 作图法求最小回流比及操作回流比。如图1-1。由，388.0==f q x x 从图中读得 61.0=q y

所以最小回流比为 388

.061.061

.0983.0min --=

R =

取操作回流比为 862.2683.1*7.17.1min ===R R 精馏塔打气、液相负荷 L=RD=×=h V=(R+1)D=+1)=h L'=L+F=+= l V'=V= kmol/h

操作线方程: 精馏段操作线方程: 提馏段操作线方程: 图解法求理论层数

总理论板层数：15=T N (包括再沸器) 进料板位置： 8=F N

全塔效率实际板层数的求取

全塔效率 245.0-T )(492.0L E αμ=

根据塔顶，塔底液相组成，查t-x-y 图知塔顶温度81℃，塔底温度℃，

求得塔平均温度为：C

o 45.952

9

.10981=+ 由精馏段与提馏段的平均温度，依据安托尼方程

C B

A P +=t -lg 0，求出

0P 再求出相对挥发度。其中

苯： A=,B=,C= 甲苯：A=,B=,C= 当温度为81 ℃

∴104.32P 0A

=Kpa ，40.44P 0B =Kpa 同理当温度为℃时，

233.85Kpa P 0A

= ，99.77Kpa P 0

B =， 2.34399.77

233.85

2==α 又因为平均温度为℃，查表知液体黏度为

266.0=苯μ mPa·s 274.0=甲苯μ mPa·s

m μlg =i i u x lg ∑ m μ=·s

全塔效率 539.0)27086.05065.20.49

245.0-T =?=（E 精馏段实际板层数 块

精1312.98539

.07

===N 提馏段实际板层数 块提1312.98539

.07

===

N 进料板为 13N F =

总实际板数 提精N N N +==13+13=26块

五、精馏与提馏段物性数据及气液负荷的计算

进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算

塔顶：983.0x 1==y D ，由平衡图知：957.01=x 进料板：0.388=F x ，0.61y =F

塔底： 0117.02==y x W ，查得005.02=x 所以，精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量

气相平均密度和气相负荷计算

精馏段 3/2.96030.65)915.273(314.881.51

109.85m kg RT M P m Vm m Vm =+??==

ρ 提馏段 3

'

3085kg/m .305.081273.15314.888.19

118.95=+??=

）（m Vm m Vm RT M P ρ

精馏段气相负荷：

提馏段气相负荷：

液相平均密度和液相负荷计算 液相密度依下式计算，即

∑=i i

Lm

a 1

ρρ

塔顶:C t D o 81.7=, 查得：3/813.1m kg A =ρ ，3/808.33m kg B =ρ 进料板:C t o F 6.99=，查得：3/792.956m kg A =ρ，3/789.61m kg B =ρ 进料板液相的质量分数为

进料板液相平均密度：由C t o W 5.116=， 查得 3/772.89m kg A =ρ， 3

/605.737m kg B =ρ

塔釜液相质量分数为：

精馏段液相平均密度为： 提馏段液相平均密度为：

液相液体表面张力的计算 塔顶： C t o D 7.81=

查表知：m mN A /21.06=σ, m mN B /21.503=σ 进料板：C t o F 6.99=

查表知: m mN A /18.9=σ, m mN B /966.19=σ

塔底： C t o W 5.116=

查表知：m mN A /16.9=σ， m mN B /695.17=σ 精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为：

塔内各段操作条件和物性数据表

（1）操作压力

塔顶压强： D P =+4= 每层塔板压降：0.7kpa p =? 进料板压力： F P =+×13= 精馏段平均压力：m P =+/2=

塔底压强： w P =PD+N△P=+×26=

提馏段平均压力：'m P =（+）/2= （2）操作温度

由附录查知，安托因方程中苯-甲苯参数如下: 苯： A=, B=, C= 甲苯： A=， B=， C= 所以：由安托尼方程C

T B

A P +=-log 0进行试差计算，得 塔顶温度 D t =℃ 进料板温度 F t =℃ 塔底温度 W t =℃ 精馏段平均温度 m d t =+/2=℃

提馏段平均温度 wm t =+/2=℃ （3）平均粘度

液相平均粘度计算公式：i i Lm x μμlg lg ∑=

塔顶： C t o D 7.81=

查表知： s mPa A ·

0.303=μ ,s mPa B ·0.30675=μ 由 B A LDm μμμlog 017.0log 983.0lg +=

所以： s mPa LDm ·

0.303=μ

进料板： C t o F 6.99=

查表知: s mPa A ·0.25596=μ ,s mPa B ·0.26488=μ LFm μlog =A μlog 0.381B μlog 0.619+

塔底： w t =℃

查表知: s mPa A ·0.2213=μ,s mPa B ·0.2371=μ LFm μlog =A μlog 005.0B μlog 0.995+

精馏段液相平均黏度为： s mPa Lm ·0.2822/20.26140.303=+=

）（μ 精馏段液相平均粘度为： S mPa Lm ·0.2492/20.2370.2614=+=

）（μ

六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算

塔径的计算

精馏段气、液相体积流量： 提馏段气、液相体积流量： 最大空塔气速计算公式：

取板间距 m H T 0.45=，板上液层高度m h L 0.07=，则 T

H -

L

h = 精馏段：

.0460402.9603

801.75436000.91763600567200.0=???=V L h

h V L ρρ 提馏段 ： 92480.03.3084

782.1

36000.88836005400.0)'=???=V L V

L

ρρ（

查表知： 20C =， `20C = 所以

07394

.0)

20/('07947.0)20/(2

.0202.020====L L C C C C σσ‘

精馏段： s m u /1.30542.9603

2.9603-801.7540.079471/2

max ==）（

提馏段： s m u /3471.13.3085

3.3085-782.10.07396'1/2

max ==）（

取安全系数，则空塔气速为： 精馏段： m u V D s 22.1.783014.30.9176

44=??==

π 提馏段： m u V D s 288.1808

6.014.30.888

44'=??='=

π 按标准塔径圆整后为： D= 塔截面积为 ： 22

54.14==D A T π

实际空塔气速

精馏段： s m u /0.5960.917/1.54== 提馏段： s m u /.57700.888/1.54=='

塔板主要工艺尺寸计算

因塔径D=，可造用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：

（1）堰长w l : 取w l == （2）溢流堰高度w h 由 ow L w h h h -= 选用平直堰，堰上液层高度=

ow h 2/3

w

)l L E(10002.84S 近似取E=1, 则

（3）弓形降液管宽度d W 和截面积f A :

由 .60/=D l w ，查图知

21.0 , 055.0==D

W

A A d T f

故 20.08461.540.055m A f =?=

验算液体在降液管中停留时间: 精馏段： s s h 514.8393600

0.0025670.450.08463600L H 3600A T f >=???==

θ

提馏段 ： s s h 57.0573600

0.005390.45

0.08463600L H 3600A T f >=???==

θ 故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度0h :

精馏段取：s m u /12.0'

0=，则

提馏段取：s m u /22.0'

=，则

故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度mm h w 50'

=。 塔板布置及浮阀数目与排列

取阀孔动能系数0F =10，由公式V

F u ρ0

0=，求孔速0u

由式N=

204u d V S π

求每层板上的浮阀数mm d d 3900=-阀孔直径

即()812

.5039.04

9176

.04

2

20??=

=

π

π

u d V N S

=132（块）;

()497

.5039.04

888

.0'4

'2

20??=

=

π

π

u d V N S

=135（块）

取边缘区宽度C W = 破沫区宽度S W =

按式?????

???? ??+-=-R x R x R x A o

a 1222sin 1802π计算鼓泡区面积

即R=

m W D C 64.006.02

4.12=-=- 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=,则可按下式估算排间距't ，即 精馏段 mm m N A t t a 104104.0075

.01320299

.1'==?==

提馏段 mm m N A t t a 5.1011015.0075

.01350299.1''==?==

考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用100mm ，而应小于此值，故取t’=80mm=

按t=75mm ，t’=80mm 以等腰三角形叉排方式作图，得阀数N=140个

图6-1 塔板阀门布置图

按N=140个重新核算孔速及阀孔动能因数

阀孔动能因故0F 变化不大，仍在9到12范围内。 塔板开孔率=

%864.10%100486.5596.0=? 开孔率`=%82.12%10031

.5576

.0=? 常压塔开孔率在10%-14%之间，所以满足要求。

七、塔板流体力学的验算及负荷性能图

塔板流体力学的验算

塔板液体力学验算得目的是为了检验以上初算塔径及塔各相工艺尺寸得计算是否合理，塔板能否正常操作，验算项目如下： 1）气相通过浮阀塔的压强降

每层塔板静压头降可按式 σh h h h l c P ++= 计算压力降

式中： P h — 与P P ?相当得液柱高度，p

P L P h g

ρ?=，m

c h — 与c P ?相当得液柱高度，m l h — 与l P ?相当得液柱高度，m h σ— 与P σ?相当得液柱高度，m

（1）计算干板静压头降c h

由于浮阀全部开启前后，其干板阻力的计算规律不同，故在计算干板压降c h 前，首先需确定 临界孔速。临界孔速 是板上所有浮阀全部开启时，

气体通过阀孔得速度，以oc u 表示 s m u V oc /795.5)96

.21.73(

1.73825

.1/1825

.1/1==?

??

? ??=ρ 因oc u u <0，m u h L

C 0337.0754

.801175

.081.59.19175

.09

.190=??

==ρ

''0oc u u <，m u h L C 0342.01

.782175

.0497.59.19'175.0'9

.19'0=??==ρ （2）板上充气液层阻力l h

本设计分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数

5.00=ε

由公式 m h h L l 035.007.05.00=?==ε （3）克服表面张力所造成的阻力σh

因本设计采用浮阀塔，其σh 很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为：

单板压降 :

2）淹塔

为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内必须维持一定高度的液柱。降液管内的清液及高度d H 用来克服相邻两层塔板间的压强

降、板上液层阻力和液体流过降液管的阻力。因次，降液管中清夜层高度

d H 可用下式表示：

式 d L p d h h h H ++=且()W T d h H H +≤φ

（1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高度 0692

.0';0687.0==P P h h

（2）液体通过降液柱的压头损失d

h ，因不设进口堰，按2

0)

(

153.0h l L h W S d =计算

（3）板上液层高度，取

m

h L 07.0=

因此 m

h h h H d L p d 1409.00022.007.00687.0=++=++=

为了防止液泛，应保证降液管中当量清液层高度d H 不超过上层塔板的出口堰。按式：)(w T d h H H +≤?，Φ是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数. 对一般物系，可取为~；对不易发泡物系，可取~. 取校正系数5=φ，又已选定板间距m H T 45.0=, 可见)(w T d h H H +<φ从而可知符合防止液泛的要求。

3)雾沫夹带量

（1）通常，用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值为估算雾沫夹带量的指标，此比值称为泛点百分数，或称 泛点率。

泛点率00

100F b

=

或

泛点率=

%10078.0?-T

F V

L V S

A KC V ρρρ 计算泛点率

板上液体流经长度：m W D Z d L 064.1168.024.12=?-=-= 板上液流面积：m A A A f T b 37.10846.025393.12=?-=-=

苯和甲苯可按正常系统按《化工原理》表3-4，取物性系数K=，由图3-13查得泛点负荷系数128.0';1275.0==F F C C ，代入公式得

按另一公式计算，得

为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足

干气）（液）/kg(1.0kg e V <的要求。

塔板负荷性能图

当塔板的各相结构参数均已确定后，应将极限条件下s S V L -的关系标绘在直角坐标系中，从而得到塔板的适宜气、液相操作范围，此即塔板的负荷性能图。负荷性能图由五条线组成。 1）雾沫夹带线

当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量将过大，使板效率严重下降，塔板适宜操作区应在雾沫夹带线下。对于一定的物系及一定的塔板结构，式中L F b L V E C K A 及,,,,ρρ均为已知值，相应于1.0=V e 的泛点率上限值亦可确定，将各 已知故代入上式，便得出S S L V -的关系式，据此做出雾沫夹带线.

对常压，塔径>900 mm 的大塔，取泛点率=80%为其雾沫夹带量上限，则：

按泛点率为80%计算如下：

整理得 或 精馏段 提馏段