精馏塔(浮阀塔)的设计

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**********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F x：原料为常温液体，苯含量70%，甲苯含量30%。

x：苯含量99.5%，甲苯含量0.5%。

产品组成D1.4分离要求：塔釜苯含量不大于0.5%2. 全塔物料衡算2.1 物料衡算示意图2.2 用质量分率计算进料量及塔釜采出量 F D W G G G =+ F F D D W W G X G X G X ⨯=⨯+⨯X F =70% X D =99.5% X W =0.5% G D =5625（kg/h ）解得: G F =8012.81（kg/h ） G W =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：X F =%35.7392/3078/7078/70=+釜残夜组成：X W =%59.092/5.9978/5.078/5.0=+馏出液组成：X D =%58.9992/5.078/5.9978/5.99=+平均摩尔质量：M F =73.81%)35.731(92%35.7378=-⨯+⨯ g/mol M W =92.91%)59.01(92%59.078=-⨯+⨯ g/molM D =06.78%)58.991(92%58.9978=-⨯+⨯ g/mol以摩尔质量进行物料衡算： 原料液流量：F=04.9873.8181.8012=kmol/hW=98.2592.9181.2387= kmol/hD=06.7206.785625= kmol/h2.4 精馏塔物料衡算表设备设计与选型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1．3 计算最小回流比R min ，确定实际回流比1．4 利用平衡线（x —y 图）求取最小回流比R min （泡点进料）泡点进料则q=1，Xq=X F由qy 1q min minX X X R R D D --=+得90.0%35.73%13.87%13.87%58.99-y y q q min =--=-=F D X X R1．5 确定实际回流比： R=（1.1~2.0） R min 。

实际回流比： R=1.5R min =1.5×0.9=1.351．6 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：31.80t %58.9918.86t %35.7334.110t %59.0w =⇒==⇒==⇒=D D F F W X X X ℃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： %58.9935.1==D X R ，42.0x 57.0135.1%58.99x 135.135.11x 1y n n n 1-n +=+++=+++=R X R R D 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=X F 。

1．10 提馏段操作线方程： q=1，W W L F W R D F W y x X x X L F W L F W R D F W R D F W+⨯+=-=-+-+-⨯+-⨯+-即提馏段操作线方程为：4-1005.9-x 15.198.25-04.9806.7235.1%59.098.25-x 98.25-04.9806.7235.104.9806.7235.1y ⨯=+⨯⨯+⨯+⨯=1．11 求取理论板数N T ，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N T由图得N T=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E T=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。

由图得37.262.10034.238p p 62.100p 34.238p 34.110t 0w ===∂⇒==⇒=OO O B A W B A ，53.290.4733.121p p 90.47p 33.121p 1886t 0F ===∂⇒==⇒=O O O B A F B A ，， 53.226.4000.102p p 26.40p 00.102p 31.80t 0D ===∂⇒==⇒=OO O B A D B A ，48.253,.253.237.233=⨯⨯=∂•∂•∂=∂D F W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。

由i i lg x lg =58.3-1062.2lg %41.991032.2lg %59.0lg )x 1(lg x lg 4-4-21=⨯⨯+⨯⨯=-+=）（）（μμμW W W 51.31022.3lg %65.261005.3lg %35.73lg )x 1(lg x lg 4-4-4F 3-=⨯⨯+⨯⨯=-+=）（）（μμμF F 49.3-1040.3lg %42.01025.3lg %58.99lg )x 1(lg x lg 4-4-6D 5D =⨯⨯+⨯⨯=-+=）（）（μμμD则μw=2.63×10-4Pa ·s μF = 3.09×10-4Pa ·s μD =3.24×10-4Pa ·s44331097.21024.309.363.2--⨯=⨯⨯⨯=••=D F W μμμμ Pa ·s =0.30m Pa ·s则E T =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E T =52.68%+20%=72.68% 1.14 求实际塔板数N P ，并确定实际进料位置X 。

3127.30%68.721231≈=-=-=T T P E N N 实际进料位置X=1751.16%68.7212≈=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塔顶苯气相密度69.2)15.27331.80(314.8=+⨯==D RT ρ（kg/m3） 塔顶甲苯气相密度17.3)15.27331.80(314.89233.1012=+⨯⨯==D RT PM ρ（kg/m3）塔底苯气相密度48.2)15.27334.110(314.87833.101=+⨯⨯==W RT PM ρ（kg/m3）塔底甲苯气相密度92.2)15.27334.110(314.89233.1012=+⨯⨯==W RT PM ρ（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）： G V =(R+1)D×M D ，G L =RD×M D7899.58%920.42%78.0678.06/D M g mol =⨯+⨯==()1 2.3572.0678.0613218.75/1.3572.0678.067593.75/V D L D G R D M kg h G R D M kg h =+⨯⨯=⨯⨯==⨯⨯=⨯⨯=蒸汽负荷用体积流量表示为：(1)8.314G R D T nRT V P P+⨯⨯==顶； ()318.314 2.3572.068.314(80.31273.15)4911.05/101.33G R D T nRT V m h P P +⨯⨯⨯⨯⨯⨯+====顶 液相负荷用体积流量表示为：LL G V ρ=31233(1)99.58%8200.42%820820/7593.75/9.26/820/D D LL x x kg m G kg hV m h kg mρρρρ=+-=⨯+⨯====2.3 提馏段汽、液负荷(以塔底计) 泡点进料： q=1 G V '=(R+1)D×M W ，G L’=（RD+F ）×M W780.59%9299.41%91.92/W M g mol =⨯+⨯=()()()''1 2.3572.0691.92/13218.75/1.3572.0698.0491.92/15606.56/W V W L G R D M kg h kg hG R D F M g mol kg h=+⨯⨯=⨯⨯==⨯+⨯=⨯+⨯=蒸汽负荷用体积流量表示为：'(1)8.314G R D T nRT V P P+⨯⨯==底； ()'318.314 2.3572.068.314+5328.29/101.33G R D T nRT V m h P P +⨯⨯⨯⨯⨯⨯====底（110.34273.15）液相负荷用体积流量表示为：''L L G V ρ=''315606.5622.73/790L h L G V m h L ρ==== 3计算塔径；确定板间距3.1计算精馏段塔径（塔顶） 塔顶：33820k /2.6999.58% 3.170.42% 2.69/L V g m kg mρρ==⨯+⨯=塔顶：11229.268200.034911.05 2.69h L h V L V ρρ⎛⎫⎛⎫=⨯= ⎪⎪⎝⎭⎝⎭选取塔板间距，假设选H t =450mm ，板上清液层高度h t =70mm则H t - h t =380mm ，查《化工原理》下册史密斯关联图得：C 20=0.08m/s=x +-x =99.58%21.12mN/m+0.42%21.81mN/m=21.12mN/m D D σσσ⨯⨯苯甲苯（1）0.20.22021.12()0.08=0.08/2020C C m s σ==⨯（）maxmax 0.08/ 1.39/C u u m s u m s ===⇒=最宜气速u 为u t 的60～80%则u=0.7u max =0.7×1.39=0.97m/s精馏段塔径：1 1.34D m === 圆整D 1=1400mm 参照《化工原理》 下册 表3-2当H T =450mm 时D 1=1400mm 符合要求。