浮阀式精馏塔的设计

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…………………………………………………5

1.课程设计的目的…………………………………………………6

2.课程设计题目描述和要求………………………………………6

3.课程设计报告内容………………………………………………6

3.1 流程示意图……………………………………………………6

3.2 流程和方案的说明及论述……………………………………7

3.2.1流程的说明…………………………………………………7

3.2.2 方案的说明和论证…………………………………………7

3.2.3 设计方案确定………………………………………………8

4.精馏塔的工艺计算………………………………………………8

4.1 精馏塔的物料衡算……………………………………………8

4.1.1 物料衡算……………………………………………………8

4.1.2 相对挥发度的计算…………………………………………8

4.2 塔板数的确定…………………………………………………10

4.2.1 理论板数的计算……………………………………………10

4.2.2 精馏塔塔效率的计算………………………………………12

4.2.3 实际塔板数的计算…………………………………………12

4.3 塔的工艺条件及物性数据计算………………………………12

4.3.1 混合液平均摩尔质量计算…………………………………12

4.3.2 温度计算……………………………………………………13

4.3.3 平均密度计算………………………………………………13

4.3.4 液体平均张力计算…………………………………………14

4.3.5 气液相体积流量的计算……………………………………14

4.4 塔体工艺尺寸计算……………………………………………15

4.4.1 精馏段塔径计算……………………………………………15

4.4.2 提馏段塔径计算……………………………………………16

4.4.3 精馏塔有效高度计算………………………………………17

4.4.4 溢流装置计算………………………………………………17

4.4.5 弓形降液管宽度和截面积…………………………………18

4.4.6 弓形降液管底隙高度………………………………………19

4.4.7 塔板布置……………………………………………………19

4.4.8 边缘区宽度的确定…………………………………………19

4.5 浮阀计算及其排列……………………………………………20

4.5.1浮阀计算及其排列…………………………………………20

4.6 塔板流体力学计算……………………………………………20

4.6.1塔板压降……………………………………………………20

4.7 塔板负荷性能图………………………………………………23

4.7.1 雾沫夹带……………………………………………………23

4.7.2 液泛线………………………………………………………24

4.7.3 液相负荷上限线……………………………………………24

4.7.4 气相负荷下限线……………………………………………25

4.7.5 液相负荷下限线……………………………………………25

4.7.6 液相负荷下相线……………………………………………25

4.7.7塔板负荷性能图…………………………………………….25

4.8塔板负荷性能图分析………………………………………….26

5.辅助设备计算与选型……………………………………………26

5.1 冷却器的热负荷………………………………………………26

5.2 冷却器的传热面积……………………………………………26

5.3 冷却介质的消耗量……………………………………………27

5.4再沸器的计算和选型…………………………………………27

5.5离心泵的计算和选型…………………………………………28

5.6搅拌器的设计及选型…………………………………………28

6.设计结果汇总……………………………………………………29

7.课程设计的心得体会……………………………………………30

8.主要参考文献……………………………………………………31

1. 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。

⒉ 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=（1.2～2）Rmin

3． 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。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 ①

苯的物料衡算：F* xf=D*xd+W*xw ②

联立①②式得：D=1.17kg/s W=1.36kg/s

4.1.2 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）P1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

①、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 96.2

②、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 XA 1 0.682 0.443 0.26 YA 1 0.912 0.784 0.598 ③、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 XA 1 0.682 0.443 0.26 120 0.127 0.374 120 0.127 130

0.018

0.067

130

0.018

5.14 4.83 4.56 4.32 4.11 3.92

④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。

≈4.456

4.2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（q>1),饱和液体进料（q＝1），气液混合进料（1>q>0)和过热蒸汽进料(q<0)，本设计选用的为泡点进料，故q=1。则xF=xq

(3)最小回流比

①

②

将②式代入①式得：Rmin=0.4576

因为R=（1.1~2.0）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

=0.66 =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=0.24kg/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=0.27+1*2.53=3.1724kg/s

提馏段气相质量流量：V’=V-(1-q)*F=1.9kg/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 =0.0144< =0.03

因为本设计采用间接加热方式，所以共需十二块塔板，其中精馏段五块，提馏段七块。

4.2.2 精馏塔塔效率的计算

查《化学工程手册》（第一册）P1常用物质的物性和热力学数据表得

苯的沸点为353.3K；氯苯的沸点为404.9K

塔的平均温度为Tm=

查《化学工程手册》（第一册）P1常用物质的物性和热力学数据表得

苯的粘度系数： A=545. B=265.34

氯苯的粘度系数： A=477.76 B=276.22

粘度计算公式：

lg =

计算得 苯=0.2415 氯苯=0.3393

则液相在此温度下的平均粘度为：

=0.55 苯+(1-0.55) 氯苯=0.2855

则精馏段的效率为：

ET=0.17-0.616lg =0.17-0.616*0.2855=0.5053

4.2.3 实际塔板数计算

精馏段：N精=5/0.5053=9.5 取10块

提馏段：N提=7/0.5053=13.853 取14块

4.3 塔的工艺条件及物性数据计算

4.3.1 混合液的平均摩尔质量计算

(1) 塔顶的平均摩尔质量计算

xd=y1=0.98

据气液相平衡方程

得x1=0.9166

气相平均摩尔质量：

MV.Dm=M苯*y1+M氯苯*(1-y1)=78.80kg/kmol

ML.Dm=M苯*x1+M氯苯*(1-x1)=80.98kg/kmol

(2) 进料板苯的摩尔分数

在塔板数计算中得进料板的苯的摩尔分数为： y=0.8430 x=0.5465

(3) 进料板的平均摩尔质量：

MV.Fm=M苯*yF+M氯苯*(1-yF)=83.51kg/kmol

ML.Fm=M苯*xF+M氯苯*(1-xF)=93.71kg/kmol

则精馏段的平均摩尔质量

MV.M精=(78.80+83.51)/2=81.15kg/kmol

ML.M精=(80.98+93.71)/2=87.33kg/kmol

(4) 塔底的平均摩尔质量

已知xW=0.03 根据平衡方程得 yw=0.12

MV.Wm= M苯*yw+M氯苯*(1-yw) =108.37kg/kmol

MV.Wm= M苯*xw+M氯苯*(1-xw)=111.47kg/kmol

则提馏段的平均摩尔质量：

MV.M提=(83.51+108.37)/2=95.94kg/kmol

ML.M提=(111.47+93.71)/2=102.59kg/kmol

4.3.2 温度计算

(1) 塔顶温度

T=353K PA°=100.524KPa PB°=19.544KPa T=363K PA°=135.502 Kpa PB°=28.06Kpa 内插法得 xa=0.92 TD=82.7℃

(2) 进料板的温度

T=363K PA°=135.502 Kpa PB°=28.06Kpa xa=1.0

xa=0.682

xa=0.682

T=373K PA°=179.280KPa PB°=39.285KPa xa=0.443

内插法得 xa=0.55 TF=95.5℃

(3) 塔釜的温度

T=393K PA°=298.735 Kpa PB°=72.692Kpa xa=0.127

T=403K PA°=377.291 Kpa PB°=96.2Kpa xa=0.018

内插法得 xa=0.03 TW=129.0℃

(4) 精馏段和提馏段的平均温度

t精=(tD+tF)/2=(82.7+95.5)/2=.1℃

t提=(tW+tF)/2=(129.0+95.5)/2=112.25℃

4.3.3 平均密度计算

(1) 精馏段和提馏段的平均压力：

Pm精=【101.325+(0.7*6+101.325)】/2=103.425Kpa

Pm提=【(0.7*6+101.325)+ (0.7*6+105.325)】/2=107.625Kpa

(2) 精馏段和提馏段气体密度：

kg/m3

kg/m3

(4) 精馏段和提馏段液体的平均密度：

tD=82.7℃时， =813.4kg/m3 =1035.7 kg/m3

tF=95.5℃时， =798.2kg/m3 =1022.9 kg/m3

tW=129.0℃时， =758.3kg/m3 =986.2 kg/m3

根据公式 得

kg/m3 kg/m3

kg/m3

精馏段液体的平均密度：

=(818.7+905.6)/2=862.15 kg/m3

提馏段液体的平均密度:

=(905.6+980.3)/2=942.95 kg/m3

4.3.4 液体的平均张力

由液体表面平均张力计算公式

tD=82.7℃ =21.02mN/m =25.98 mN/m

=0.92*21.02+0.08*25.98=21.42 mN/m

tF=95.5℃ =18.02mN/m =24.13 mN/m

=0.55*18.02+0.45*24.13=20.77 mN/m

tW=129℃ =14.49mN/m =20.02 mN/m

=0.03*14.49+0.97*20.02=19.85 mN/m

所以平均表面张力 mN/m=0.02110N/m

mN/m=0.02031N/m

4.3.5 气液相的体积流量

对精馏段： 1.9/2.866=0.663m3/s

0.729/862.15=0.000846m3/s

对提馏段： 1.9/3.222=0.5m3/s

3.259/942.95=0.00346m3/s

4.4 塔体工艺尺寸计算

4.4.1 精馏段塔径计算

(1)气相负荷因子C

不同塔径的板间距

塔径/mm 800～1200 板间距/mm 300,350,400,

450,500, 400,450,500,

550,600,650,

700 450,500,550,

～2400 2600～6600

1400

600,650,700,

750,800

若取HT=0.45m hL=0.06m(hL为板上层液体高度，一般为0.05～0.08)

查史密斯关联图的 C20=0.086

则C=C20* = =0.087

(2)最大气体流速

m/s

取安全系数为0.7(一般为0.6～0.8) 则空塔气速为

u=0.7*1.506=1.0542m/s

按标准塔径圆整后得：D=0.8m

塔截面积为 =0.5024m

实际空塔气速为 u= =1.320m/s

4.4.2提馏段塔径计算

(1)气相负荷因子C

若取HT=0.45m hL=0.06m(hL为板上层液体高度，一般为0.05～0.08)

查史密斯关联图的 C20=0.079

则C=C20* = =0.0791

(2)最大气体流速

m/s

取安全系数为0.7(一般为0.6～0.8) 则空塔气速为

u=0.7*1.351=0.9457m/s

经标准圆整后 塔径D=0.8m

塔截面积为 =0.5024m

实际空塔气速为 u=

4.4.3 精馏塔高度计算

(1)精馏段有效高度计算：

Z精=(N精-1)*HT=(10-1)*0.45=4.05m

(2)提馏段有效高度计算：

Z提=(N提-1)*HT=(14-1)*0.45=5.85m

如进料板上面开一人孔，其高度为0.6m

(3)精馏塔的有效高度为：

Z有=Z精+Z提+0.8=4.05+5.85+0.6=10.5m

.(4) 精馏塔的实际高度为：

塔两端空间，上封头留1.5m. 下封头留1.5m.

Z实= Z有+1.5*2=10.5+3=13.5m

4.4.4 溢流装置的计算

因塔径为0.8m,故可以选用单溢流弓形降液管，采用凹形液盘。

(1) 堰长的计算

精馏段： =0.8*0.7=0.56m

提馏段： =0.8*0.7=0.56m

溢流堰的高度：hw=hl-how

Fransic公式

一般取E=1 便可满足工艺误差要求，则取E=1。

精馏段： ( )2/3=0.00878m

已取hl=0.06m 则 =0.06-0.00878=0.05122m

提馏段： ( )2/3=0.02246m

已取hl=0.06m 则 =0.06-0.02246=0.0375m

4.4.5 弓形降液管宽度和截面积

由 =0.7 根据下图查得降液管的系数为：

=0.087 =0.142

精馏段：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= 23.24s>5s 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= 5.68s>5s 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=0.8m>0.6m，所以采用凹形受液盘，深度 =0.05m

4.4.7 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 =0.2676m2

4.5 塔板负荷性能图

4.5.1 浮阀计算及其排列

由上知： kg/m3 kg/m3

0.663m3/s =0.5m3/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8~11 此处取 F。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

=10

其中孔径取d=0．041，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

= * =0.03511<0.1

(4)漏液

取阀孔动能因数 =5

取 = = =2.866m/s

(5)表面张力压头

m

6.337m/s 其中 =0.78

=0.907/9*0.308=0.037m2

=0.663/0.037=17.92m/s

稳定系数为 k= = =2.829>1.5，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

=0.118677/0.04436-0.152425<0.45，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： =0.785d2 n U0 整理得： Vsmin= 0.3139m3/s

4.7.6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/s

V=0.626 m3/s

由塔板负荷性能图可以看出：

①气相负荷上限由雾沫夹带控制，上限 Vmax=2.1638 m3/s

②气相负荷下限由漏液线控制 Vmin=0.3139 m3/s

③设计点P点处于适中位置

④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 =35℃

5.1冷却器的热负荷

= （ - ）=0.536*1965*(82.7-40)=44973.35W

式中 ——冷凝器热负荷.J∕h.

——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.J∕h.

K——总传热系数. W∕（㎡ ℃）

据有机蒸气冷凝K在［500——3000 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TOCT15118——79型列管式冷凝器。

5.3冷却介质消耗量

= =0.72㎏∕s.

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 m

5.5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

ρD=1/(qA /ρA+qB/ρB)= 0.8187g/ml=818.7kg/m3

计算得 苯=0.2657 mPa.s 氯苯=0.36 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/s

q v=F/ρD =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 Φ42.3*3.25型管

内径d=42.3-3.25*2=0.0358m

代入得u=2.515m/s

Re=duρD/μ=0.0358*2.515*818.7/0.3121*10-3=2.36* 105

取绝对粗糙度为ε=0.35mm

则相对粗糙程度为ε/d=0.35*10-3/0.0358=0.01103

摩擦系数λ

λ-1/2=1.81*lg〔(ε/d/3.7) 1.11+6.9/Re〕得

λ=0.044损失压头得计算

进料口位置高度h=14*0.45+0.8=7.1m

∑Hf=〔λh/d〕*u2/g=（0.044*7.1/0.0358）*2.515*2.515/9.81=5.625m

扬程H＞∑Hf+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 0．45

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 0．06

溢流堰宽度 Wd m 0．1136

降液管底隙高度 ho m 0．03836

板上清液层高度 hL m 0．06

孔径 do m 0．041

孔间距 t m 0．065

阀孔气速 uo m/s 5.732

塔板压降 hP Pa 0．7

液体在降液管中停留时间 τ s 23.24

降液管内清液层高度 Hd m 0．118677

雾沫夹带 F kg液/kg气 0.0061

负荷上限 雾沫夹带控制

负荷下限 漏液控制

7、课程设计心得体会

本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯－氯苯物系的分离的浮阀式连续精馏塔设备。通过两周的努力，反复计算和优化，小组成员终于设计出一套较为完善的浮阀式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。

课程设计需要我们把平时所学的理论知识运用到实践中，使我们对书本上所学理论知

识有了进一步的理解，更让我们体会到了理论知识对实践工作的重要的指导意义。课程设计要求我们完全依靠自己的能力去学习和设计，而不是像以往课程那样一切都由教材和老师安排。因此，课程设计给我们提供了更大的发挥空间，让我们发挥主观能动性地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我们的认识问题、分析问题、解决问题的能力。更重要的是，该课程设计需要我们充分发挥团队合作精神，组员之间必须紧密合作，相互配合，才可能在有限的时间内设计出最优的设计方案。总之，这次课程设计既是对我们课程知识的考核，又是对我们思考问题、解决问题能力的考核，课程设计让我们学到了很多东西。

在这次课程设计中，给我们印象最深的是，这期间由于我们对设计的流程和具体要求理解地不够深入，在设计的初期，我们曾因为没有清晰的设计思路，而无法开始，后来在计算的过程中，由于组员的疏忽，计算上出现了错误，特别是第二次，设计已完成过半，发现前面的基础数据出现了问题，看着几天的劳动成果就这样被自己否定，我们没有气馁，没有相互抱怨，而是在一起冷静分析思考错误，认真总结经验教训，重新制定了设计方案，在接下来的设计中，我们采用了两组同时进行计算的办法，发现问题之后，可以马上解决，避免了同样错误的再次出现。本次课程设计中，大家相互配合，齐心协力，克服重重困难，坚持不懈的工作，终于完成了本次课程设计!

8、主要参考文献

[1].王志魁 .化工原理[M]. 第三版.北京：化学工业出版社，2004

[2].化学工程手册[M] .(第一册). 第一版.北京：化学工业出版社，19

[3].贺匡国.化工容器及设备简明设计手册[M].第二版.北京：化学工业出版社，2002

[4].周志安，尹华节，魏新利.化工设备设计基础[M].第一版. 北京：化学工业出版社，1996

[5].路秀林，王者相. 第一版. 北京：化学工业出版社，2004

[6].化工生产流程图解[M].第二版.北京：化学工业出版社，1983