化工原理课程设计浮阀式连续精馏塔设计

第一部分：设计任务书 (2)

第二部分：工艺流程图 (3)

第三部分：设计方案的确定与说明 (4)

第四部分：设计计算与论证 (4)

一、工艺计算 (4)

二、流体力学验算 (15)

三、主要管尺寸计算 (22)

四、辅助设备定型 (23)

五、塔的总体结构 (26)

六、塔节说明 (28)

七、泵的选择 (29)

第五部分：设计计算结果 (30)

第六部分：心得体会 (31)

第七部分：参考资料 (31)

第二部分：工艺流程图（见附图）

糯装置流程图

1—硏

2- W

3- W

4- 塔董

5- 0

6- W

7_柚捂

8 -产牖赭

10 —闻阳n-

m T-sim

TRC-i^O

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。

说明：为了控制精馏产物的纯度，本装置采用间接控制指标，即用温度控制器来改变进入鼓泡管的蒸气流量。

但温度亦不能太高，当温度增加时，塔底压强增加，容易引起液泛的发生。所以为温度控制器设定一个预定值，当温度超过该预定值时，闸阀自动关闭，从而达到温度控制的目的。

第三部分：设计方案的确定

设计方案的确定：

操作压力：

对于酒精－水体系，在常压下已经是液态，所以选用常压精馏。因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加，尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。综上所述，我们选择常压操作。

进料状况：

进料状态有五种，如果选择泡点进料，即1 时，操作比较容易控制，且不受季节气温的影响，此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。

加热方式：

采用间接蒸汽加热

回流比：

适宜的回流比应该通过经济合算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。我们确定回流比的方法为：先求出最小回流比R min ，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.1 －2.0 倍，即：R=（1.1 —2.0 ）R min

回流方式采用泡点回流，易于控制。

选择塔板类型：

选用F1 浮阀塔板（重阀）。F1 浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，且重阀

采用厚度2的薄板冲制，每阀质量约为33g。浮阀塔具有的优点：生产能力大，操作弹性大, 塔板效率高，气体压强以及液面落差较小，塔的造价比较低（浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60—80％，而为筛板塔的120—130％）。

第四部分：设计计算与论证

一. 工艺计算

一）物料衡算

1. 将质量分数转换成摩尔分数

2. 摩尔流量计算

F X F Dx D Bx B F D B

B D

(X D X

F )23?

叽 ZD !62.67kmol/h X F

X B

0.11 0.008

3.平均分子量

M F 46X F 18(1 X F ) 0.11 46 (1 0.11) 18 21.08kg/kmol

M D 46X D 18(1 X D ) 0.8182 46 (1 0.8182) 18 40.91kg/kmol M B

46X B 18(1 X B ) 0.008 46 (1 0.008) 18 18.224kg/kmol （二）.最小回流比只皿山

乙醇-水气液平衡数据作图:X

F 46 0.11 X

46 0.8182

46 0.008 46 18

46 18

92 23000 kg / day 23.43kmol/h

F D B 23.43

162.67 186.1kmol/h

X D 0.35 0.8182 0.35〔 343 0.35 0.35 .

取 R 1.3R min

1.7459

(1).精馏段方程:

(2).提馏段方程

D(1 R) 23.43 (1 1.7459)

64.34kmol / h

从对角线点a (,向平衡线作切线得截距0.35

X D

min

0.35

L F 40.91 186.1

227.01kmol/h 提馏段方程：

1 B

y x x B 3.528x 0.05554

V D

q 1 V V 64.34kmol./h L R min

呂 0.8182

0.2986

R 1

1.7459 1

1.7459 1.7459 1

0.6358

精馏段方程:

y 0.6358x 0.2986

L R*D 1.7459 23.43 40.91kmol/h

（三）?理论塔板数N T

用作图法

由图得；理论板数

=20 精馏段塔板数=18 提馏段塔板数=2 进料板为第18块

（四）.塔的工艺条件及物性资料计算

1. 塔顶第一块板：

人=0.8182 查表得 Y 0.8325

气相 M V1 0.8325 X 46+( 1 — 0.8325 )x 18= 41.31 g / mol

液相 M L1 0.8182 X 46+( 1 — 0.8182 )X 18= 40.91 g / mol

相对挥发度 a 3d

0.8325(1

°.8182

) X 1(1 Y) 0.8182 (1 0.8325)

LM L1

40.91 40.91

0.000614m 3

3600 L 3600 756.45

1.104

流量表:

进料流量F 186.11.08970.00122m 3

塔顶产品流量D 3

23.430.26630.000352m 塔底产品流量B 3

162.670.82350.000858m 塔顶第一块板液体和气 3

40.910.46490.000614m 体流量、 64.340.73830.5134m 3

塔底最底板的液体和气

227.011.14920.0012m 体流量、

64.340.36570.6081m 3

计算相关参数列表如下，

相关参数塔顶第一进料板塔釜最底

VM V1 3600 V

64.34 41.31 3600 1.438

0.5134m 3

2.进料: X F 0.11 ,查表得 Y F

0.4541

气相 M VF

0.4541 X 46+( 1 — 0.4541 ) X 18= 30.72 g / mol 液相 M LF

0.11 X 46+( 1 — 0.11 )X 18= 21.08 g / mol

相对挥发度a

丫1(1 XJ

x,1 Y)

0.4541 (1 0.11) 6.73 0.11 (1 0.0.4541)

3.塔釜最底板:

X B 0.008，查表得 Y B 0.088

气相 M BV 0.088 X 46+( 1 — 0.088 )X 18 = 20.464 g/mol

液相 M BL 0.008 X 46+( 1 — 0.008 )X 18= 18.224g

相对挥发度a

丫1(1 XJ

x,1 Y)

°.°88(1

°.008

)11.965 0.008 (1 0.088)

(L F)M BL 3600 L (40.91 186.1) 18.224

3600 959.7

0.0012m /s

VM BV 3600 V

64.34 20.464 3600 0.6014

0.6081m /s

注：以上需要查表的数据查《传热传质过程设备设计》—的附录得

（五）计算全塔效率和实际塔板数

1. 粘度

塔顶h = 78.43 C 查得i 0.4338mPa s

进料t286.3 C 查得20.3823mPa s

塔釜t398.1 C 查得30.29mPa s

平均粘度m3—2—3 0.3637mPa s

注：查《流体力学与传热》（华南理工大学出版社）P257—附录5得。

2. 计算平均相对挥发度：

a m3 a1*a2* a3 31.104 6.73 11.965 4.46

3. 计算全塔效率：E T0.49 (a m J 0.2450.49

(4.46 0.3637) 0.2450.4352

N p (N T1)/E T(20 1)/0.4352 43.65

N L P/0.4352 18/ 0.438 41.36

取实际塔总板数N p 44块板，精馏段板数42块，进料板在第42块

（六）计算塔径

1.精馏段:

设定板间距H T 0.35m,板上液层高度h L 0.05m,则H T h L 0.3m

液气动能参数L V

0.000614 0.5134 (赛 I。2743

L V L

将塔径圆整得：D 2 =0.7m

3、塔径：

由于精馏段和提馏段的塔径相等，即: 因为直径

在2.2m 以下的浮阀塔，一般采用溢流堰，所以此处也应该采用溢流堰。

D 2

3.14 0.8"

塔截面积A

=0.5024m 2

C D =

C 2o (2o

)0'

2 0-06(2ir

)0'

2 0-06143

0.06143

756.45 1.438

1.438

1.4076m/s

(0.6~0.8)

U m ax 取 0.8 U m ax =0.8 X 1.4076 =1.126m

根据流量公式可以计算塔径，即:

°.5134 =0.762m 3.14 1.126 将塔径圆整得:

D 1 =0.8m

2、提馏段:

设定板间距H T

0.35m ,板上液层高度h L 0.075m ,则 H T h L 0.275m

液气动能参数L V

L V

B L \0.5

0.0012 / 959.7、0.5 0.6081 (

0.6014

0.07883

C 20

0.052 （查《传热传质过程设备设计》

P181的图4—12得)

C B

C ((2??°.°52(

訝 y

0.0656 , 959J -0.6014=2.62m/s \

0.6014

(0.6~0.8) U max 取 0.6 U max =0.8 X 2.62 = 2.09m

4 0.6081 = 0.61m

D = 0.8m D

U max

D 2

3.14 2.09