蒸馏塔的设计---化工原理设计

过程装备设计课程设计-------分离苯-甲苯精馏塔设计

专业:过程装备与控制

班级: 3班

姓名: 彭云飞

学号: 0603020346

指导老师:杨启明

设计日期: 2010-11-17

目录

（一）设计任务书-------------------------------------------------3 （二）设计内容------------------------------------------------------3

（三）设计中符号说明------------------------------------------5 （四）精馏塔的物料衡算----------------------------------------7

（五）塔板数的确定----------------------------------------------8 (六)精馏塔塔体工艺尺寸设计------------------------------------9 （七）塔板主要工艺尺寸的计算----------------------------------11

(八)塔板负荷性能图------------------------------------------------ 13

(九)接管尺寸的选取-------------------- ----------------------17 （十）封头的选取------------------------------------------------18 （十一）法兰的选取------------------------------------------------18 （十二）筛板塔的工艺设计计算结果总表---------------------19

（一）设计任务书

一．设计题目: 分离苯—甲苯精馏塔设计

二．设计任务及操作条件

1.设计任务：

生产能力(最大产量) : 2000kg/h

塔顶产品组成: 100%苯

2.操作条件：

操作压力: 101.3Kpa

操作温度: 80℃

进料热状态: 泡点进料

3.设备形式: 筛板精馏塔,塔顶为全凝器,中间泡点

进料,塔底间接蒸汽加热，连续精

馏。

（二)设计内容

1.概述:

本次设计一筛板设计为例,筛板是在塔板上钻有均布的筛孔,上升气流经筛孔分散,鼓泡通过板上液层,形成气液密切接触的泡沫层.筛板塔的优点是结构简单,制造、维修方便,造价低,相同的条件下生产能力高于浮阀塔,塔板效率接近浮阀塔.他的缺点是操作范围小,小孔径筛板易堵噻不适宜处理粘性大的,脏的和带固体粒子的料液.但设计良好的筛板具有足够的造作弹性,对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板,故近年来我国对筛板的应用日益增多.

2.设计流程的说明：

精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注

意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，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动的影响

塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。

3．操作条件：

（1）操作条件

精馏操作可在常压，减压和加压下进行，操作压强常取决于冷凝温度。一般，性物以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河或循环水将冷凝下来的系统，都应采用常压蒸馏，对热敏性物料或混合液沸点的系统则宜采用减压蒸馏；对常压下的馏出物的冷凝温度过低的系统，需要高塔压或采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；常压下呈现气态的物料必须采用加压蒸馏。本次设计采用常压蒸馏。

（2）加热方式

蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残主要组分是水，切在低浓度下轻组分的相对挥发较大时宜采用直接加热，其优点是可以利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。本次设计采用间接蒸汽加热。

(3)回流比的选择

选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备操作费用之和最低。

一般经验值R=(1．1～2．0) Rmin

其中R---操作回流比，Rmin-----最小回流比对特殊物系和与场合，则应根据实际需要选定回流比。在进行课程设计时，也可以参同类生产的R经验值选定。必要时选若干个R值，利用吉利兰图求出对应理论板数N，作出N---R曲线或

N(R+1)---R曲线，从中找出适宜操作的回流比R。也可以做出R对精馏塔操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R。本次设计因Rmin较小，故取R＝2R。

4.操作方案说明：

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。设计中采用泡点进料，降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。冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比去最小回流比的两倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却送到储罐。

（三）本设计中符号说明

英文字母:

A0筛孔面积，㎡h0降液管底高度，m

A a塔板开孔面积，㎡hσ相克服表面张力压降所当高

度，m

A f降液管面积，㎡k筛板的稳定系数

A T 塔截面积，㎡L塔内下降液体流量，kmol/h

C计算时u max的负荷因数l W溢流堰高度,m

C O流量系数L S下降液体流率，m3/s

D塔径，m N 理论板数

d0 筛孔直径，mm N P实际塔板数

E液流收缩系数N T理论塔板数

E T 全塔效率n筛孔数

e v 雾沫夹带量，kg液/kg气P操作压强，p a或kp a

F 进料流量, kmol/h

F a气相动能因数H 板间距，mm R回流比

h c 与干板压降相当液柱高度，m S直接蒸汽量，kmol/h

h1 进口堰与降液管的水平距离，m t筛孔中心距，mm u空塔气速，m/s

h f 板上鼓泡层高度，m u0 筛孔气速,m/s

h L 板上液曾高度，m u′0降液管底隙处液体流速,m/s h d,与液体流经降液管压降相当液柱高度，m

D F进料管直径, m D l回流管直径, m

D W 釜液出口管直径, m D T 塔顶蒸汽管直径, m

下标：

A易挥发组分

B难挥发组分

h ow 堰上液层高度，m D馏出液

h w 溢流堰长度，m L液相

W釜残液流量，kmol/h h小时

W C 无效区块度，m i组分序号

W d 弓形降液管高度，m m平均

w s安定区宽度，m F原料液

X液相中易挥发组分摩尔分率min最小

Y气相中易挥发组分摩尔分率max最大

Z塔的有效高度，m n塔板序号v s塔内上升蒸汽流量，m3/s

希腊字母：

α相对挥发度，无因次

β干筛孔流量系数的修正系数，无因次

σ液体表面张力，mN/m

δ筛板厚度，mm

μ粘度，mP a.s

ψ液体密度校正系数

φ开孔率

t时间,s

ρL液相密度,kg/m3

ρV液相密度,kg/m3

（四）精馏塔的物料衡算

1.原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量M A=78.11kg/kmol

甲苯的摩尔质量M B=92.13kg/kmol

=(0.41/78.11)÷[(0.41/78.11)+(1－0.41)/92.13]=0.450

XF

=(0.96/78.11)÷[(0.96/78.11)+(1－0.96)/92.13]=0.966

XD

=(0.01/78.11)÷[(0.01/78.11)+(1－0.01)/92.13]=0.012

XW

2．原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量

M F=0.450×78.11+(1－0.450)×92.13=85.82kg/kmol

M D=0.966×78.11+(1－0.966)×92.13=78.59kg/kmol

M W=0.012×78.11+(1－0.012)×92.13=91.96kg/kmol

由数据绘制苯----甲苯的X--------Y图及图解理论板图如下

（五）板数的确定【1】

1．苯甲苯属于理想物系，可以采用图解法求理论板层数。1）由手册查得苯--甲苯物系的气液平衡数据，绘制图。

2）求最小回流比及操作回流比。采用做图法求最小回流比。在图中的对角线上，自点e（0.45,0.45）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标y q=0.667 ，x q=0.450,故最小回流比为R min=(x D－y q)/(y q－x q)=(0.966－0.667)÷(0.667－0.45)=1.38

操作回流比为: R=2R min=2×1.38=2.76

3）求精馏塔的气，液相负荷

L=RD=14.86×2.76=41.01kmol/h

V=(R+1)D=(2.76+1)×14.86=55.87kmol/h

L1=L+F=41.01+32.37=73.38kmol/h

V=V1=55.87kmol/h

4）求操作线方程

精馏段的操作线方程：

y=(L/V)x+(D/V)x D=(41.01/55.87)x+(14.86/55.87)0.966=0.734x +0.257

提馏段的操作线方程为：

y1=(L1/V1)X1+(W/V1)X W=(73.38/55.87)X1-(17.51/55.87)×0.012 =1.131X1－0.004

图解法求求理论板层数：采用图解法求理论层板，如图所示。求解结果得为：

总理论板数层数：N T=12.5（包括再沸器）

进料板位置为：N F=6

2.实际板层数的求取

=5/0.52=9.6≈10

精馏段实际板层数: N

精

提馏段实际板层数: N

=7.5/0.52-1=13.42≈14

提

（六）精馏塔的塔体工艺尺寸计算：

1.塔径的计算

精馏塔得气，液相体积流率为：

V S=VM Vm/3600ρVm=(55.87×81.13)/(3600×2.92)=0.431 m3/s

L S=LM Lm/3600ρLm=(41.01×82.99)/(3600×802.5)=0.0012 m3/s

由公式：u max=C[(ρL－ρV)/ ρV]1/2式中的由上述计算在图中所查取，图得横坐标为：

L h/V h(ρLρV)1/2

=[(0.0012×3600)/(0.431×3600)](802.5/2.92)1/2=0.0462

取板间距H T=0.40m , 板上液层高度h L=0.06m

则: H T －h L =0.40－0.06=0.34m

查图可得：C 20=0.072 C=C 20(σL /20)0.2=0.0723 u max =0.0723×[(802.5－2.92)/2.92]1/2=1.196 m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为：u=0.7u max =0.7×1.196=0.837 m/s

D=(4V s /3.14u)1/2=[(4×0.431)/(3.14×0.837)]1/2=0.810 m 按标准塔径圆整后为： D=1.0 m 则塔截面积为： A T =(3.14/4)D 2=0.785 m 2

实际空塔气速为：u= V s / A T =0.431/0.785=0.549 m/s 2.精馏塔有效高度的计算

精馏段的有效高度为：Z 精=（N 精－1）H T =(10－1)×0.4=3.6 提馏段得有效高度为【1】：

Z 提=（N 提－1）H T =（14－1）×0.4=5.2m

在进料板上方开一人孔，其高度是0.8 m, 所以精馏塔的有效高度为：

Z= Z 精+ Z 提+0.8=3.6+5.2+0.8=9.6 m

(七) 塔板主要工艺尺寸的计算

1.溢流装置的计算：

因为塔径的直径D=1.0 m，可以选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘计算如下：

a)堰长l w: 由于l w=（0.6~0.8）D（经验确定），取相应

系数为0.66

则l w=0.66D=0.66×1.0=0.66 m【2】

b)溢流堰高度h w【2】由公式可知：h w=h L－h ow应该选用平直堰

h ow=(2.84/1000)E(L h/l w)2/3

上液层高度h ow，而

：

则近似取E=1

h ow=(2.84/1000)E(L h/l w)2/3

=0.00284×1×[(0.0012×3600)/0.66]2/3=0.010m

取板上清液层高度：h L=60 mm，则h w=(0.06－0.010)=0.05m c)弓形降液管宽度W d和截面积A f

由公式l w/D=0.66 , 查图可得：A f/A T=0.0722, W d/D=0.124 则：

A f=0.0722 A T=0.0722×0.785=0.0567㎡

W d=0.124D=0.124×1.0=0.124 m

d)验算液体在降液管中停留的时间

θ=3600 A f H T/L h=(3600×0.05670.04)/(0.0012×3600)=18.9 s

由于18.9 s>5 s 所以降液管的设计是合理的。

e)降液管底隙高度h0

h0=L h/3600 l w×u0′取u0′=0.08 m/s

则h0=(0.0012×3600)/(3600×0.66×0.08)=0.023 m

h w－h0=(0.05－0.023)=0.027 m > 0.006 m

由上面计算结果看此降液管底隙高度设计合理，因此，选用

凹形受液盘，其深度为：h w′=50 mm

2.塔板布置

1) 塔板得分块：因为直径D﹥800 mm，所以塔板采用分块式。查表可知，塔板分为3块

表：塔板分块数

塔径，mm 800～1200 1400～1600 1800～2000 2200～2400

塔板分块数 3 4 5 6

2）边缘区宽度确定：

取W S=W S′=0.085 m , W c=0.055 m

3) 孔区面积计算开：

开孔面积是A a由下面公式【3】：

A a=2{x(r2－x2)1/2+[3.14r2/180×sin-1(x/r)]}

X=D/2－(W d－W S)=1.0/2－(0.124+0.085)=0.291 m

R=D/2－W c=1.0/2－0.055=0.445 m

将上面得有关数据带入公式中,则A a=0.459 m2

4) 筛孔计算及排列

因为本次所处理得物系无腐蚀性，可以采用δ=3mm【3】得碳钢塔板，取筛孔直径d0=5 mm【3】,筛孔按正三角行排列，取孔中心距t为：

t=3×d0=3×5=15 mm

筛孔数目n为：n=1.155A a/t2=1.155×0.459/(0.015)2=2356个开孔率为：Φ=0.907/（d0/t）2=0.907/(0.005/0.015)2=10.1﹪

气体通过阀孔的气速为：u0=V S/A0=0.431/(0.101×0.459)=9.297 m/s

（八）塔板负荷性能图

1．漏液线

由u0,min=4.4C0[(0.0056+0.13h L－hσ)ρL/ρV]1/2

u0,min=V S,min/A0

h w=h L－h ow

h ow=(2.84/1000)E(L h/l w)2/3

则近似取E=1

V S,min=4.4C0A0 ·[{0.0056+0.13[h w+(2.84/1000)E(L h/l w)2/3]-hσ}ρ/ρV]1/2

L

=4.4×0.459 ×0.101×0.772【{0.05+0.13[0.05

+(2.84/1000)1(3600L S/0.66)2/3]－0.0021]}802.5/2.92】1/2

整理得V s,min=2.611 (0.010+0.114L s2/3) 1/2

在操作范围内，任取几个L s值，计算结果列于下表

L s,m3/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 V s,，m3/s 0.281 0.288 0.299 0.307 由上表数据，即可作出漏液线1

2．液沫夹带线

以e v=0.1kg液/kg气为限，求V s,—L s关系如下

由e V=(5.7×10-6/σL)( u a/H T－h f)3.2

u a =V s/(A T-A f)=V s/(0.785-0.0567)=1.373 V s

h f=2.5h L=2.5(h w+h ow)

h w=0.05

h ow=(2.84/1000)E(3600L s/l w)2/3 =0.88L s2/3

故h f=0.125+2.2L s2/3

H T－h f=(0.40-0.125)－2.2 L s2/3=0.275－2.2L s2/3

e V=(5.7×10-6/σLm)( u a/H T－h f)3.2

=(5.7×10-6/20.45×10-3)[1.373V s/(0.275－2.2L s2/3) ]3..2 =0.1

整理得V s=1.26－10.073(L s)2/3

在操作范围内，任取几个L s值，计算结果列于下表

L s,m3/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 V s,，m3/s 1.189 1.128 1.051 1.989 由上表数据，即可作出液沫夹带线2

3.液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准

由式h ow=(2.84/1000)E(3600L s/l w)2/3 =0.006

取E=1，则

L s,min=[(0.006×1000)/2.84] 3/2×0.66/3600=0.00056 m3/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3

4.液相负荷上限线

以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

θ=A f H T/L s=4

故L s,max=A f H T/4=(0.0567×0.4)/4=0.00567 m3/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4

5.液泛线

令H d=φ(H T－h w)

H d=h p+h L+h d, h p=h c+h1+hσ, h1=βh L h c=h w+h ow

联立得φH T+(φ-β-1)h w=(β+1)h ow+h c+h d＋hσ

忽略hσ将h ow与L s,h d与L s,h c与v s的关系代入上式，并整理得a′v s2=b′-c′L s2-d′L s2/3

式中a′=0.051/(A o C o) 2×(ρv/ρL)

b′=φH T+(φ-β-1)h w

c′=0.153/(l w h0)2d′=2.84×10-3E(1+β)(3600/l w)2/3

将有关数据代入得：

a′=0.051/(0.101×0.459×0.772)2×(2.92/802.5)=0.145

b′=0.5×0.40＋(0.5－0.66－1)×0.05=0.142

c′=0.153/(0.66×0.023)2=663.97

d′=2.84×10-3×1×(1＋0.66)×(3600/0.66)2/3 =1.465

故0.145V s2=0.142－663.97L s2－1.465L s2/3

或V s2=0.979－4579.1Ls2－10.103L s2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列下表

Ls.m3/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs.m3/s 0.952 0.837 0.728 0.611 由上表数据可作出液泛线5

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点A(1.2×10-3,0.431)连接OA，即作出操做线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得：

V s,min=0.860 m3/s V s,max=0.272 m3/s

故操作弹性为

V s,max/ V s,min=0.860/0.272=3.162

（九）主要接管尺寸计算【8】：

接管尺寸的计算：

a)进料管

由已知料液流率为2777.78Kg/h ,取料液密度为792.5kg/m3,则料液的体积流率V F=2777.78/792.5=3.505 m3/h

取管内流速U F=0.5m/s 则进料管直径

D F =(4V F/3600πU F)1/2=［(4×3.505)/（3600π×0.5）］1/2=0.498m

查表圆整后进料管尺寸为φ57mm×3.5mm【8】

b)回流管

由已知回流液流率为：L×M LDM=41.01×79.29=3252kg/h

ρLDM=812.5 kg/m3

则回流料液体积流率：V l= L×

M LDM/ρLDM=3252/812.5=4.002m3/h

取管内流速U l=0.3m/s ,则回流管直径

D l=［(4×4.002)/（3600π×0.3）］1/2=0.069m

查表圆整后回流管尺寸为φ76mm×4mm【8】

c)釜液出口管

塔底压强：P W= P D +24×0.7=122.1KPa

塔底温度：经试差计算得t W =116.8℃,

查表4得：ρA=772.5kg/m3 , ρB=773.3kg/m3

则ρLWm=1/[(0.01/772.5)+(0.99/773.3)]=773.3 kg/m3

已知釜液质量流率为

L′M LWm=73.38×[(0.012×78.11)+(0.988×92.13)]=6748.2 kg/h

则釜液体积流率

V w=6748.2/773.3=8.73m3/h

取管内流速U W=0.5m/s ,则釜液出口管直径

D W=［(4×8.73)/（3600π×0.5）］1/2=0.0786m

查表圆整后釜液出口管径φ89mm×4mm【8】

d)塔顶蒸汽管径

近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率V T=V S=0.431 m3/h,并取管内蒸汽流速U T=15m/s ,则塔顶蒸汽管直径

D T=［(4×0.431)/（3600π×15）］1/2=0.191m

查表圆整后塔顶蒸汽管尺寸为φ219mm×15mm【8】

（十）封头的选取【8】

查表取壁厚δ=8mm规格,公称直径D=1000mm

查化工设备设计手册<<材料与零部件(上)>> ,取封头

Dg1016×8mm

其中曲面高度H1=250mm , 直边高度H2=40mm【8】

总塔高=H

有效+2H

封头

+2δ=9.6+[2×(250+40)+8×2]×10-3=10.2 m

（十一）法兰的选取【8】

法兰图表如下

管子平焊法兰螺栓焊缝

D g d H S D D1 D2 f b d 重

量

公

斤

数

量

直径K H

200 219 6 315 280 258 3 14 18 3.8 8 M16 7 8 50 57 2.5 140 110 90 3 8 14 0.64 4 M12 4 5 80 89 4 185 150 128 3 10 18 1.39 4 M16 5 6 70 76 4 160 130 110 3 10 14 1.02 4 M12 5 6

塔顶蒸汽出口

管

回流管加料管釜液出口管

P g2.5D g200HG5

010-58 P g2.5D g70HG50

10-58

P g2.5D g50HG5

010-58

P g2.5D g80HG5010-58

管子平焊法兰螺栓焊缝

（十二）筛板塔的工艺设计计算结果总表：

序号项目数据

1 平均温度（精馏段）

T m,℃

80

2 平均压力P m, kPa101.3

3 实际塔板数N 24

4 有效段高度Z,m 9.6

5 塔径D,m 1.0

6 板间距H T,m 0.40

7 溢流形式单溢流

8 降液管弓形

9 堰长l w,m 0.66

10 堰高h w ,m 0.05 11 板上液层高度h l ,m 0.06 12 堰上液层高度h 0w ,m 0.010 13 降液管底隙高度

h 0,m

0.023

14 安定区宽度W S ,m 0.085

15 边缘区宽度W S ,m 0.055 16 开孔区面积A a ,㎡ 0.459 17 筛孔直径d 0,m 0.005 18 筛孔数目n 2356 19 孔中心距t,m 0.015 20 开孔率Φ,﹪ 10.1 21 空塔气速u,m/s 0.837 22 筛孔气速u 0,m/s 9.297 23 负荷上限 液泛控制 24 负荷上限

漏液控制 25 气相最大负荷,m 3/s 0.860 26 气相最小负荷,m 3/s 0.272 27 操作弹性 3.162 28 总塔高 m 10.6 29 塔顶蒸汽出口管径尺寸mm φ219mm ×15mm

30 回流管径尺寸mm φ76mm ×4mm 31 加料管径尺寸 mm φ57mm ×3.5mm 32

釜液出口管径尺寸 mm

φ89mm ×4mm