1、課程設計說明書題目：年處理 8 萬噸 苯-甲苯的精餾裝置院 系： 專業班級： 學 號： 學生姓名： 指導教師：2014 年 7 月目錄第一章 設計方案簡介 41.1 裝置流程的確定 41.2 操作壓力的選擇 41.3 進料狀況的選擇 41.4 加熱方式的選擇 41.5 回流比的選擇 51.6 浮閥塔特點 5第二章 設計計算 52.1 精餾塔的物料衡算 52.1.1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 52.1.2 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 62.1.3 物料衡算 62.2.2 求進料的液相分率 q 62.2.3 求最小回流比及操作回流比 72.2.4 求精餾塔的氣、液相負荷 72.2

2、.5 求操作線方程 72.2.6 逐板法求理論板 72.3 確定實際板數 92.3.1 全塔效率的計算 92.3.2 計算實際塔板數 102.4 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 102.4.1 操作壓力的計算 102.4.2 操作溫度計算 102.4.4 平均密度計算 122.4.7 氣液負荷計算 152.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 152.5.2精餾塔有效塔高的計算 172.6 溢流裝置計算 182.7 浮閥布置設計 19第三章 輔助設備及選型 203.1 進料管的選擇 203.2 回流管的選擇 213.3 塔底出口管路的選擇 213.4 塔頂蒸汽管 223.5 加料蒸汽管的選擇 2

3、23.6 人孔的設計 223.7 法蘭 23第四章 流體力學驗算 234.1 浮閥的流體力學驗算 234.1.1 計算氣相通過浮閥塔板的降壓頭降 234.1.2 液泛 244.1.3 霧沫夾帶量 254.2 塔板負荷性能圖 264.2.1 霧沫夾帶線 264.2.2 液泛線 274.2.3 液相負荷上限線 284.2.4 漏液線 284.2.5 液相負荷下限線 28第五章 附屬設備計算 305.1 選用釜式再沸器 305.2 冷凝器的選型 30總結語 31設計結果一覽表 32苯甲苯精餾塔的工藝流程圖 33主要符號說明號說明 34參考文獻 35第一章 設計方案簡介1.1 裝置流程的確定蒸餾裝置包

4、括精餾塔，原料預熱器，蒸餾釜（再沸器） ，冷凝器，釜液冷卻 器和產品冷卻器等設。 按過程按操作方式的不同， 分為聯組整流和間歇蒸餾兩種 流程。連續蒸餾有生產能力大， 產品質量穩定等優點， 工業生產中以連續蒸餾為 主。間歇蒸餾具有操作靈活，適應性強等優點，適合于小規模，多品種或多組分 物系的初步分離。蒸餾通過物料在塔內的多次部分汽化與多次部分冷凝實現分離，熱量自塔 釜輸入，由冷凝器中的冷卻質 將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為 此，在確定裝置流程時應考慮余熱的利用。譬如，用余料作為塔頂產品（或釜液 產品）冷卻器的冷卻介質，既可以將原料預熱，又可以節約冷卻質。另外，為保持塔的操作穩定性，流

5、程中除用泵這節送入塔原料外也可以用 高位槽送料，以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置可采用全冷凝器，分冷凝器兩種不同的設置。甲醇和水不反 應，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后 回流液和產品溫度不高，無需進一步冷卻， 此次分離也是希望得到甲醇， 選用全 凝器符合要求。總之，確定流程時要較全面，合理地兼顧設備，操作費用，操作控制及安 全諸因素。1.2 操作壓力的選擇蒸餾過程中按操作壓力不同， 分為常壓蒸餾， 減壓蒸餾和加壓蒸餾。 一般地， 除熱明性物系， 凡通過常壓蒸餾能夠實現分離要求， 并能用江河水或循環水將餾 出物冷凝下來的物系， 都能采用常壓蒸餾； 對熱敏性

6、物系或者混合物泡點過高的 物系，則宜采用減壓蒸餾； 對常壓下餾出物冷凝溫度過低的物系， 需提高塔壓或 者采用深井水，冷凍鹽水作為冷卻劑； 而常壓下呈氣態的物系必須采用加壓蒸餾。 甲苯和苯在常壓下就能夠分離出來，所以本實驗在常壓下操作就可以。1.3 進料狀況的選擇進料狀況一般有冷液進料，泡點進料。對于冷液進料，當組成一定時，流 量一定對分離有利，節省加熱費用。采用泡點進料不僅對穩定操作較為方便， 且 不受季節溫度影響。但是因為設計有規定為 25進料，所以采用冷夜進料。1.4 加熱方式的選擇加熱方式可分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱直接由塔底進入塔內。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一

7、定的回流比條件下，塔底蒸汽 回流液有稀釋作用，使理論板數增加， 費用增加。 間接蒸汽加熱使通過加熱器使 釡液部分汽化。上升蒸汽回流下來的冷液進行傳質，其優點是釜液部分汽化， 維 持原來的濃度，以減少理論塔板數， 其缺點是增加加熱裝置。 本設計塔釡采用間 接加熱蒸汽，塔底產品經冷卻后送至儲罐。1.5 回流比的選擇回流方式可分為重力回流和強制回流。對于小型塔，回流冷凝器一般安裝 在塔頂。其優點是回流冷凝器無需支持結構，其缺點是回流冷凝器回流控制較。 如果需要較高的塔頂處理或塔板數較多時， 回流冷凝器不宜安裝在塔頂。 因為塔 頂冷凝器不已安裝，檢修和清理。在這種情況下，可采用強制回流，塔頂上蒸汽 采

8、用冷凝器冷卻以冷回流流入塔中。由于本次設計為小型塔，故采用重力回流。 本設計物系屬易分離物系， 最小回流比較小，故操作回流比為最小回流比的 2 倍。1.6 浮閥塔特點1.處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 20%40%，而更接近于篩板塔； 2.操 作彈性大，一般約為 59，比篩板、泡罩和舌形踏板的操作性要大得多； 3.塔板 效率高，比泡罩塔高 15%；4.壓力小，在常壓塔中每塊板的壓降一般為 400660N/ ； 5.液面梯度小； 6.使用周期長； 7.結構簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔的 60%80%,為篩板塔的 120%130%。第二章 設計計算2.1 精餾塔的物料衡算2.1.1 原料液及

9、塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量甲苯的摩爾質量xF0.45/ 78.110.45 / 78.11 0.55 / 92.130.4910.99 78.110.99 78.11 0.01 92.130.991xW0.02 78.110.02 78.11 0.97 92.130.0242.1.2 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量M F 0.491 78.11 0.509 92.13 85.246kg kmolM D 0.991 78.11 0.009 92.13 78.236kg kmolM W 0.024 78.11 0.976 92.13 91.794kg kmol2.1.3 物料衡算原

10、料處理量8.0 107300 24 85.246130.34 kmol h總物料衡算 130.34=DW苯物料衡算 130.340.4910.991D0.024 W 聯立解得 D62.88 kmol hW=67.46 kmol h式中 F 原料液流量D 塔頂產品量W塔底產品量2.2 理論板層數 NT 的求取2.2.1 相平衡方程的求取由手冊查得苯一甲苯物系的氣液平衡數據，求得平均相對揮發度為 =2.475所以相平衡方程為 y 2.475x / (1 1.475x)2.2.2 求進料的液相分率 q進料溫度為 25，查苯和甲苯在 101.3KPa 下的溫度組成圖得泡點為 92.31露 點溫度為 9

11、8.94。所以iL iF 85 .25 1 .84 ( 92. 31-25) = 10 55 8K J/ K m oliV iL 39 4 1. 26 (9 8. 9 4 92. 31) 0 .491 1 .84 ( 98 .94 9 2. 31)362 0. 509 9 2 .o1l381210588381271.277iL iF iL iV iV iF q iV iL iV iLqxFyx 所以 q 線方程為 q 1 q 11.277x1.277 10.4911.277 14.61x 1.7732.2.3 求最小回流比及操作回流比 。 聯立 q線與相平衡曲線方程的交點 Q 的坐標為 yq

12、0.748, xq 0.547故最小回流比為xD yq0.991 0.748Rmin1.21min y xq0.748 0.547取操作回流比為R 2Rmin 2.422.2.4 求精餾塔的氣、液相負荷L R D 2.42 62.88 152.17 kmol hV (R 1)D 3.42 62.88 215.05kmol h(進料： q=1.277)(R 1)D (1 q)F 251.15kmol / hL RD qF 2.42 62.88 1.277 130.34 318.61kmol / h2.2.5 求操作線方程精餾段操作線方程為RxDyn 1xnD 0.708xn 0.290n 1 R

13、 1 n R 1 n提餾段操作線方程為LWym 1V xm xw 1.269xm 0.0062.2.6 逐板法求理論板前面求得 =2.475x 2.475x y相平衡方程 1 ( 1)x 1 1.475xy1 xD = 0.991x1y1y10.9780171 y1 (1 y1) y1 2.475(1 y1)RxDy2x1D2 R 1 1 R 10.708x1 0.290 0.982436同理：x2y2y2(1 y2)0.957627y3 0.968x3y3y3 (1 y3)0.92473y4 0.944454y5 0.908037y6 0.856101x4 4 0.872934 y4(1 y

14、4)x50.7995785 y5(1 y5)x60.7062086 y6(1 y6)y7 0.789995y8 0.717038x7 6 0.603161 y6(1 y6)x8 6 0.505894 y6(1 y6 )y9 0.648173x9y6y6(1 y6)0.426726yn xn yn+1 0.991 0.978017 0.982436 0.982436 0.957627 0.968 0.968 0.92437 0.944454 0.944454 0.872934 0.908037 0.908037 0.799578 0.856101 0.856101 0.706208 0.7899

15、95 0.789995 0.603161 0.717038 0.717038 0.505894 0.648173 0.648173 0.426726 0.592122因為 x9 xf 精餾段理論板 N精=8 。進料板位置在第 9 快塔板。x1 x9 0.426726y2 1.269x1 0.006 0.535515同理：y2y2(1 y2 )0.317791y3 0. 3 9727 7x3y3y3(1 y3 )y40.2103090.124812y4 0.260882x4y4(1 y4 )y5 0.152368x5y50.06772y5(1 y5 )y6 0.079937x6y50.03391

16、3y5(1 y5 )y70. 03 70 36x7y50.015302y5(1 y5 )0.006m 故降液管底隙高度設計合理。2.7 浮閥布置設計浮閥的形式很多，如 F1 型、十字架型、 V-4 型、A 型、V-O 型等，目前應用最 廣泛的是 F1 型（相當于國外 V-1 型）。F1型又分為重閥（代號為 Z）和輕閥 （代 號為 Q）兩種，分別由不同厚度薄板沖壓而成，前者重約 32 克，最為常用；后者 阻力略小，操作穩定性也略差， 適用于處理量大并要求阻力小的系統， 如減壓塔。 V-4 型基本上和 F1 型相同，除采用輕閥外，其區別僅在于將塔板上的閥孔制成 向下彎的文丘里型以減小氣體通過閥孔阻

17、力， 主要用于減壓塔。 兩種形式閥孔的 直徑 d0 均為 39mm。閥孔一般按正三角形排列，常用中心距有 75、100、125、150mm 等幾種，它又 分為順排和錯排兩種， 通常認為錯排時兩相接觸情況較好， 采用較多。對于大塔， 當采用分塊式結構時，不便于錯排， 閥孔也可按等腰三角形排列。 此時多固定底 邊尺寸 B,例如 B 為 70、75、80、90、100、110mm 等。如果塔內氣相流量變化 范圍大，可采用一排重閥一排輕閥方式相間排列，以提高塔的操作彈性。 當氣體流量已知時，由于閥孔直徑給定，因而塔板上浮閥的數目 N 即浮閥數就 取決于閥孔的氣速 u0 ,并可按下式求得：VS2 d0

18、u0 4閥孔的氣速 u0常根據閥孔的動能因子 F0 u0 V 來確定。 F0反映密度為 V 的氣 體以 u0速度通過閥孔時動能的大小。綜合考慮 F0 對塔板效率、壓力降和生產能 力等的影響，根據經驗可取 F0 =812，即閥孔剛全開時比較適宜，由此可知適 宜的閥孔氣速為19u0F0V塔板分塊因 D 800mm，故塔板采用分塊式。查下表得，塔極分為 4 塊。 分塊式塔板數目塔徑/mm8001200140016001800200022002400分塊數目3456邊緣安定區寬度的確定取 WS=WS =0.10m WC=0.050m浮閥數目，閥孔排列及塔板布置預選取發空功能因子 F0=12u01F01

19、2精餾段：7.0m/ sv1 2.935每層塔板上的浮閥數目VsNs2d0 u041.6330.785 （0.039）2 7.0 196個鼓泡面積 A p2X2180R 2 arc其中 R=D/2WC=1.6/2 0.05=0.75mx=D/2（Wd+WS）=1.6/20.151=0.649mAp 2（0.649（0.75）2（0.649）2180（0.75）2sin 100.6.7459）2Ap 1.7874m2第三章 輔助設備及選型3.1 進料管的選擇進料的質量流率： GF F MLFm 130.34 85.246 11110.96 Kg / hGF 11110.96LF14.01Kg /

20、 h進料的體積流率： LFm 793.21 則進料管的直徑可由以下公式計算：dF4LF3 6 0 0uF20式中： uF 為料液在進液管內的流速，且取 uF =1.6m/s4 14.01則， dF0.05566m 55.66mm3600 3.14 1.6同時設置兩個進料管不同時間內進料，且每個進料管的進料量均為： LF 14. 01K g /h3.2 回流管的選擇冷凝器安裝在塔頂時， 回流液在管道中的流速一般不能過高， 否則冷凝器高度也 要相應提高。即回流管設計如下：回流管的質量流率： GD D MLDm 62.88 76.65 4819.75 Kg / hGD 4819.75LD5.929

21、Kg / hLDm 812.954回流管直徑依下式計算：式中： uD 為液料在回流管內的流速，且取 uD =1.6m/sdD 3600 3.14 1.6 0.03621m 36.21mm3.3 塔底出口管路的選擇釜底料液的質量流量 GW W MLWM 67.46 91.794 6192.423Kg / hLWGW6192.4238.029Kg / h釜底料液的體積流量釜底出口管直徑依下式計算：dW3 6 0 0uw式中： uD 為液料在釜底出口管內的流速，且取 uw =1.6m/s21dW4 8.0293600 3.14 1.60.04214m 42.14mm3.4 塔頂蒸汽管從塔頂至冷凝器的

22、蒸汽管，尺寸必須適合， 中，過大壓降會影響塔的真空度。 即塔頂蒸汽管設計如下： 塔頂蒸汽管直徑依下式計算：以免產生過大壓降， 特別在減壓過程式中： uT 為液料在塔頂蒸汽管內的流速，且取 uT =20m/s； Vs 近似取為精餾段的體積流率，且 Vs =0.6 m3 /s 。dT4 1.633 0.3225m 322.5mm3.14 203.5 加料蒸汽管的選擇加料蒸汽管直徑依下式計算：式中： u 為液料在塔頂蒸汽管內的流速，且取 u =23m/s；D 4 1. 83 470. 318m8 3 1m8.m83. 14 233.6 人孔的設計人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道， 人孔的設置應便

23、于人進出任何一層塔 板。由于設置人孔處塔間距離大， 且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以 達到要求，一般每隔 6-8 塊板開設一個孔，本塔分別在第 8、16、24 塊板處（從 上往下數）開設一個人孔，即可。在設置人孔處，每個人孔直徑為450mm，板間距為 800mm,人孔深入塔內部應與塔內壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。22由不同的3.7 法蘭由于近似常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，帶頸平焊鋼管法蘭， 公稱直徑，選用相應的法蘭。進料管接管法蘭 回流管接管法蘭 塔底出料管法蘭 塔頂蒸汽管法蘭DN15PN105HG20592-97DN15PN105HG20592-97DN20PN105HG20

24、592-97DN150PN105HG20592-97塔釜蒸汽進氣法蘭： DN150PN105HG20592-97第四章 流體力學驗算4.1 浮閥的流體力學驗算4.1.1 計算氣相通過浮閥塔板的降壓頭降精餾段： 氣相通過浮閥塔板的壓力降hp hc hl h干板阻力 hc 5.34 u0 v,m 5.34 6.372 2.935 0.0404mc 2g L,m 2 9.81 803.08計算塔板上含氣液層阻力由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數 0 0.5 ，已知板上液層高度 hL 0.06m所以 hl 0hL 0.5 0.06 0.030m計算液體表面張力所造成的阻力 對于浮閥塔

25、，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，一般可忽略 氣流通過一層浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為hp 0.0404 0.030 0.0704mPp hp L,mg 0.0704 803.08 9.81 553.26Pa 0.7Kpa （ 設計允許值 ） 提餾段23氣相通過浮閥塔板的壓力降hp hc hl h干板阻力 hc 5.34 u0v,m 5.34 5.992 3.3 0.041c 2g L,m 2 9.81 787.24 計算塔板上含氣液層阻力 由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數 0 0.5 已知板上液層高度 hL 0.07m所以 hl 0HL 0.5 0.07 0.035m

26、計算液體表面張力所造成的阻力 對于浮閥塔，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，一般可忽略 氣流通過一層浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為hp 0.041 0.035 0.076m則 Pp hp L,mg 0.076 787.24 9.81 595.69Pa 0.7Kpa （設計允許值 ）4.1.2 液泛精餾段： 為了防止淹塔現象的發生，要求控制降液管中清液層高度HdHT hW又 Hd hp hW hd h hOW對于浮閥塔，一般塔板上液面落差 h 很小，可以忽略則 Hd hp hW hd hOW 因不設進口堰，則液體通過降液管的靜壓頭降22Ls0.0043 3hd 0.153 0.153 3.92 1

27、0 3mlWh01.12 0.024氣體通過塔板的壓強降所相當的液體高度 hp 0.075m溢流堰的高度 hW 0.06m堰上液流高度 hOW 0.0171m則 Hd hp hW hd hOW 0.1342m取0.5 又 HT 0.40m ，則24HT hW 0.5 0.40 0.06 0.23m可見 Hd HT hW , 符合防止淹塔的要求提餾段： 為了防止淹塔現象的發生，要求控制降液管中清液層高度HdHT hW又 Hd hp hW hd h hOW 對于浮閥塔，一般塔板上液面落差 h 很小，可以忽略 則 Hd hp hW hd hOW 因不設進口堰，則液體通過降液管的靜壓頭降22L s 0

28、.0098 2hd 0.153 0.153 0.0122m lW h0 1.056 0.0328氣體通過塔板的壓強降所相當的液體高度 hp 0.076m 溢流堰的高度 hW 0.0388m堰上液流高度 hOW 0.0312m則 Hd hp hW hd hOW 0.1582m取 0.5 又 HT 0.40m ，則HT hW 0.5 (0.40 0.0388) 0.2194m可見 Hd HT hW , 符合防止淹塔的要求4.1.3 霧沫夾帶量精餾段：判斷霧沫夾帶量 ev 是否在小于 10的合理范圍內， 是通過計算泛點率 F 1 而完成的。泛點率的計算可用下兩個式子v,mF1Vs L,m v,m 1

29、.36LsZL 100%1KC FA pV v,m 和 F1v,mL,m 100%v,m0.78KC FA T塔板上液體流程長度 ZL D 2Wd 1.6- 2 0.198 1.204m塔板上液流面積 Ap AT 2Af 2.01 2 0.145 1.72m 225苯和甲苯混合液可按正常物系，查取物性系數 K 1.0 ，查得負荷因數 CF 0.126, 可得泛點率 F1為F12.981.57 1.36 0.0041 1.204806.99 2.98 47.20%1 0.126 1.72為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點率需控制在80以下，從以上計算的結果可知，其泛點率都低于 80，所以霧沫夾帶

30、量能夠滿足 ev0.1kg （液）/kg（ 干空氣 ）的需求。提餾段：泛點率的計算可用下兩個式子FVsLv1.35L sZL100%F1Lv100%Kc FA pVs L v和 F1L v 100%0.78KcF AT塔板上液體流程長度 ZL D 2Wd 1.6- 2 0.198 1.204m塔板上液流面積 Ap AT 2Af 2.01 2 0.145 1.72m2苯和甲苯混合液可按正常物系， 查取物性系數 K 1.0 ，查得負荷因數 CF 0.126, 可得泛點率 F1為3.37F11.80 789.99 3.371.35 0.0098 1.2041 0.126 1.7261.71%為避免霧

31、沫夾帶過量，對于大塔，泛點率需控制在80以下，從以上計算的結果可知，其泛點率都低于 80，所以霧沫夾帶量能夠滿足 ev0.1kg （液） /kg（干空氣 ）的需求。4.2 塔板負荷性能圖4.2.1 霧沫夾帶線精餾段由于塔徑較大，所以取泛點率 F1 80 100%26Vs 1.36 Ls 1.204F180%806.99 2.981 0.126 1.72整理后得 0.1218V s 1.6254L s 0.173此式便是霧沫夾帶的上限線，分別取 Ls 0.001m3 / s和0.1m3 / s，可得相應的 V s為1.407m 3 / s和0.0859m3 / s，利用此兩點可以在負荷性能圖中得到霧沫夾帶線（如圖線 1 ） 提餾段 由于塔徑較大，所以取泛點率 F1 80 F1VsL v1.36LsZL100%VsF1KcF Ap3.37789.99 3.371.35 Ls 1.2041 0.126 1.7280%整理后得 0.0655V s 1.625L s 0.173此式便是霧沫夾帶的上限線，分別取 Ls 0.001m3 /s和0.1m3 /s，可得相應的 Vs為2.6164m3 / s和0.1603m 3 / s ，利用此兩點可以在負荷性能圖中得 到霧沫夾帶線（如圖線