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1、Four short words sum up what has lifted most successful individuals above the crowd: a little bit more.-author-date化工原理课程设计浮阀式连续精馏塔设计化工原理课程设计浮阀式连续精馏塔设计目 录第一部分：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
2、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)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
3、，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
4、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q=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，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.12.0倍，即：R（1.12.0）R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）
5、。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2mm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6080，而为筛板塔的120130）。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 3.平均分子量（二）.最小回流比乙醇水气液平衡数据作x-y图：从对角线点a（Xd，Xd）向平衡线作切线得截距0.35取（1）.精馏段方程: 精馏段方程: （2).提馏段方程 提馏段方程: （三）.理论塔板数用cad作图法由图得；理论板数=
6、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： =0.8182 查表得 气相0.832546（10.8325）1841.31液相0.818246（10.8182）1840.91相对挥发度2.进料：0.11，查表得0.4541气相0.454146（10.4541）1830.72液相0.1146（10.11）1821.08相对挥发度3.塔釜最底板：0.008，查表得0.088气相0.08846（10.088）1820.464液相0.00846（10.008）1818.224g/mol相对挥发度流量表：进料流量FF=186.1kmol/h=
7、1.0897kg/s=0.00122m3/s塔顶产品流量DD=23.43kmol/h=0.2663kg/s=0.000352m3/s塔底产品流量BB=162.67kmol/h=0.8235kg/s=0.000858m3/s塔顶第一块板液体和气体流量LD、VDLD=40.91kmol/h=0.4649kg/s=0.000614m3/sVD=64.34kmol/s=0.7383kg/s=0.5134m3/s塔底最底板的液体和气体流量LB、VBLB=227.01kmol/s=1.1492kg/s=0.0012m3/sVB=64.34kmol/s=0.3657kg/s=0.6081m3/s计算相关参数
8、列表如下，相关参数塔顶第一块板进料板塔釜最底板液相浓度（摩尔分率）0.81820.110.008气相浓度（摩尔分率）0.83250.45410.088温度（摄氏度t)78.4386.398.1气相密度（Kg/m3)1.4380.71640.6014液相密度（Kg/m3)756.45894.43959.7表面张力（mN/m)22.53661相对挥发度a1.1046.7311.965气相平均分子量Mv41.3130.7220.464液相平均分子量Ml 40.9121.0818.224注：以上需要查表的数据查传热传质过程设备设计P222225的附录得 （五）计算全塔效率和实际塔板数1.粘度塔顶78.
9、43查得 进料查得 塔釜 查得平均粘度注：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:3.计算全塔效率:取实际塔总板数 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,板上液层高度,则液气动能参数（查传热传质过程设备设计P181的图412得）u=(0.60.8) 取u=0.8=0.81.40761.126m/s根据流量公式可以计算塔径，即：将塔径圆整得：=0.8m2、提馏段：设定板间距,板上液层高度,则液气动能参数 （查传热传质过程设备设计P181的图412得） u=(0.60.8) 取u=0.6=0.82.622.09m/s将
10、塔径圆整得：=0.7m3、塔径：由于精馏段和提馏段的塔径相等，即：0.8m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。塔截面积实际空塔气速 （七）溢流装置设计：主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位堰长，m塔板上的液层高度，m堰高，m弓形降液管的面积,堰上液层高度，m阀孔直径，m底隙高度，m阀孔总面积，降液管宽度，m塔截面积，塔板间距，mD塔径，m安定区宽度，m边缘区宽度，mt阀孔中心距，m阀孔气速，m/s气体得阀孔动能因子，V气体体积流率 1、精馏段设计：选用单溢流弓形降液管，不设进口堰堰长=(0.60.8)D 取堰长 = 0.6D0.48m 出口堰高 取液流
11、收缩系数E1先假设是平直堰, 计算堰上液层高度， 因为故采用平直堰出口堰高降液管底隙高度 实际设计中,故取2、提馏段设计：选用单溢流弓形降液管，不设进口堰堰长=(0.60.8)D 取堰长= 0.48m 出口堰高 取液流收缩系数E1先假设是平直堰,则查图得: E=1,得 因为故采用平直堰， 出口堰高降液管底隙高度: 满足不少于2025mm（八）弓形降液管的宽度和截面积由，查化工原理下册P160图313得：0.054 0.105 液体在降液管停留时间：（1）精馏段：（2）提馏段：因此结构合理。（九）塔板布置及浮阀数目以及排列塔径D0.8m，选用整块式塔板一般对于小塔，溢流堰入口安定区：根据小塔的可
12、选3050mm,大塔可选5075mm边缘区宽度(无效区)降液管宽度：（精馏段和提馏段一样）（1）精馏段浮阀的数目及孔间距：对于F1型浮阀（重阀），当板上浮阀刚刚全开时，动能因数F0在912之间，故在此范围取 得合适的F0=11阀孔气速 每层塔板浮阀N：取N=47因为浮阀塔在塔板鼓泡区用叉排时气液接触效果较好，故选用叉排，对整块式塔板，采用正三角形叉排。孔心距s为75125mm。对于单溢流塔板，鼓泡区面积按照等边三角形排列，阀孔中心距：取t=95mm实际排得N=49个（具体见附图）精馏段塔板阀孔布置图如下：由N值验算：由于计算出的在912之间，所以塔板的布置是合理的。开孔率：因开孔率应在4%15
13、%之间故符合要求（2）提馏段浮阀的数目及孔间距：取浮阀孔动能因子F0=9 （ 因F0在912之间）每层塔板浮阀数：取N=44个浮阀排列方式采用正三角形叉型排列所以 取孔心距t=98mm 实际排得N=41个（具体见附图）：提馏段塔板阀孔布置图如下：验算：阀孔能动系数变化不大，仍在912之间开孔率： 因开孔率在10%14%之间故符合要求二、塔板的流体力学验算（一）精馏段1.气相通过浮阀塔板的压强降 a） 干板阻力b） 板上充气液层阻力 取c）.液体表面张力所造成的阻力，一般很小，完全可以忽略。单板压强降 2.淹塔校核 需要控制的降液管液面高度 ， 且有液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp=0.0
14、652m 板上液层高度=0.05m所以降液管液面高度因为乙醇水的物系不易起泡，取）=0.5（0.35+0.04214）=0.196m因为 ，所以设计结果符合要求。3.雾沫夹带由 =0.35m, =1.438kg/, 查传热传质过程设备设计P199图4-25得：CF=0.096 因为酒精水系统为无泡沫系统，K=1板上液体流经长度：鼓泡面积：对于直径小于0.9m的塔，为了避免雾沫夹带，应控制泛点率不超过70。以上计算泛点率在70以下，故雾沫夹带量满足 的要求。4. 塔板负荷性能图a）极限雾沫夹带线按泛点率= 对于一定的物系及一定的塔板结构，式中均为已知值。 相应于的泛点率上限值亦可确定，将各已知数
15、据代入上式，使得出 VL的关系式，根据此可做出负荷性能图中的雾沫夹带线。 按泛点率=70%，计算如下：=70% 将各数据代入得雾沫夹带线： 1b）液泛线 将各数代入整理得：2上式即为精馏段液泛线方程，在操作范围内取若干L值计算相应的V值，列表如下：0.0010.00150.0020.00250.0030.75980.71770.67570.63260.5878c）.液相负荷上限最大流量应保证降液管中液体停留时间不少于3-5秒 ，这里取，则 3d）气相负荷下限对于F1型重阀，取计算，则 4e）液相负荷下限取堰上液层高度作为液相负荷的下限，精馏段采用平直堰，利用所以 5精馏段的操作弹性：（二）、提
16、馏段1、气相通过浮阀塔板的压强降 a） 干板阻力b） 板上充气液层阻力 取c）.液体表面张力所造成的阻力,一般很小，完全可以忽略。单板压强降 =0.063926.579.81586.51Pa2 .淹塔校核 需要控制的降液管液面高度 ， 且有液体通过塔板的压降所相当的液拄高度 板上液层高度h=0.06m所以降液管液面高度H=0.0692+0.06+0.001530.1457m因为乙醇水的物系不易起泡，取因为,所以设计结果符合要求。3.雾沫夹带 由 查传热传质过程设备设计P199图4-25得：CF=0.085，因为酒精水系统为无泡沫系统，K=1板上液体流经长度：鼓泡面积：对于直径小于0.9m的塔，
17、为了避免雾沫夹带，应控制泛点率不超过70。以上计算泛点率在70以下，故雾沫夹带量满足 的要求。4. 塔板负荷性能图a）极限雾沫夹带线按泛点率= 对于一定的物系及一定的塔板结构，式中均为已知值。 相应于的泛点率上限值亦可确定，将各已知数据代入上式，使得出 VL的关系式，根据此可做出负荷性能图中的雾沫夹带线。 按泛点率=70%，计算如下：=70% 将各数据代入得雾沫夹带线： 1b）液泛线 将各数代入整理得： 2上式即为精馏段液泛线方程，在操作范围内取若干L值计算相应的V值，列表如下：0.0020.00250.0030.00350.0041.15691.0620.96650.86640.7613c）
18、.液相负荷上限最大流量应保证降液管中液体停留时间不少于3-5秒 ，这里取，则 3d）气相负荷下限对于F1型重阀，取计算，则 4e）液相负荷下限取堰上液层高度作为液相负荷的下限，精馏段采用平直堰，利用所以 5提馏段的操作弹性：提馏段的负荷性能图见附图三 、主要接管尺寸计算1.进料管由前面物料衡算得：F=186.1kmol/h=1.0897kg/s进料平均温度86.3，=894.43Kg/进料由泵输入塔中，适宜流速为1.5-2.5m/s，取进料流速，则：进料管内径根据计算结果可选取钢管： 效核实际流速，设备适用。2.回流管由前面物料衡算得： 采取泵回流，适宜速度为1.5-2m/s，取回流流速，则：
19、回流管直径 选取钢管：验算得实际流速，设备适用3.釜液出口管由前面物料衡算得： 适宜速度为0.5-1.0m/s，取出口流速，则管直径 选取校核实际流速，设备适用。4.塔顶蒸汽管由前面物料衡算得：常压下适宜的蒸汽流速为：1520m/s,取蒸汽流速u=18m/s，管直径 选取 验算得实际流速 ，设备适用四、辅助设备定型本设计方案使用的辅助设备主要有：预热器一个，用于预热进料，同时冷却釜液全凝器一个，将塔顶蒸汽冷却，提供产品和一定量的回流冷却器一个，将产品冷却到要求温度后排出再沸器一个，将釜液加热成蒸气1.冷却器取水进口温度为25，水的出口温度为35；=(25+35)/2=30塔顶全凝器出来的有机液
20、（质量分率92%的乙醇溶液）D=0.2663Kg/s；温度为78.43，降至30(设计任务书规定)。按产品冷却前后的平均温度，,查算比热： =2.910.2663(78.43-30)=37.53kJ/s所用水量：单位产品冷却水用量根据经验值,K=290698J/( .)取总传热系数K=0.4KJ/(.)取安全系数为1.1，则换热面积为：选取固定管板式换热器： 型号： 管子（炭钢）尺寸；壳径 m管程数中心排管数管程流通面积 壳程流通面积 管子总数管长 m换热面积325 1 9 0.0179 0.0194 57 1.5 6.3单位热交换面积2.全凝器取水进口温度为25，水的出口温度为45，V =0
21、.7383Kg/s；塔顶出口气体的温度为78.43，在此温度下查得乙醇汽化热为846 KJ/kg, 水为2311.47 KJ/kg =0.92846+（1-0.92）2311.47=963.24kJ/kg热负荷Q=V=0.7383963.24711.16 KJ/s平均温度35下，所用水量：单位产品冷凝水用量根据经验值,K=5821163J/( .)，取总传热系数K=700w/=0.7KJ/取安全系数1.1，则换热面积为：A=1.1选取浮头式换热器： 型号： 管子（炭钢）尺寸；壳径 m管程数中心排管数管程流通面积 壳程流通面积 管子总数管长 m换热面积500 2 8 0.0194 0.0582
22、124 3 28.3单位热交换面积3、预热器设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为86.3,而进料温度为25，利用蒸汽间接加热。查得蒸汽的参数：料液的平均温度： 查得 蒸气用量单位产品蒸气用量选取浮头式换热器： 型号： 管子（炭钢）尺寸；壳径 m管程数中心排管数管程流通面积 壳程流通面积 管子总数管长 m换热面积325 4 4 0.0022 0.04365 28 3 6.4单位热交换面积4、再沸器饱和水蒸气压强为2.5kgf/cm2，在此条件下：釜液的温度为98.1，组成基本为水，查得此温度下水汽化热为传热温差为 根据经验值，K=14204250 W/(m2 K)，取K=2000W/(m
23、2 K) V=0.3657kg/s蒸气的用量单位产品蒸气用量取安全系数1.1，则换热面积为：选取浮头式换热器： 型号： 管子（炭钢）尺寸；壳径 m管程数中心管排数管程流通面积 壳程流通面积 管子总数管长 m换热面积400 2 7 0.0116 0.04365 74 3 16.9单位热交换面积五、塔总体结构1.塔壁厚材料Q235-A 查得 操作压力P=1atm 温度 由于用以上公式计算出的壁厚很小，不符合实际的要求，故根据经验取壁厚2塔封头的确定由D=800mm选椭圆型封头DN800，封头高度hl=200mm直边高度h2=25mm，取壁厚 3.法兰的选择 D=800mm，工作压力为0.1Mpa。
24、选择 甲型法兰JB4701-92,公称压力为0.25Mpa，材料为Q235-A4.塔高因为塔底空间具有中间储槽的作用，塔釜料液最好在塔底停留 1015min，这里取600s，则有V釜液=0.00126000.72 所以塔釜液面高：H釜=塔釜高度=1.433+0.2=1.7m进料板层增加的高度=0.2m封头高度=2*（0.2+0.025）=0.45m塔顶层高度=1m塔层高度=440.35=15.4m裙座高度=2.5m开人孔增加的高度=6*0.35=2.1m总塔高度约为24m。4.裙座的设计（1）裙座高度：2.5m ，厚度：8mm , 直径：800mm（2）开人孔：直径480mm（3）基础环：（4
25、）基础环上固定螺栓的确定： 条件：当地最大风力12级，查得风速32.6m/s，风压P=2254 Pa 塔高：24m 计算： 塔体承受的风力： 力矩： 基础环的强度： 应力： 基础环的有效面积： A3钢螺栓的许用应力为，取用螺栓n=28个 螺栓径 查表得，基础环取规格为M42的螺栓，28个。六、塔节说明（结构图见附图）因为塔径等于800mm，所以采用整块式塔板。本设计定距离管式塔板结构。因共需44块塔板，所以可以设计一个塔层中安装5层塔板，全塔共需要9个塔节。因为板间距为350mm，故塔节高度为3505=1750 mm。小于2500mm，满足要求；含进料层的塔节较其他塔节高，为1950mm，装有
26、人孔的塔节也较其他塔节略高，为2100mm，也满足要求。6个塔板用拉杆和定距管紧固在塔节内。定距管起着支撑塔板和保持塔间距的作用。塔板与塔壁的间隙，一软填料密封后，用压板和压圈压紧。塔节两端均有法兰，两个塔节间用螺栓螺母连接。七、泵的选择1.进料泵进料高度=流量F=3922.92kg/h=4.392m3/h在原料液罐液面与进料口面之间列伯努利方程得：其中Z2-Z15.825m，P11atm,P21atm，u1=0m/s，u21.615m/s,大约估算则泵的压头为H7m参考化工原理上册附表23，选用2B19B水泵，扬程为10.3 m。2.冷却水泵冷却器水用量=0.899kg/s全凝器用水量=8.
27、51kg/s总耗水量=9.409kg/s=33.8724m3/h 在以地面为基准面与塔顶的面之间列伯努利方程得：其中Z1-Z224m，P10,P20kPa，u1=0m/s，u22m/s,大约估算则泵的压头为H27.2m参考化工原理上册附表23，选用 2B31水泵，扬程为30.8 m。3.回流泵回流液流量L=1673.64kg/h=2.21m3/h以地面为基准面与塔顶的面之间列伯努利方程得：其中Z2-Z124m，P11atm,P21atm，大约估算则泵的压头为H27.1m参考化工原理上册附表23，选用 2B31水泵，扬程为30.8 m。 第五部分：设计计算结果项目精馏段数值提馏段数值塔板数N(块
28、)44塔径D（m）0.8塔高H（m）24塔板距Ht（m）0.35回流比R1.7459操作压强常压空塔气速u（m/s）1.0221.21堰长 lw（m）0.48堰高 hw（m）0.042140.0627板上液层高度hl(m)0.050.075浮阀孔数N（个）4941阀孔气速uo（m/s）8.79612.45阀孔动能因数Fo10.559.655孔心距t（mm）9598降液管内清液高度Hd（m）0.11560.1457单板压降（Pa）483.83651.688液体停留时间（s）15.467.9泛点率（%）53.3242.7液相负荷下限Lsmin（m3/s）0.000410.00041液相负荷上限Ls
29、max（m3/s）0.0023740.002374漏夜线Vsmin（m3/s）0.340.3156雾沫夹带线Vsmax（m3/s）0.6730.99操作弹性23.14冷却水用量（m3/h）33.8724饱和蒸汽用量(m3/h)1329.15附属设备型号的选择预热器型号Fb-325-6.4-2.5-4数量1个全凝器型号Fb-500-28.3-1-2数量1个冷却器型号Gb-325-6.3-1-1数量1个再沸器型号Fb-400-16.9-2.5-2数量1个进料泵型号2B19B数量1个冷却水泵型号2B31数量1个回流泵2B31数量1个第六部分：心得体会化工原理课程设计是化工原理课程的一个总结性和综合性
30、教学环节。在这个课程设计过程当中，我们综合地运用了我们所学习过的流体力学，传热，传质，分离等方面的化工基础知识通过这段时间的课程设计，我们进一步加深了对化工原理这门课程知识的理解和掌握。 首先扎实的基础理论知识是设计的重要基石，好像最小回流比，理论塔板数，全塔效率等的计算，在设计过程中起到了关键的基础性作用。其次，综合运用了工程制图，计算机工程制图，机械设计基础等课程的知识，全面上提高了我们综合运用个学科知识，和交叉学科之间的相互渗透的能力。其次，在计算过程当中我大部分计算公式编辑器编写的公式来完成；AutoCAD绘画最小回流比，理论塔板数，在图上获取计算中所需要的数据，此次设计进一步强化了我们对Word、Auto cad 、origin等软件的掌握和运用。通过这个课程设计培养了我查阅资料、选用公式和搜集数据的能力，树立了实事求是，保证设备可靠性，客观设计思想。在整个设计过程中，让我体会到辛苦后的成功喜悦。每个成功的设计都是设计者整个综合能力的体现，有利于提高设计者的各方面的能力。本人的设计难免有错漏之处，请老师审阅之后，指出不足之处。-