1、目 錄摘要第一章概述1.1精餾塔設計任務1.2精餾塔設計方案的選定第二章精餾塔設計計算2.1 精餾塔的物料衡算2.2 塔板數的確定2.3 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算2.5 塔板主要工藝尺寸的計算第三章篩板的流體力學驗算3.1 塔板壓降3.2 液面落差第四章塔附屬設備選型及計算4.1 再沸器（蒸餾釜）4.2 塔頂回流冷凝器4.3 進料管管徑4.4 回流管管徑4.5法蘭4.6人孔設計小結附錄參考文獻摘 要本設計任務為精餾塔分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，采用連續精餾過程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。塔頂上升蒸氣

2、采用全器冷凝，冷凝液在泡點溫度下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，所以在設計中把操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。關鍵詞： 分離 苯 甲苯 AutoCAD 篩板精餾塔 設計計算第一章 概述化工生產中所處理的原料，中間產物，粗產品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質。生產中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態的物質。精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業得到廣泛應用。精餾過程在能量計的驅動下，使氣

3、、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發度的不同，使揮發組分由液相向氣相轉移，難揮發組分由氣相向液相轉移。實現原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質傳熱的過程。本次設計任務為設計一定處理量的分離苯和甲苯混合物精餾塔。板式精餾塔也是很早出現的一種板式塔，20世紀50年代起對板式精餾塔進行了大量工業規模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優點：生產能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且結構簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝，維修都較容易。1在本設計中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優點是結構簡單，造價低。合理的設計和適當

4、的操作篩板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高。采用篩板可解決堵塞問題，適當控制漏液。篩板塔是最早應用于工業生產的設備之一，五十年代之后，通過大量的工業實踐逐步改進了設計方法和結構。近年來與浮閥塔一起成為化工生產中主要的傳質設備。為減少對傳質的不利影響，可將塔板的液體進入區制成突起的斜臺狀，這樣可以降低進口處的速度，使塔板上氣流分布均勻。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成，使用碳鋼的比較少。實際操作表明，篩板在一定程度的漏夜狀態下操作使其板效率明顯下降，其操作的負荷范圍比泡罩塔窄，但設計良好的塔其操作彈性仍可達到2-3。化工原理課程設計是培養學生化工設計能力的重要教學環節，通過課程設計使我們初步掌握化

5、工設計的基礎知識、設計原則及方法；學會各種手冊的使用方法及物理性質、化學性質的查找方法和技巧；掌握各種結果的校核，能畫出工藝流程、塔板結構等圖形。在設計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產上的安全性、經濟合理性。在設計過程中應考慮到設計的業精餾塔具有較大的生產能力滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節省能源，綜合利用余熱。經濟合理，冷卻水進出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對操作費用和設備費用均有影響，因此設計是否合理的利用熱能等直接關系到生產過程的經濟問題。2本課程設計的主要內容是設計過程的物料衡算，塔工藝計算，塔板結構設計以及校核。1.2精

6、餾塔設計方案的選定本設計任務為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，采用連續精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點溫度下一部分回流至塔內，其余部分產品經冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。1.1 設計方案的選定及基礎數據的搜集本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。塔頂上

7、升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設計中設計把其熱量作為低溫熱源產生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優點有：()

8、結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。() 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。() 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。() 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是：() 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。() 操作彈性較小(約23)。() 小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖：2板式塔的設計2.1 工業生產對塔板的要求： 通過能力要大，即單位塔截面能處理的氣液流量大。 塔板效率要高。 塔板壓力降要低。 操作彈性要大。 結構簡單，易于制造。在這些要求中，對于要求產品純度高的分離操作，首先應考慮高效率；對于處理量大的一般性分離

9、（如原油蒸餾等），主要是考慮通過能力大。22設計方案的確定22.1裝置流程的確定精餾裝置包括精餾塔，原料預熱器，再沸器，冷凝器，釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。蒸餾過程按操作方式不同，可分為連續精餾和間歇精餾兩種流程。在本次的設計中，是為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應該采用連續精餾流程。操作壓力的選擇 蒸餾過程按操作壓力不同，可分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般除熱敏性物系外，凡通過常壓 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，都應采用 常壓精餾。 根據本次任務的生產要求，應采用常壓精餾操作。2.23進料熱狀況的選擇蒸餾操作有五種進料熱狀況，它的不同將影響塔內各層塔

10、板的汽、液相負荷。工業上多采用接近泡點的液體進料和飽和液體進料，通常用釜殘液預熱原料。所以這次采用的是泡點進料。加熱方式的選擇由于采用泡點進料，將原料液加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝氣冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻后送至儲罐。回流比的選擇 回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原則是使設備費用和操作費用之和最低。 苯甲苯混合液是屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2.0倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂產品經冷卻后送至儲罐。3工藝流程圖板式塔主要由筒體、封頭、塔內構件（包括塔板、降液管和受液盤）、人孔、進出口管和群座等組成。按照塔內氣

11、、液流動的方式，可將塔板分為錯流與逆流塔板兩類。工業應用以錯流式塔板為主，常用的由泡罩塔、篩板塔、浮閥塔等。此次設計按照要求選用篩板塔來分離苯-甲苯系。4工藝計算及主體設備的計算4.1精餾塔的物料衡算苯的摩爾質量=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質量=93.13 kg/kmol原料處理量F=160 kmol/h進料苯的摩爾分率=0.55塔頂苯的摩爾分率=0.96塔頂易揮發組分的回收率=94%總物料衡算： F = D + W 易揮發（苯）組分衡算：塔頂易揮發組分（苯）的回收率：=聯立解得 4.2塔板數的確定理論板層數的求取苯-甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數。由手冊查得苯-甲苯物系的

12、氣液平衡數據，繪出x-y圖，見圖1。求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖1中對角線上，自點e（0.55，0.55）作垂線ef即為進料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標為 = 0.75 = 0.55故最小回流比為R=取操作回流比為 R=2=21.05=2.1求精餾塔的氣、液相負荷求操作線方程精餾段操作線方程提留段操作線方程圖解法求理論塔板數采用圖解法求理論塔板數，如圖1所示。求解結果為：總理論板層數 N = 10.5(包括再沸器)進料板位置 N = 5圖1 圖解法求理論板層數實際板層數的求解精餾段實際板層數N= 提留段實際板層數N=4.3精餾塔的工藝條件及有關物性數據計算以精餾段

13、為例進行計算操作壓力的計算設塔頂表壓 P表 = 4 kPa塔頂操作壓力 PD = 101.3 + 4 =105.3 kPa每層塔板壓降 P = 0.7 kPa進料板壓力 PF = kPa精餾段的平均壓力 kPa操作溫度計算依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由 安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下： 塔頂溫度tD82.1 進料板溫度 t=泡點溫度確定在110.9kPa下溶液的泡點需采用試差法。經過幾次試差后，得到泡點t = 92進料板溫度 t = 92精餾段平均溫度t（82.l92）/2 = 87.05 平衡摩爾質量的計算塔頂平均摩爾質量計算 由x=

14、y= 0.96,查平衡曲線（見圖1），得x = 0.889M = 0.96 78.11 + (1-0.96) 92.13 = 78.67kg/kmolM =0.889 78.11 + (1-0.889) 92.13 = 79.67kg/kmol進料板平均摩爾質量計算 由圖解理論板(見圖1)，得y = 0.702查平衡曲線 （見圖1），得x = 0.495M = 0.70278.11 + (1-0.702) 92.13 =82.29kg/kmolM =0.495 78.11 + (1-0.495) 92.13 = 85.19kg/kmol精餾段平均摩爾質量M = ( 78.67+82.29) /

15、2 = 80.48kg/kmolM = (79.67 + 85.19) / 2 = 82.43kg/kmol平均密度的計算氣相平均密度計算 由理想氣體狀態方程計算，即 = = = 2.91kg/m液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即塔頂液相平均密度的計算 由t82.1，查手冊得 = 812.7 kg/m = 807.9 kg/m = =812.5kg/m進料板液相平均密度的計算 由tF92，查手冊得 = 734.1kg/m = 734.3 kg/m進料板液相的質量分率a= = 0.454精餾段液相平均密度為 =（812.5+734.2）/2= 773.35kg/m3液體平均表面張力計算

16、液相平均表面張力依下式計算，即塔頂液相平均表面張力的計算 由tD82.1，查手冊得 =21.24 mN/m =21.42 mN/m= 0.960.0421.42 = 21.25mN/m進料板液相平均表面張力的計算 由tF92，查手冊得=19.82mN/m =20.61mN/m精餾段液相平均表面張力為 =（21.25+20.22）/2=20.74mN/m液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即塔頂液相平均粘度的計算由tD82.1，查手冊得=0.302 mPa·s =0.306 mPa·s= 0.96×lg(0.302)+ (1-0.96)×lg(0.30

17、6)=0.302 mPa·s進料板液相平均粘度的計算由tF92，查手冊得 =0.276 mPa·s =0.283 mPa·s= 0.495×lg(0.276)+ (1-0.495)×lg(0.283)=0.280 mPa·s精餾段液相平均表面張力為 = （0.302 +0.280）/2 = 0.291mPas4.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算塔徑計算精餾段的氣、液相體積流率為V = = L = = 由u = C式中C由式5-5計算，其中的由圖5-1查取，圖的橫坐標為( = ( = 0.0426取板間距H=0.40m，板上液層高度h= 0.

18、06m,則H- h = 0.40-0.06 = 0.34m查圖5-1得，C = 0.075C = C( = 0.075( = 0.0755u = 0.0755 = 1.228 m/s取安全系數為0.7，則空塔系數為u = 0.7 u= 0.71.228 = 0.860D = =按標準塔徑圓整后為D1.8m 塔截面積為 A = D= 1.8=2.543 m實際空塔系數為u = 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 Z精 = （N精 -1）HT = (8-1)×0.4=2.8m提餾段有效高度為 Z提 = （N提 -1）HT=（13-1）×0.4=4.8m在進料板上方開一人孔，其

19、高度為0.8m 故精餾塔的有效高度為 Z= Z精+ Z提+0.8=2.8+4.8+0.8=8.4m4.5.塔板主要工藝尺寸的計算溢流裝置計算 因塔徑D1.8m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：堰長lW取lW= 0.66D = 0.661.8 = 1.19m溢流堰高度hw由選用平直堰，堰上液層高度h由式5-7計算，即 h =E(近似取E1,則h = 1( = 0.018m取板上清液層高度=0.06m故=0.042m弓形降液管寬度和截面積由查圖5-7，得Af=0.0722AT=0.0722×2.543=0.184m2Wd=0.124D=0.124×1.8=

20、0.223m依式5-9驗算液體在降液管中停留時間，即= = 13.73s> 5s故降液管設計合理。降液管底隙高度取=0.16m/s0.042-0.0282=0.0138m > 0.006m故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度=50mm塔板布置塔板的分塊 因D800mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔極分為5塊。 邊緣區寬度確定取 W = W= 0.065m , W = 0.035m開孔區面積計算開孔區面積Aa按式5-12計算，即 其中 x= - (W+ W) = - (0.223+0.065) = 0.612m r =- W= -0.035 = 0.865m 故 A =

21、 2(0.612+sin)= 1.924m篩孔計算及其排列本設計所處理的物系無腐蝕性，可選用 3 mm碳鋼板，取篩孔直徑 5 mm。 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 t33 × 515mm篩孔數目n為n = = =9876 個開孔率為 = 0.907（）= 0.907（）=10.1%氣體通過篩孔的氣速為 u = = = 10.56 m/s4.6.篩板的流體力學驗算 塔板壓降干板阻力hc計算干板阻力hc由式5-19計算，即由531.67，查圖5-20得，0.772故 h = 0.051() () =0.0359m液柱氣體通過液層的阻力計算 氣體通過液層的阻力h1由式5-20計算，即

22、u= = = 0.870m/s F = 0.87 = 1.484kg/(s·m)查圖5-11，得=0.59故 h=h =(hh) = 0.59(0.042 + 0.018)=0.0354m液柱液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產生的阻力由式5-23計算，即h= = =0.0022m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 h= 0.0359+0.0354+0.0022 = 0.0735m液柱氣體通過每層塔板的壓降為P= hg= 0.0735773.359.81= 557.6Pa<0.7kPa(設計允許值) 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大

23、，故可忽略液面落差的影響。 4.6.3 液沫夾帶液沫夾帶量由式5-24計算，即 h =2.5h = 2.50.06 =0.15m故 = = 0.015kg液/kg氣<0.1kg液/kg故在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內 漏液對篩板塔，漏液點氣速可由式5-25計算=4.40.772= 5.688m/s實際孔速u=10.56m/s>u穩定系數為K=1.857 > 1.5故在本設計中無明顯漏液液泛為防止塔內發生液泛，降液管內液層高應服從式5-32的關系，即 苯一甲苯物系屬一般物系，取0.5，則 =0.5(0.40+0.042)=0.221m而板上不設進口堰，可由式5-30計算，即h

24、=0.513=0.153(0.16)=0.00392m液柱H=0.0735+0.06+0.00392=0.137m液柱故在本設計中不會發生液泛現象4.7. 塔板負荷性能圖 漏液線由 h =E(得 =4.40.7720.1011.924整理得在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表1表1L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s,1.0441.0691.1011.127由上表數據即可作出漏液線l液沫夾帶線以0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關系如下由 u= = =0.424Vh =0.042h= = 0.594L故h= 0.105 +1.4

25、85LH- h=0.295-1.485Le=0.1整理得在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表2表2L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s,4.2374.1043.9343.791由上表數據即可作出液沫夾帶線2液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負荷標準。由式5-7得 h= =0.006取E=1，則L= () = 0.00102據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。 液相負荷上限線以4s作為液體在降液管中停留時間的下限=4故 L=0.0184 m/s據此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線4。

26、 液泛線 令由；聯立得忽略，將與LS，與LS，與VS的關系式代人上式，并整理得 式中 =b=H+(-1)h c=0.153/(lh)d=2.84(1+)將有關數據代入，得=0.00853b=0.5=0.154c= 135.86d=2.84=0.945故0.00853110.79在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3表3L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s,4.1544.0703.9503.835由上表數據即可作出液泛線根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，

27、該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖2查得 故操作彈性為所設計篩板的主要結果匯總于表4序號項目數值序號項目數值1平均溫度tm,87.0517邊緣區寬度,m0.0352平均壓力pm,kPa108.118開孔區面積,m21.9243氣相流量VS,(m3/s)2.05319篩孔直徑,m0.0054液相流量LS,(m3/s)0.0053620篩孔數目 98765塔的有效高度Z,m1021孔中心距,m0.0156實際塔板數 2122開孔率,%10.17塔徑,m1023空塔氣速, m/s0.8078板間距 0.424篩孔氣速, m/s10.569溢流型式 單溢流 25穩定系數 1.85710降

28、液管型式 弓型 26單板壓降,kPa0.62911堰長,m1.1927負荷上限 液泛控制 12堰高,m0.04228負荷下限 漏夜控制 13板上液層高度,m0.0629液沫夾帶,kg液/kg氣 0.01514堰上液層高度,m0.01830氣相負荷上限, m3/s3.33415降液管底隙高度,m0.028231氣相負荷下限, /s1.10516安定區寬度,m0.06532操作彈性 3.0175.輔助設備的草圖及選型接管(1)進料管進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設計采用直管進料管。F=149Kg/h , =807.9Kg/則體積流量管內流速則管徑取進料管規格95×2.5 則管內徑d=90mm進料管實際流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔頂液相平均摩爾質量,平均密度則液體流量取管內流速則回流管直徑可取回流管規格65×2.5 則管內直徑d=60mm回流管內實際流速(3)塔頂蒸汽接管則整齊體積流量取管內蒸汽流速則可取回流管規格430×12 則實際管徑d=416mm塔頂蒸汽接管實際流速(4)釜液排出管塔底w=30kmol/h 平均密度平均摩爾質量體積流量：取管內流速則可取回流管規格54×2.5 則實際管徑d=49mm塔頂蒸汽接管