精馏塔(浮阀塔)的设计.doc

课程设计（论文）
浮阀精馏塔的工艺设计说明书

题 目 名 称 苯—甲苯溶液精馏装置精馏塔设计
课 程 名 称 化 工 原 理
学 生 姓 名 雷素兰
学 号 1040902009
系 专 业 生化系2010级化学工程与工艺
指 导 教 师 胡 建 明

2012年 12月 25 日
目 录

一、设计任务书……………………………………………………………………3
二、概述…………………………………………………………………………… 4
三、设计方案的确定和流程说明………………………………………… 4
四、物料衡算………………………………………………………………………5
1.设计条件……………………………………………………………… 5
2．全塔物料衡算…………………………………………………………6
五、设备设计与选型……………………………………………………………7
1. 精馏塔工艺设计…………………………………………………………7
2.塔内气液负荷…………………………………………………………11
3.计算塔径、确定板间距 ……………………………………………13
六、塔板结构设计………………………………………………………………14
1.溢流装置………………………………………………………………14
2.塔板布置………………………………………………………………15
七、浮阀塔流体力学验算…………………………………………………………17
1.塔板压降………………………………………………………………17
2.塔板负荷性能………………………………………………………………19
八、精馏塔结构尺寸设计…………………………………………………………23
九、参考文献……………………………………………………………………26
十、总结……………………………………………………………………27
十一、致谢……………………………………………………………………………27
十二、附工程图纸…………………………………………………………………28

概 述

塔设备是化学工业，石油化工，生物化工，制药等生产过程中广泛采用的传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡形式或喷射形式通过塔板上的液层，正常条件下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，它具有结构简单，安装方便，压降低，操作弹性大，持液量小等优点，被广泛的使用。本设计的目的是分离苯—甲苯的混合液，故选用板式塔。

设计方案的确定和流程说明
1. 塔板类型:精馏塔的塔板类型共有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。
浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，阀片可随气流量大小而上下浮动，故操作弹性大，气液接触时间长，因此塔板效率较高。本设计采用浮阀塔板。
2. 加料方式:加料方式共有两种：高位槽加料和泵直接加料。
采用泵直接加料，具有结构简单，安装方便等优点，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。故本设计采用泵直接加料。
3. 进料状况:进料方式一般有两种：冷液进料及泡点进料。
对于冷液进料，当进料组成一定时，流量也一定，但受环境影响较大；而采用泡点进料，不仅较为方便，而且不受环境温度的影响，同时又能保证精馏段与提馏段塔径基本相等，制造方便。故本设计采用泡点进料。
4. 塔顶冷凝方式
苯与甲苯不反应，且容易冷凝，故塔顶采用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后的回流液和产品无需进一步冷却，选用全凝器符合要求。
5. 回流方式:回流方式可分为重力回流和强制回流。
本设计所需塔板数较多，塔较高，为便于检修和清理，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。
6. 加热方式: 加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。
直接蒸气加热在一定回流比条件下，塔底蒸气对回流液有稀释作用，从而会使理论塔板数增加，设备费用上升。故本设计采用间接蒸气加热方式。
7. 操作压力:
苯和甲苯在常压下相对挥发度相差比较大，因此在常压下也能比较容易分离，故本设计采用常压精馏。
综上所述，本设计任务为分离苯-甲苯混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，由于苯和甲苯属于易分离的体系，所以采用常压精馏。由于冷液进料加大提馏段的回流液流量，从而增大其负荷，所以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，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经产品冷却后送至储罐。

物料衡算

1 设计条件
1.1 设计依据
《苯—甲苯溶液精馏装置精馏塔设计任务书》
1.2  产量 年产99.5%（均为质量分数，下同）苯45000吨，根据工业生产中连续生产的特点，取年平均生产时间300天，8000小时，即小时产量为：45000×103/8000=5625kg／h（含苯99.5%，甲苯0.5%），
1.3 进料组成：原料为常温液体，苯含量70%，甲苯含量30%。
产品组成：苯含量99.5%，甲苯含量0.5%。
1.4分离要求：塔釜苯含量不大于0.5%
物料组成
进料组成
馏出液组成（塔顶）
产品（塔底）
甲苯
30%
≤0.5%
0.5%
苯
70%
≥99.5%
99.5%
2. 全塔物料衡算
2.1 物料衡算示意图 塔顶采出GD,XD
精馏塔
2.2 用质量分率计算进料量及塔釜采出量
进料GF，XF

XF=70% XD=99.5% XW=0.5% GD=5625（kg/h）
塔底采出GW,XW 解得: GF=8012.81（kg/h） GW=2387.81（kg/h）
2.3 计算摩尔量、摩尔分率
以易挥发组分（苯）为基准：
进料组成：XF=
釜残夜组成：XW=
馏出液组成：XD=
平均摩尔质量：MF= g/mol
MW= g/mol
MD= g/mol
以摩尔质量进行物料衡算：
原料液流量：F=kmol/h
W= kmol/h
D= kmol/h

2.4 精馏塔物料衡算表

进料F
出料
塔顶采出D
塔底采出W
组分
kmol/h
kg/h
wt%
kmol/h
kg/h
wt%
kmol/h
kg/h
wt%
苯
71.91
5608.97
70
71.76
5596.88
99.5
1.53
11.94
0.5
甲苯
26.13
2403.84
30
0.30
28.12
0.5
24.45
2375.87
99.5
总量
Σ进98.04 kmol/h 8012.81kg/h
Σ出72.06+ 25.98=98.04 kmol/h
5625+2387.81=8012.81kg/h

设备设计与选型

1精馏塔工艺设计
1．1 根据设计条件和数据作物系气液平衡线（x—y图）
1．2 查阅相关资料，找出物系的气液平衡数据

t/℃
80.1
85
90
95
100
105
110.6
X
1.000
0.780
0.581
0.412
0.258
0.130
0
y
1.000
0.900
0.777
0.633
0.456
0.262
0
1．3 计算最小回流比Rmin，确定实际回流比
1．4 利用平衡线（x—y图）求取最小回流比Rmin （泡点进料）
泡点进料则q=1，Xq=XF
由得
1．5 确定实际回流比： R=（1.1~2.0） Rmin。
实际回流比： R=1.5Rmin=1.5×0.9=1.35
1．6 确定塔顶、塔底、进料控制温度
精馏塔塔顶、塔底温度是精馏塔主要操作控制参数，它直接影响到塔顶产品、塔底产品质量。
方法一：通过查阅资料得到物系的泡点线和露点线数据，作图后根据塔顶与塔底的浓度直接查出塔顶、塔底及进料的温度。
由t-x-y图可知：
℃
1．7 求精馏段操作线方程，q线方程，提馏段操作线方程
1．8    精馏段操作线方程：

1．9 q线方程：泡点进料，故进料热状态参数q=1，
q线方程为：x=XF。
1．10 提馏段操作线方程： q=1，

即提馏段操作线方程为：

1．11 求取理论板数NT，确定实际塔板数N，确定实际加料位置
1．12 用作图法计算理论塔板数NT

由图得NT=23 （包括塔釜） ， 从塔顶数起第12块板开始进料。
1.13求全塔效率ET=0.49×(αμ)-0.245
由《化工原理》下册例1-1附表1作图求得对应温度下的相对挥发度。
t/℃
80.1
85
90
95
100
105
110.6
PAO/kpa
101.33
116.9
135.5
155.7
179.2
204.2
240.0
PBO/kpa
40.0
46.0
54.0
63.3
74.3
86.0
101.33

由图得

查《化工工艺设计》手册第三版查的苯和甲苯对应温度下的粘度。
t/℃
tW
tF
tD
苯的粘度Pa·s
μ1=2.32×10-4
μ3=3.05×10-4
μ5=3.25×10-4
甲苯的粘度Pa·s
μ2=2.62×10-4
μ4=3.22×10-4
μ6=3.40×10-4
由

则μw=2.63×10-4Pa·s μF= 3.09×10-4Pa·s μD=3.24×10-4Pa·s
Pa·s =0.30m Pa·s
则ET=0.49×(αμ)-0.245=0.49×（2.48×0.3）-0.245=52.68%
全塔效率，加上10～20%即为浮阀塔全塔效率则新塔效率ET=52.68%+20%=72.68%
1.14 求实际塔板数NP ，并确定实际进料位置X。

实际进料位置X=即从塔顶数起的第17块板开始进料。
2塔内气、液相负荷
2.1查《化工工艺设计手册》第三版得如下物性参数

组分
气相密度（kg/m3）
液相密度（kg/m3）
表面张力(N/m)
塔顶
苯
2.69
0.82×103
2.112×10-2
甲苯
3.17
0.82×103
2.181×10-2
塔底
苯
2.48
0.79×103
1.750×10-2
甲苯
2.92
0.79×103
1.842×10-2
塔顶苯气相密度（kg/m3）
塔顶甲苯气相密度（kg/m3）

塔底苯气相密度（kg/m3）

塔底甲苯气相密度（kg/m3）
2.2 精馏段气、液相负荷(以塔顶计)
根据精馏的恒摩尔流假设及泡点回流，则精馏段的汽、液负荷为（以质量计）：
GV=(R+1)D×MD，GL=RD×MD

蒸汽负荷用体积流量表示为：；

液相负荷用体积流量表示为：

2.3 提馏段汽、液负荷(以塔底计) 泡点进料： q=1
GV'=(R+1)D×MW，GL’=（RD+F）×MW

蒸汽负荷用体积流量表示为：；

液相负荷用体积流量表示为：

3计算塔径；确定板间距
3.1计算精馏段塔径（塔顶）
塔顶：
塔顶：
选取塔板间距，假设选Ht =450mm，板上清液层高度ht =70mm
则Ht - ht =380mm，查《化工原理》下册史密斯关联图得：C20=0.08m/s

最宜气速u为ut的60～80%则u=0.7umax=0.7×1.39=0.97m/s
精馏段塔径： 圆整D1=1400mm
参照《化工原理》 下册 表3-2当HT=450mm时D1=1400mm符合要求。
3.2计算提镏段塔径（塔底）
塔底：
塔底：
选取塔板间距，假设选Ht =450mm，板上清液层高度ht =70mm
则Ht - ht =380mm，查《化工原理》下册史密斯关联图得：C20=0.08m/s

u=0.7umax=0.7×1.31=0.92m/s
精馏段塔径： 圆整D2=1600mm
参照《化工原理》 下册 表3-2当HT=450mm时D2=1600mm符合要求。
由于D2>D1，全塔塔径取大者D=D2=1600mm，塔板间距HT=450mm（以下涉及流量的都以提镏段计）

塔板结构设计
1 溢流装置
1.1 出口堰
堰长Lw： 对单溢流可取Lw=( 0.6~0.8) D则
堰上溢流强度：
堰高hL ： 已知hL =hw+how

前面已取hL=0.07m则hw=hL- how=0.07-0.02=0.05m
则hL=0.07m合适，塔径D=1.60m也合适
1.2 弓形溢流管的宽度Wd及面积Af
查取Wd及Af，验算液体在降液管的停留时间：θ=3600AfhT/LS> 5 S时尺寸合乎要求

1.3 降液管底隙高度ho
如果溶液是比较清洁的，不会堵塞降液管底隙.，取uo’=0.07~0.25 m/s
，且ho在（25mm～30mm)范围内，也不容易堵塞，且ho 小于h，说明在降液管底部有良好的液封。

1.4 进口堰：一般设计不设进口堰。
2. 塔板布置
2.1 破沫区宽度WS
D<1.5m 取WS=0.06~0.075m；D>1.5m 取WS=0.08~0.11 m

2.2 无效区宽度WC ： 取WC=0.05 m
2.3 浮阀的数目及其排列
阀孔直径d0 ： d0=39mm
适宜的阀孔气速：；Fo=9～12；阀孔总数N：

2.3 排列方式及孔中心距 t
D≤0.8m采用整块式塔盘，阀孔采用正三角形排列，孔间距为t=75～125mm，D≥1m时采用分块式塔盘，阀孔一般采用叉排，等腰三角形排法；横向间距为t=75mm，相邻两排间距t’可取65、80、100mm。
因为D=1.60≥1m则采用分块式塔盘，阀孔采用叉排，等腰三角形排法；横向间距为t=75mm
相邻两排间距t’=
在CAD中作图得到实际开孔数N，计算开孔率φ： ，如果不符合，则调整t’。

开孔率为

浮阀塔的流体力学验算
1.1 塔板压降
气体通过一层塔板为：hp=hc+hl+hδ（以液柱高度表示）
1） 气体通过干筛板的流动阻力hc
先求临界气速uoc：
当uo>uoc时，； 当uo<uoc时，

2） 气体通过液层的阻力hl
hl=ε0 hL ，充气系数ε0一般取为0.5，hL为板上液层高度。

3） 克服液体表面张力而引起的流动阻力hσ值很小，故忽略不计。
因为每层塔板的压降为：hp=hc+hl液柱，与之相对应的△Pp=hpρl g。
1.2 液泛

1.3 雾沫夹带

1.4 漏液
当动能因子时，其漏夜量为允许的10%，此时的操作气速为最小操作气速umin，此时的气体流量为最小气体流量。

1.5 液面落差
因筛板上没有气液接触元件，流动阻力较小，故忽略液面落差的影响。
2 塔板负荷性能图
2.1 雾沫夹带线

对于D>1m的塔，令=80%时 ，由此可求出Vs～Ls的关系，取点（在最小流量与最大流量之间取值）作图。在附图中标绘相对应Ls 和Vs ，获得雾沫夹带线①。

雾沫夹带线取值表
Ls (m3/s)
0
0.05
Vs(m3/s)
2.70
1.43
2.2 液泛线
取Hd=hp+hL+hd=ψ(hT+hw); ，由此可求出Vs～Ls的关系，取点（在最小流量与最大流量之间取值）作图。在附图中标绘相对应Ls和Vs ，获得液泛线②

Ls (m3/s)
0.005
0.02
Vs(m3/s)
3.122
1.524
2.3 液相负荷上限线
按下式计算液相负荷上限线： ，得Ls的最大值，即液相负荷上限。
将此关系标绘在本例附图上得液相负荷上限线③。
2.4 漏液线
取点：任意取若干个Ls 值，按式子算出相应的Vs ，于本设计附图中标绘相对应Ls 和Vs ，获得漏液线④。

2.5 液相负荷下限线
按下式计算液相负荷下限：
，取E=1，当液层高度为最小值即时，液相流量为最小流量Lmin，即为液相负荷下限。将此关系标绘在本例附图中，获得液相负荷下限线⑤。

2.6 操作线
根据操作时气、液负荷Vs及Ls，在本例附图中确定操作点P，该点与原点相联即得操作线，如图OP线所示。
P点坐标为：
由图看出本设计气相负荷上限及下限分别由液泛和漏液控制。
2.7塔板负荷性能图
由附图读出气相负荷最大和最小值，故：操作弹性=Vmax/Vmin

计算结果列表
浮阀塔工艺设计计算结果
项目
设计数据
项目
设计数据
精馏段的有效高度Z,m
675
鼓泡区面积 Aa ,㎡
1.31
塔径D,m
1.60
筛孔直径d0,mm
39
板间距HT ,m
0.45
筛孔排列方式
等腰三角形叉排
空塔气速u,m/s
0.74
孔中心距t ,mm
75
塔板溢流型式
单溢流
筛孔总数n,个
222
溢 流 装 置
降流管形式
弓形
开孔率ψ,%
13.19
溢流堰
平堰
每层塔板的压降△Pp ,Pa/
534.74
出口堰长度Lw ,m
1.12
降液管内清液层高度Hd，m
0.144
出口堰高度hw ,m
0.05
液体在降液管内停留时间
13.54
降液管宽度 ,m
0.232
稳定系数K
1.0
降液管面积Af ,㎡
0.19
负荷上限
液泛控制
降液管底隙高度h0，m
0.028
负荷下限
漏液控制
进口堰
不设置
气相最大负荷m³/s

板上清液层高度hL ,m
0.07
气相最小负荷m³/s

破沫区宽度WS ,m
0.10
操作弹性

无效区宽度WC ,m
0.05

精馏塔的结构尺寸设计
1 筒体
塔顶和塔底分别留出1500mm和1500mm高度空间，每6块板设置一个人孔，假定人孔数为S，且有人孔的板间距取为800mm，进料板高度为1000mm,塔盘厚度为3mm。 则塔体总高为：

取计算压力PC=0.25MPa，操作温度为设计温度为操作温度的1.1倍，则设计温度为104.86℃.

2 封头
封头壁厚可取与筒体一致。即封头规格：DN1600×3 ，JB/T4734-95， 不锈钢
3 人孔
塔顶、塔底设置人孔各一个,每6块板设置一个人孔，规格选用DN450×6，JB577-79，
4 塔盘结构
4.1 支撑圈:
4.2 溢流支撑板：角钢50×50×6，L=Lw=1120mm
4.3 堰板：长度与溢流支撑板相同，L=Lw=1120mm
高度，厚度与塔板厚度一样。
4.4 受液盘：采用凹形受液盘
4.5 受液盘支撑板：角钢50×50×6，
4.6 塔盘板：采用一块通道板、一块矩形板、两块弓形板。板上φ39的孔，按等腰三角形排列，孔间距为75。
通道板规格：长×宽（一般宽为377～399）:
弓形板规格：，圆缺高度为136mm。
塔盘各零部件之间均采用螺栓连接，螺栓规格M10×30，间距100mm
4.7 浮阀种类：常压采用F1重阀
5 裙座
高度计算：
5.1 对容积式再沸器：裙座筒体高度=再沸器直径+支座高度+500。裙座筒体规格与塔体一致。离地500高度设置一对人孔，规格DN500×6，JB577—79，碳钢，顶部设置DN25的排气孔两个。
5.2 对虹吸式再沸器：裙座筒体高度=再沸器总长度－1000。裙座筒体规格与塔体一致。离地500高度设置一对人孔，规格DN500×6，JB577—79，碳钢，顶部设置DN25的排气孔两个。
6 接管
液体根据（其中W为质量流量kg/h）计算接管内径，然后选择接管规格：φ，L；气体根据计算接管直径；
6.1釜底出料口接管（再沸器进口管）

再沸器进液量： 核算实际流速：
6.2 塔顶回流管

回流管内径
根据国家标准圆整D=64mm，选用接管规格,L=150，材料为不锈钢。
核算实际流速：
6.3 塔底采出管
由物料衡算 GW=2388.08 kg/h ，
管径
根据国家标准圆整D=40mm接管规格选用，L=150，材料为不锈钢。
实际流速：
6.4 进料口接管
由物料衡算有：GF=8012.81kg/h
查《化学化工物性数据手册》有机卷泡点进料处t=86.18℃时：

接管内径
根据国家标准圆整 D=64mm ，接管规格选用，L=150mm，材料为不锈钢。
实际流速：
6.5 塔顶气体出口管
先选取流速（一般常压下流速取为10～15m/s，中压下则取为15～25m/s，高压或真空下取为25～40m/s）。
塔顶出口气体流速 u=18m/s，塔顶汽相负荷量GV=13218.75kg/h，塔顶气相密度则

根据国家标准圆整 D=327mm ，接管规格选用，L=150mm，材料为不锈钢。
实际流速：
6.6塔底进气管
已知GV′=13218.75kg/h，选取气体流速u=18m/s，塔底气相密度

根据国家标准圆整 D=301mm 选用管规格，L=150mm，材料为不锈钢。
实际流速：
6.7 塔底排污管
根据工程要求和经验，塔底排污管统一选用，L=100mm，材料为不锈钢。

参考文献
[1] 《化工原理》第2版（上、下册）.天津大学出版社
[3]《.化工设备机械基础》董大勤编.化学工业出版社
[4] 《化工工艺设计手册》（上、下册），化学工业出版社
[5] 《化工工艺制图》化学工业出版社

总 结
在这次课程设计中遇到各种看似简单的难题，自己通过查资料和与同学共同讨论等学习途径有了解决。看到这份设计书能在预期内顺利完成，真的感到十分欣慰。
此次课程设计前，我们也对其它学科进行过设计学习。将这次设计各部分都完成后，自己能体会到此次的差异。这次的课程设计最大的特点就是它的实际操作性强，知识覆盖面广。在以往课程学习中，我们接触的都是书本理论知识，而此次的课程设计要求我们对化工工艺有完整的理论知识及扎实的专业基础。这不仅与本门课程的特征相关，也让我们对一个工艺流程设计所需考虑的问题有比较全面的了解。对我们以后全面考虑问题有很好的帮助，可谓受益匪浅。
本次设计将工艺设计和设备设计结合，对二者有了全面的联系和掌握。着不仅使自己对精馏单元操作有了详细的了解，同时对我们今后工作中考虑问题很有益处。这次的课程设计相当一次模拟实践，帮助我们养成严整、务实的良好作风，提高了全面考虑问题的综合能力。各方面都有了较大程度的进步，达到了预期效果，对学习专业知识起到了积极帮助。

致　谢

课程设计对于工科学生是一个十分重要的环节，作为化学工程与工艺专业的学生，特别感谢教研室的老师们能结合实际，对我们的课程有着精心合理的安排。让我们能够理论结合实践，既提高了平日的学习兴趣，又与今后的工作接轨，做了很好的铺垫。
此次课程设计由胡老师和周老师担任我们的指导老师。在课程设计过程中，只要我们有难题，戴老师都会不畏辛劳，毫不犹豫的赶来为大家辅导。同时，戴老师还是一名严格的教师。对于我们设计过程中的一些不良习惯，他都直接指出来，并要求我们及时改正。正是老师这种严格而又认真负责的工作作风，才使本次设计能顺利完成。
此外，在这次设计中遇到了不少问题，都在和同学讨论、互相学习中得到了解决。在此，对所有于自己有所帮助的同学一并表示感谢。
此致敬礼！

26