浮阀式精馏塔的设计.doc

题 目： 浮阀式连续精馏塔设计 教 学 院：化学与材料工程学院专 业：生 物 化 工 工 艺学 号： 学生姓名：2008年 6月 18日目 录1.课程设计任务书51.课程设计的目的62.课程设计题目描述和要求63.课程设计报告内容63.1 流程示意图63.2 流程和方案的说明及论述73.2.1流程的说明73.2.2 方案的说明和论证73.2.3 设计方案确定84.精馏塔的工艺计算84.1 精馏塔的物料衡算84.1.1 物料衡算84.1.2 相对挥发度的计算84.2 塔板数的确定104.2.1 理论板数的计算104.2.2 精馏塔塔效率的计算124.2.3 实际塔板数的计算124.3 塔的工艺条件及物性数据计算124.3.1 混合液平均摩尔质量计算124.3.2 温度计算134.3.3 平均密度计算134.3.4 液体平均张力计算144.3.5 气液相体积流量的计算144.4 塔体工艺尺寸计算154.4.1 精馏段塔径计算154.4.2 提馏段塔径计算164.4.3 精馏塔有效高度计算174.4.4 溢流装置计算174.4.5 弓形降液管宽度和截面积184.4.6 弓形降液管底隙高度194.4.7 塔板布置194.4.8 边缘区宽度的确定194.5 浮阀计算及其排列204.5.1浮阀计算及其排列204.6 塔板流体力学计算204.6.1塔板压降204.7 塔板负荷性能图234.7.1 雾沫夹带234.7.2 液泛线244.7.3 液相负荷上限线244.7.4 气相负荷下限线254.7.5 液相负荷下限线254.7.6 液相负荷下相线254.7.7塔板负荷性能图.254.8塔板负荷性能图分析.265.辅助设备计算与选型265.1 冷却器的热负荷265.2 冷却器的传热面积265.3 冷却介质的消耗量275.4再沸器的计算和选型275.5离心泵的计算和选型285.6搅拌器的设计及选型286.设计结果汇总297.课程设计的心得体会308.主要参考文献311. 课程设计的目的 化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。通过课程设计达到如下目的：1巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化； 2培养学生计算技能及应用所学理论知识分析问题和解决问题的能力； 3熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法； 4学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图； 5训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力；6通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力； 7学会编写设计说明书。课程设计题目描述和要求 本设计的题目是苯-氯苯浮阀式连续精馏塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯，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： 生产能力：70000吨/年(料液)年工作日：320天原料组成： 46% 苯，54%氯苯（质量分率，下同）产品组成： 馏出液97%苯， 釜液2%氯苯操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比：R=（1.22）Rmin3 课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器塔顶产品冷却器苯的储罐苯 回流 原料原料罐原料预热器精馏塔 回流 再沸器 塔底产品冷却器氯苯的储罐氯苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明 首先，苯和氯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，完成苯与氯苯的分离。3.2.2 方案的说明和论证 浮阀塔之所以广泛应用，是由于它具有下列特点： 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%。 浮阀塔盘的操作原理和发展:浮阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔的排列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。蒸汽自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。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。3.2.3设计方案的确定1.操作压力：精馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计苯和氯苯为一般物料因此，采用常压操作。2.进料状况：进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料，即q=1。3.加热方式精馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用间接蒸汽加热是合适的。4.冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低。可考虑使用冷却盐水来冷却。5.热能利用精馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。4.精馏塔的工艺计算4.1精馏塔的物料衡算4.1.1物料衡算：苯的摩尔质量：MA=78.11kg/kmol氯苯的摩尔质量：MB =112.5kg/kmol原料液的平均摩尔质量MF=0.55*78.11+(1-0.55)*112.5=42.9605+50.625=93.59kg/kmol塔顶产品的平均摩尔质量MD=0.98*78.11+(1-0.98)*112.5=78.80kg/kmol塔液产品的平均摩尔质量 MW=0.03*78.11+(1-0.03)*112.5=114.47kg/kmol原料处理量：F= 料液中苯的质量分数：xf =0.46 则其摩尔分数为xF=0.55塔顶产品苯的质量分数：xd=0.97 则其摩尔分数为xD=0.98塔底产品氯苯的质量分数：xw=0.02 则其摩尔分数为xW=0.03总物料衡算：F=D+W 苯的物料衡算：F* xf=D*xd+W*xw 联立式得：D=1.17kg/s W=1.36kg/s4.1.2 相对挥发度的计算：Antoine蒸汽压方程 lnP=A- 式中 P在T时的饱和蒸汽压，mmHg； T温度，K； A、B、C安托因（Antoine）常数 Tmax、Tmin应用安托因方程的最低和最高温度限，K。查化学工程手册（第一册）P164常用物质的物性和热力学数据表得 A B C Tmax Tmin苯 15.9008 2788.51 -52.36 377 280氯苯 16.0676 3295.12 -55.60 420 320、各温度下苯和氯苯的饱和蒸汽压列表： 查化学工程手册（第一册）P4 压力单位换算表得 1mmHg=133.3Pa温度（oC） 80 90 100 110 120 130苯(PA0)/kpa 100.524 135.502 179.280 233.217 298.735 377.291氯苯(PB0)/kpa 19.544 28.06 39.285 53.944 72.692 96.289、计算得出各温度下苯的气液相百分比列表：计算公式为：XA= 温度（oC） 80 90 100 110 120 130XA 1 0.682 0.443 0.26 0.127 0.018YA 1 0.912 0.784 0.598 0.374 0.067、计算各温度下的苯对氯苯的相对挥发度：计算公式为：理想状态下相对挥发度：温度（oC） 80 90 100 110 120 130XA 1 0.682 0.443 0.26 0.127 0.018 5.14 4.83 4.56 4.32 4.11 3.92计算苯的平均相对挥发度：苯的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示，本设计中使用个温度下的几何平均值来表示。4.4564.2塔板数的确定4.2.1理论板层数的求算(1)平衡线方程的求算 (2)q线方程进料状态由五种，即过冷液体进料（q1),饱和液体进料（q1），气液混合进料（1q0)和过热蒸汽进料(q0)，本设计选用的为泡点进料，故q=1。则xF=xq(3)最小回流比 将式代入式得：Rmin=0.4576因为R=（1.12.0）Rmin 所以取R=0.5491(4)精馏段操作线方程(5)理论塔板数的确定先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下：=0.98 相平衡 =0.9166操作线=0.9575 =0.8350 =0.9286 =0.7448=0.8966 =0.6606=0.8668 =0.5935=0.8430 =0.5465 =0.55所以本设计共有五块精馏板，第六块为进料板。精馏段液相质量流量：L=R*D=0.5491*1.17=0.6424kg/s精馏段气相质量流量：V=(R+1)*D=（0.5491+1）*1.17=1.8124kg/s提馏段液相质量流量：L=L+q*F=0.6427+1*2.53=3.1724kg/s提馏段气相质量流量：V=V-(1-q)*F=1.899kg/s则提馏段的操作线方程为： = =1.671x-0.0215以下替使用相平衡方程和提馏段操作线方程计算如下：=0.7469 相平衡 =0. 5091 操作线=0.6313 =0.4220=0.4097 =0.2775=0.1907 =0.1348=0.0610 =0.0502=0.0060 =0.01445s故符合要求。提馏段：Af=AT*0.087=0.5024*0.087 =0.0437m2 Wd=D*0.142=0.8*0.142=0.1136m2验算液体在降液管中的停留时间： T= 5.68s5s故符合要求。4.4.6 弓形降液管底隙高度= -0.006=0.05122-0.006=0.04522m= -0.006=0.0375-0.006=0.0315m又因塔径D=0.8m0.6m，所以采用凹形受液盘，深度 =0.05m4.4.7 塔板布置 因为0.8m D 1.2m，故采用分块板式塔板。 查下表塔径/mm 800-1200 1400-1600 1800-2000 2000-2400分块数 3 4 5 6 得塔板分为三块。4.4.8 边缘区宽度的确定 对于提馏段： 开孔区面积计算: 精馏段：=0.5*0.8-(0.1136+0.052)=0.2344m r=D/2-wc=0.5*0.8-0.035=0.365m故 =0.3169m2提馏段：=0.5*0.8-(0.1136+0.075)=0.0.2114m r=D/2-=0.5*0.8-0.06=0.34m故 =0.2676m24.5 塔板负荷性能图4.5.1 浮阀计算及其排列由上知：kg/m3 kg/m30.663m3/s =0.589m3/s 则kg/m3 =0.626 m3/s 选择F1型32g重型浮阀，阀孔动能因子可取811此处取 F。=10 参考化工原理单元设计孔速UO= =5.732m/s 浮阀数 n= = =82.76 取n=83个其中孔径取d=0041，浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距a=65mm=0.065m开孔率： 4.6塔板的流体力学计算4.6.1塔板压降(1)干板阻力 计算=5.34 =0.03016m(2)气体通过液层的阻力 计算= 取充气系数 =0.45= =0.45 0.06=0.027 m(液柱)(3)液体表面张力所造成阻力 mN/m=0.02110N/m，mN/m=0.02031N/m平均表面张力 =0.020705 N/m 气体流经一层浮阀塔板的压力降的液柱高度为= + =0.027+0.03016=0.05716= = =0.0019m =0.05716 902.55 9.81=506.10pa 0.7kpa(4)液面落差对于板塔液面落差很小，塔径和液流量不大，故可忽略。(5)液沫夹带= = =1.365m/s=2.5 =2.5*0.06=0.15m= * =0.035111.5，表明塔板具有足够的弹性。(6)液泛的计算 为了防止液泛现象发生要控制液管中清液层高度 = =0.001537m =0.8*0.7=0.56m由上知 =0.000846m3/s =0.00346m3/s=0.00878m =0.02246m=0.05122m =0.0375m=0.04522m =0.0315m则 =(0.000846+0.00346)/2=0.002153 m3/s=(0.04522+0.0315)/2=0.03836m=(0.05122+0.0375)/2=0.04436m=(0.00878+0.02246)/2=0.01562m = =0.001537+0.04436+0.01562+0.05716=0.118677m 取 =0.6 =0.118677/0.04436-0.1524250.45，所以不会发生降液管液泛。(7)浮阀塔泛点率计算化工手册浮阀塔泛点率要求小于80%，泛点率= m2=0.5024-2 0.0437=0.415m2取泛点负荷系数 =0.12泛点率= =76.49%80%根据计算，符合设计要求4.7塔板负荷性能图4.7.1雾沫夹带线按泛点率=80计算： =0.8将上式整理得： =0.6849-13.391Ls 在操作范围内，取几个 值，求得 的值列于附表如下， 0.0000001 0.001 0.005 0.01 0.015， 0.6849 0.6715 0.6179 0.5510 0.4840依表中数据在 - 图中做出雾沫夹带线，可得到b线。4.7.2液泛线= 由此确定液泛线方程：=5.34+ +（1+E0） 简化上式得：在操作范围内，取几个 值，求得 的值列于附表如下：， 0.0000001 0.001 0.005 0.01 0.015， 3.1206 3.1152 3.0056 2.6668 2.1034依表中数据在 - 图中做出液泛线，可得到e线。4.7.3漏液线取动能因数 ，以限定气体的最小负荷： =0.3139m3/s 即为气相下限线a线。4.7.4液相负荷上限线以t=4s作为液体在降液管中停留时间为下限= =0.0049m3/s 液相负荷上线 在 - 图中与气体流量无关的垂线，即为d线。4.7.5气相负荷下限线对于F1型重阀，由F0=U0 v =5得u0=2.866m/s计算得： =0.785d2n U0 整理得： Vsmin= 0.3139m3/s4.7.6液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 =0.006m作为最小液体符合标准。根据 试计算求 的下限值：= =0.006得到：=0.00048 ,依此值在 - 图中做线即为液相负荷下限线,即为c线。4.7.7塔板负荷性能图4.8塔板负荷性能图分析设计点(P点)流量L=0.002153 m3/sV=0.626 m3/s由塔板负荷性能图可以看出：气相负荷上限由雾沫夹带控制，上限 Vmax=2.1638 m3/s气相负荷下限由漏液线控制 Vmin=0.3139 m3/s设计点P点处于适中位置塔板操作弹性K=2.1638/0.3139=6.8气相负荷上、下限之比称为塔板的操作弹性5 辅助设备计算与选型设精馏塔的馏出液温度由 =82.7冷却到 =40冷却水由 =20升到 =355.1冷却器的热负荷 = （ - ）=0.536*1965*(82.7-40)=44973.35W式中 冷凝器热负荷.Jh. 塔顶产品的比热容.J（ K） =2480 J（ K） 塔顶产品冷凝前的温度. 塔顶产品冷凝的温度5.2冷凝器的传热面积 式中 冷凝器热负荷.Jh. K总传热系数.W（ ） 据有机蒸气冷凝K在5003000 W（ ）,取K=500 W（.） = = =28.82式中 对数平均温度差.根据传热面积在化工基本过程与设备设计教科书中查表得：选用TOCT1511879型列管式冷凝器。5.3冷却介质消耗量= =0.72s.式中 冷凝器热负荷 冷却介质的比热容 冷却介质的入口温度 冷却介质的出口温度5.4再沸器的计算和选型塔底氯苯的汽化热为188.3kg/(kmol/k) r=31024.2kJ/kmol加热蒸汽用量的计算平均汽化热：Cp=0.55*160+0.45*174.2=166.39kg/(kmol*k)原料液的焓：hf =Cp*tF=166.39*95.5=1.59*104kJ/kmol原料带入的热量：Qf=F* hf= *1.59*104J/mol=1.17*106kJ/h塔顶蒸汽的热焓取近似纯苯蒸汽的焓Hv=r+ Cp*tD=31024.2+166.39*82.7=4.48*104 kJ/kmol蒸汽带出去的热量：Qv= Hv*V=43.88*4.48*104=1.97*106 kJ/h塔底产品的焓近似取氯苯的焓Qw= Cp*Tw=188.3*402=7.57*104 kJ/h回流液的焓近似取纯苯的焓Hr= Cp* tD=166.39*82.7=1.376*104 kJ/kmol回流液带入的热量：QR=R*D* Hr=0.5492*53.52*1.376*104 =4.04*105kJ/h再沸器中加热剂带入的热量：QB= Qv+ Qw- Qf- QR所以：QB=1.97*106+7.57*104-1.17*106-4.04*105=4.717*105 kJ/h加热水蒸气的汽化热：r=3.63*104 kJ/kmol水蒸气的用量GB= QB/ r=4.717*105/3.63*104=12.99 kmol/h=233.82 kg/h查表得水蒸气温度为t=151.78取k=650（w/m2*k）则再沸器的传热面为:A= = =34.41 m5.5离心泵的计算和选型设进料温度tF=95.5时， =798 kg/m3 =1.022.9 kg/m3 D=1/(qA /A+qB/B)= 0.8187g/ml=818.7kg/m3计算得 苯=0.2657 mPa.s 氯苯=0.3689 mPa.s则液相在此温度下的平均粘度为： =0.55 苯+(1-0.55)氯苯=0.3121 mPa.s已知进料F=2.53Kg/sq v=F/D =2.53/818.7=0.00253 m3/s取管内流速为u=1.8m/s 则：管径 =0.0423m=42.3mm可采用GB3091-93 42.3*3.25型管内径d=42.3-3.25*2=0.0358m代入得u=2.515m/sRe=duD/=0.0358*2.515*818.7/0.3121*10-3=2.36* 105取绝对粗糙度为=0.35mm则相对粗糙程度为/d=0.35*10-3/0.0358=0.01103摩擦系数-1/2=1.81*lg(/d/3.7) 1.11+6.9/Re得=0.044损失压头得计算进料口位置高度h=14*0.45+0.8=7.1mHf=h/d*u2/g=（0.044*7.1/0.0358）*2.515*2.515/9.81=5.625m扬程HHf+h=5.625+7.1=12.725m可以选择的泵为IS50-32-200.5.6搅拌器的设计及选型反应器里安装搅拌器的作用是使两种或两种以上的物料混合均匀，接触好。他能强化罐内物料的传质和传热效果，改善工作情况。船只增强可以促进化学放反应，强化传热。对于放热反应可是反应放出的热量通过夹套的冷却剂顺利带走；对于吸热反应，同样可使载热体顺利供热。当反应器里的液体含有悬浮的固体时，如不进行搅拌，这些悬浮的固体就会沉降下来，使操作难以正常的进行。由此可见搅拌器的作用有着很重要的作用，对产品和设备都有好处，因此有必要再本设计中设计一个搅拌器。根据需要本设计选用桨式搅拌器。6 设计结果汇总表项目 符号 单位 计算数据平均流量 气相 VSm m3/s 0.663 液相 LSm m3/s 0.002153实际塔板数 N 块 24板间距 HT m 045塔的有效高度 Z有 m 10.5塔的实际高度 Z实 m 13.5塔径 D m 0.8空塔气速 u m/s 1.172塔板液流形式 单流型 溢流管型式 弓形 堰长 lw m 0.56 堰高 hw m 006 溢流堰宽度 Wd m 01136 降液管底隙高度 ho m 003836板上清液层高度 hL m 006孔径 do m 0041孔间距 t m 0065阀孔气速 uo m/s 5.732塔板压降 hP Pa 07液体在降液管中停留时间 s 23.24降液管内清液层高度