1、苯-甲苯分離過程浮閥精餾塔的設計摘要：本設計對苯-甲苯分離過程浮閥精餾塔裝置進行了設計，主要進行以下幾方面工作：1、精餾塔設計方案的確定。2、對生產的主要設備-浮閥塔進行了工藝設計計算,其中包括：精餾塔的物料衡算；塔板數的確定；精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算；精餾塔的塔體工藝尺寸計算；精餾塔塔板的主要工藝尺寸的計算：精餾塔塔板的流體力學驗算：精餾塔塔板的負荷性能圖；塔頂冷凝器的冷凝熱和塔釜再沸器的汽化熱計算。3、繪制了生產工藝流程圖和精餾塔設計條件圖。4、對設計過程中的有關問題進行了討論和評述。從本設計中，我們組的隊員學到了很多;團隊合作，討論完善，總結思考能力得到了鍛煉。關鍵詞：苯-甲

2、苯；浮閥塔；工藝設計計算；流程圖；工藝條件簡圖目錄前言1、設計方案的確定1.1設計流程的說明1.2操作方案的說明1.3本設計中符號的說明2、精餾塔物料衡算2.1物料衡算示意圖2.2全塔物料衡算3、塔板數的確定3.1理論塔板數NT的求取3.1.1繪制苯-甲苯物系x-y圖 3.1.2求精餾塔的氣、液相負荷 3.1.3操作線方程 3.1.4圖解法求理論塔板數3.2實際塔板數的求取4、精餾段有關物性數據以及主要工藝尺寸的計算4.1精餾塔有關物性數據的計算4.1.1操作壓力計算4.1.2操作溫度計算4.1.3平均摩爾質量計算4.1.4平均密度計算4.1.5液體平均粘度計算4.1.6液體平均表面張力計算4

3、.2精餾塔的塔體工藝尺寸計算4.2.1精餾段塔徑的計算4.2.2精餾塔的有效高度的計算4.3塔板主要工藝尺寸的計算4.3.1溢流裝置計算4.3.2塔板計算4.4塔板的流體力學驗算4.4.1塔板壓降的計算4.4.2液面落差的計算4.4.3液沫夾帶的計算4.4.4漏液的計算4.5塔板負荷性能圖的繪制4.5.1過量液沫夾帶線4.5.2液泛線4.5.3液相負荷上限線4.5.4漏液線4.5.5液相負荷下限線4.5.6塔板負荷性能圖4.6提餾段各參數匯總4.7塔頂冷凝器的冷凝熱和塔釜再沸器的汽化熱的計算 4.7.1冷凝器的選型冷凝器的冷凝熱計算 4.7.3再沸器的汽化熱計算5、塔附件設計計算5.1接管5.

4、2法蘭5.3筒體與封頭5.4裙座5.5人孔數目6、塔總體高度設計7、浮閥精餾塔工藝設計結果討論7.1漏液7.2液泛7.3液體停留時間7.4流型7.5板距與塔高7.6回流比的影響7.7塔板效率的影響因素7.8換熱器的選擇7.9傳熱介質的選擇8、附錄8.1精餾系統的物料流程圖8.2精餾塔的工藝條件簡圖9、參考文獻10、致謝前言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。芳香族化合物是化工生產中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工業和

5、醫藥工業的重要基本原料，分子式C6H6，分子量78.11，相對密度0.8794g/cm3 (20)。沸點80.1在常溫常壓下是無色透明的液體，并具強烈的特殊芳香氣味，有毒。苯遇熱、明火易燃燒、爆炸。常態下，苯的蒸氣密度為2.77，蒸氣壓13.33kPa(26.1)。可用來制備染料，樹脂，農藥，合成藥物，合成橡膠，合成纖維和洗滌劑等等；甲苯不僅是有機化工合成的優良溶劑，而且可以合成異氰酸酯，甲酚等化工產品，其分子式CH3（C6H5），分子量92.14，相對密度0.866g/cm3(20)。沸點110.63。在常溫下呈液體狀，無色、易燃。可以用來制造三硝基甲苯，苯甲酸，對苯二甲酸，防腐劑，泡沫塑料

6、，合成纖維等。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，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精餾塔，實現苯-甲苯的分離。分離苯與甲苯的生產工藝有：精餾法，膜分離法，萃取法。但苯-甲苯體系比較容易分離，待處理料液清潔，因此采用精餾法。而浮閥塔漏液少，傳質情況好，氣液負荷有較大的變動余地，故采用浮閥精餾塔。 浮閥塔是20世紀50年代初開發的一種新塔型，其特點

7、是在篩板塔基礎上，在每個篩孔處安置一個可上下移動的閥片。當篩孔氣速高時，閥片被頂起、上升，孔速低時，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小作自動調節，從而使進入液層的氣速基本穩定。又因氣體在閥片下側水平方向進入液層，既減少液沫夾帶量，又延長氣液接觸時間，故收到很好的傳質效果。浮閥塔的生產能力比泡罩塔約大20%-40%，操作彈性可達7-9，板效率比泡罩塔約高15%，制造費用為泡罩塔的60%-80%，為篩板塔的120%-130%。浮閥塔的優點是結構簡單、制造方便、造價低，塔板開孔率大，生產能力大，其缺點是處理易結焦、高粘度的物料時，閥片易與塔板粘結；在操作過程中有時會發生閥片脫落或卡死等現象，

8、使塔板效率和操作彈性下降。1、設計方案的確定本課程設計體系為苯甲苯混合物，采用常壓操作連續精餾流程，篩板塔，總板效率ET=0.5；原料組成為冷液進料，（苯的摩爾分率，下同），分離要求塔頂產品，塔釜產品，過冷液體進料q=1.06，塔頂采用全凝器，冷凝液在泡點下部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送儲罐。R=3.2。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔釜產品冷卻后送儲罐。1.1設計流程的說明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凝器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分汽化與與部分冷凝器進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為

9、此，在確定流程裝置時應考慮余熱的利用，注意節能。另外，為保持塔的操作穩定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置根據生產狀況采用全凝器，以便于準確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態物料，則宜用全分凝器。總而言之確定流程時要較全面，合理的兼顧設備，操作費用操作控制及安全因素。1.2操作方案的說明本設計任務為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾流程。設計中采用冷液（溫度75）進料。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡點下一部分回流到塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送入儲罐。該物系屬于易分離物系，操作回流比為3.2。塔釜采用間接蒸汽

10、加熱，塔底產品冷卻送到儲罐。1.3本設計中符號的說明2、精餾塔物料衡算2.1物料衡算示意圖D，XDF,XFW，XW圖2.1全塔物料衡算2.2全塔物料衡算已知：，F=180kmol/h取XD=0.995,XW=0.005總物料： F = D + W易揮發組分： FXF = DXD + WXW解得： D=53.64（kmol/h）W=126.36（kmol/h）表2.1精餾塔的物料衡算表進料F出料DW組分kmol/h摩爾分率kmol/h摩爾分率kmol/h摩爾分率苯540.3053.37180.9950.63180.005甲苯1260.700.26820.005125.72820.995總量180

11、153.641126.3613、塔板數的確定3.1理論塔板數NT的求取苯甲苯物系屬理想物系，可采用圖解法求理論塔板數NT。3.1.1繪制苯-甲苯物系x-y圖由手冊查得，苯-甲苯物系的氣液平衡數據，繪出x-y 圖。表3.1苯-甲苯物系的氣液平衡數據溫度110.6106.1102.298.695.292.1x(%)08.820.23039.748.9y(%)021.2375061.871溫度89.486.884.482.381.280.2x(%)59.27080.390.395100y(%)78.985.391.495.797.9100圖3.1苯-甲苯物系的x-y圖原料液的汽化潛熱rm= 0.30

12、380kJ/(1kg/78kg/mol)= 889222862 = 31754 kJ/mol知 xf = 0.30時，液體的泡點為98.6，則平均溫度= 359.95 K查手冊得86.8下苯和甲苯的比熱為2.76kJ/(kgK)，故原料液的比熱為：Cp = 2.760.3782.760.792= 242.192 kJ/(kmolK)得q線方程：3.1.2求精餾塔的氣、液相負荷L=RD=3.253.64=171.648 kmol/hV=(R+1)D=(3.2+1)53.64=225.228 kmol/h=L+qF=171.648+1.18180=384.048 kmol/h=V+(q-1)F=2

13、25.228+(1.18-1)180=257.628 kmol/h3.1.3操作線方程、精餾段操作線方程、提餾段操作線方程兩線交點坐標：（0.3127，0.4753）3.1.4圖解法求理論塔板數采用圖解法求理論塔板數，如圖3.1所示。求解結果：總理論塔板數=24（包括塔釜）進料位置：NF=13(包括塔釜)3.2實際理論塔板數的求取、精餾段實際塔板數N精=（NT-NF）/ET=(24-13)/0.5=22、提餾段實際塔板數N提=（NF-1）/ET=(13-1)/0.5=24實際板數為=22+24=46進料位置為24塊4、精餾段有關物性數據以及主要工藝尺寸的計算4.1.1操作壓力的計算、塔頂操作壓

14、力：取每層塔板壓降P=0.7kPa、進料板壓力：、精餾段平均壓力：（120.7+105.3）/2=113kPa、塔底壓力：105.3+460.7=137.5kPa、提餾段平均壓力：（105.3+137.5）/2=121.4kPa4.1.2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、甲苯的飽和蒸汽壓由安托因（Antoine）方程計算，計算過程略。安托因方程：lgP0=A-B/(t+C)由物性手冊查得苯（A）甲苯（B）理想物系。二者的安托因方程分別為:lgP0=6.9061211/(t+220.8) （a）lgP0=6.9551345/(t+219.5) （b）由試差法得

15、：塔頂溫度：tD=81.42進料溫度：tF =75（已知）塔底溫度：tW=119.76精餾段平均溫度：tm=（tD+tF）/2=(81.42+75)/2=78.21提餾段平均溫度：（75+119.65）/2=97.3254.1.3平均摩爾質量計算、塔頂平均摩爾質量由y1=xD=0.995（見圖3.1），得x1=0.987 =0.99578.11+（1-0.995）92.14=78.18kg/kmol =0.98778.11+（1-0.987）92.14=78.29kg/kmol、進料板平均摩爾質量由圖解理論板（見圖3.1），由xF=0.320，查得yF=0.480=0.48078.11+（1-

16、0.480）92.14=85.41kg/kmol =0.32078.11+（1-0.320）92.14=87.65kg/kmol、塔底平均摩爾質量yW=0.005,xW=0.002=0.00578.11+（1-0.005）92.14=92.07kg/kmol =0.00278.11+（1-0.002）92.14=92.11kg/kmol、精餾段平均摩爾質量=（+）/2=（78.18+85.41）/2=81.80kg/kmol =（+）/2=（78.29+87.65）/2=82.97kg/kmol、提餾段平均摩爾質量=（+）/2=（85.41+92.07）/2=88.74kg/kmol =（+）

17、/2=（87.65+92.11）/2=89.88kg/kmol4.1.4平均密度計算1）氣相平均密度計算精餾段：提餾段：2）液相平均密度計算液相平均密度由下式計算：塔頂液相平均密度的計算：由tD=81.42，查手冊得=805.50kg/m； =807.5 kg/m進料板液相平均密度：由tF=75，查手冊得=810.50kg/m；=812.6kg/m進料板液相質量分率：精餾段液相平均密度：塔底液相平均密度由tW=119.76,查得=770.50kg/m；=770.60kg/m提餾段的平均密度（770.60+812.04）/2=791.32kg/m4.1.5液相平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，

18、即1）塔頂液相平均粘度的計算由tD=81.42，查手冊得A=0.295 mPas ；B=0.321 mPas= 0.995lg(0.295)+ (1-0.995)lg(0.321)=0.295mPas2）進料板液相平均粘度的計算由tF=75，查手冊得A=0.302 mPas ；B=0.334 mPas= 0.995lg(0.302)+ (1-0.995)lg(0.334)=0.302mPas3)精餾段液相平均粘度為4)提餾段液相平均粘度由tW=119.76,查得A=0.201 mPas ；B=0.231mPas= 0.005lg(0.201)+ (1-0.005)lg(0.231)=0.231

19、mPas提餾段液相平均粘度（0.231+0.302）/2=0.2665mPas4.1.6 液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即1)塔頂液相平均表面張力的計算由tD=81.42，查手冊得=21.00mN/m； =21.25mN/m=0.99521.00+0.00521.25=21.00mN/m2)進料板液相平均表面張力的計算由tF=75，查手冊得=21.96mN/m； =22.11mN/m=0.321.96+0.722.11=22.07mN/m3)精餾段液相平均表面張力為4)塔底液相表面張力由tW=119.76,查得=16.36mN/m； =17.36mN/m=0.00516.36

20、+0.99517.36=17.355mN/m提餾段液相平均表面張力=（17.355+22.07）/2=19.7125mN/m4.2 精餾塔的塔體工藝尺寸計算4.2.1 精餾段塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率分別為：提餾段的氣、液相體積流率分別為：,C20由查圖的橫坐標為取板間距HT=0.40m，板上液層高度hL=0.06m ，則HThL= 0.400.06 = 0.34m由Smith關聯圖查得C20=0.0754=取安全系數為0.7，則空塔系數為：u=0.7umax=0.71.221=0.8547m/s按標準塔徑圓整后為 D1.6m 塔截面積為：實際空塔氣速為:m/s4.2.2 精餾塔的有效

21、高度的計算1)精餾段有效高度為：Z精=（N精-1）HT=（22-1）0.4=8.4m2)提餾段有效高度為：Z提=（N提-1）HT=（24-1）0.4=9.2m所以精餾塔的有效高度為Z= Z精+ Z提+0.8=8.4+9.2=17.6m4.3 塔板主要工藝尺寸的計算4.3.1 溢流裝置計算因塔徑D1.6m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：1)堰長LW取LW=0.66D=0.661.6=1.056m2)溢流堰高度hw hw=hLhOW選用平直堰，堰上層高度hOW由下式計算近似取E=1,則取板上清液層高度hL=0.06m故hw=hLhOW=0.06-0.022=0.038m3)

22、弓形降液管寬度Wd和截面積Af由=0.66，查弓形降液管參數圖得=0.0722；=0.124=0.0722=0.07222.01=0.1451m0.124D=0.1241.6=0.1984m驗算液體在降液管中停留時間,即5s故降液管設計合理4）降液管底隙高度h0取，0.038-0.03040=0.0076m0.006m故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度hw=50mm4.3.2塔板布置與浮閥數目及排列1）塔板的分塊因1400mmD1600mm,故塔板采用分塊式，查表4.2表4.2塔板分布數塔徑mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分塊數3456得

23、塔板分為4塊選用F1型重閥，閥孔直徑dO=39mm，底邊孔心距t=75mm精餾段計算取閥孔動能因子FO=12孔速浮閥數,取201個2）邊緣寬度確定取，3）開孔區面積計算開孔區面積計算其中故3）篩孔計算及其排列浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m估算其排間距hh=考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區面積，故取t=90mm=0.09m按t=0.075m, t=0.09m,以等腰三角形叉排方式，排得閥數203個按N=203個重新核算孔速及閥控動能因數氣速11.873-5s降液管底隙高度hO0.027-0.006=0.021m塔板布置及浮閥數目，浮閥排列取閥孔動能因子FO=12孔速浮閥數,取216個2）邊緣寬度確定取，3）開孔區面積計算開孔區面積計算其中故3）篩孔計算及其排列浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m估算其排間距hh=考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區面積，故取t=80mm=0.08m按t=0.075m, t=0.08m以等腰三角形叉排方式，排得閥數239個按N=239個重新核算孔速及閥控動能因