精馏塔(浮阀塔)的设计
课程设计（论文）浮阀精馏塔的工艺设计说明书
题目名称苯—甲苯溶液精馏装置精馏塔设计
课程名称化工原理
学生姓名雷素兰
学号1040902009
系专业生化系2010级化学工程与工艺
指导教师胡建明
2012年12月25 日
目录
一、设计任务书 (3)
二、概述 (4)
三、设计方案的确定和流程说明 (4)
四、物料衡算 (5)
1.设计条件 (5)
2．全塔物料衡算 (6)
五、设备设计与选型 (7)
1. 精馏塔工艺设计 (7)
2.塔内气液负荷 (11)
3.计算塔径、确定板间距 (13)
六、塔板结构设计 (14)
1.溢流装置 (14)
2.塔板布置 (15)
七、浮阀塔流体力学验算 (17)
1.塔板压降 (17)
2.塔板负荷性能 (19)
八、精馏塔结构尺寸设计 (23)
九、参考文献 (26)
十、总结 (27)
十一、致谢 (27)
十二、附工程图纸 (28)
概述
塔设备是化学工业，石油化工，生物化工，制药等生产过程中广泛采用的传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡形式或喷射形式通过塔板上的液层，正常条件下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，它具有结构简单，安装方便，压降低，操作弹性大，持液量小等优点，被广泛的使用。本设计的目的是分离苯—甲苯的混合液，故选用板式塔。
设计方案的确定和流程说明
1.塔板类型:精馏塔的塔板类型共有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。
浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，阀片可随气流量大小而上下浮动，故操作弹性大，气液接触时间长，因此塔板效率较高。本设计采用浮阀塔板。
2. 加料方式:加料方式共有两种：高位槽加料和泵直接加料。
采用泵直接加料，具有结构简单，安装方便等优点，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。故本设计采用泵直接加料。
3. 进料状况:进料方式一般有两种：冷液进料及泡点进料。
对于冷液进料，当进料组成一定时，流量也一定，但受环境影响较大；而采用泡点进料，不仅较为方便，而且不受环境温度的影响，同时又能保证精馏段与提馏段塔径基本相等，制造方便。故本设计采用泡点进料。
4.塔顶冷凝方式
苯与甲苯不反应，且容易冷凝，故塔顶采用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后的回流液和产品无需进一步冷却，选用全凝器符合要求。
5. 回流方式:回流方式可分为重力回流和强制回流。
本设计所需塔板数较多，塔较高，为便于检修和清理，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。
6. 加热方式:加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。
直接蒸气加热在一定回流比条件下，塔底蒸气对回流液有稀释作用，从而会使理论塔板数增加，设备费用上升。故本设计采用间接蒸气加热方式。
7. 操作压力:
苯和甲苯在常压下相对挥发度相差比较大，因此在常压下也能比较容易分离，故本设计采用常压精馏。
综上所述，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，由于苯和甲苯属于易分离的体系，所以采用常压精馏。由于冷液进料加大提馏段的回流液流量，从而增大其负荷，所以设计中采用泡点进料，将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，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经产品冷却后送至储罐。
物料衡算
1 设计条件
1.1 设计依据
《苯—甲苯溶液精馏装置精馏塔设计任务书》
1.2产量年产99.5%（均为质量分数，下同）苯45000吨，根据工业生产中连续生产的特点，取年平均生产时间300天，8000小时，即小时产量为：
45000×103/8000=5625kg／h（含苯99.5%，甲苯0.5%），
1.3 进料组成F x：原料为常温液体，苯含量70%，甲苯含量30%。
产品组成D x：苯含量99.5%，甲苯含量0.5%。
1.4分离要求：塔釜苯含量不大于0.5%
2. 全塔物料衡算
2.1 物料衡算示意图
2.2 用质量分率计算进料量及塔釜采出量 F D W G G G =+ F F D D W W G X G X G X ?=?+?
X F =70% X D =99.5% X W =0.5% G D =5625（kg/h ）
解得: G F =8012.81（kg/h ） G W =2387.81（kg/h ） 2.3 计算摩尔量、摩尔分率
以易挥发组分（苯）为基准： 进料组成：X F =
%35.7392
/3078/7078
/70=+
釜残夜组成：X W =%59.092
/5.9978/5.078
/5.0=+
馏出液组成：X D =
%58.9992
/5.078/5.9978
/5.99=+
平均摩尔质量：M F =73.81%)35.731(92%35.7378=-?+? g/mol M W =92.91%)59.01(92%59.078=-?+? g/mol
M D =06.78%)58.991(92%58.9978=-?+? g/mol
以摩尔质量进行物料衡算： 原料液流量：F=
04.9873
.8181
.8012=kmol/h
W=
98.2592
.9181
.2387= kmol/h
D=
06.7206
.785625
= kmol/h
2.4 精馏塔物料衡算表
设备设计与选型
1精馏塔工艺设计
1．1 根据设计条件和数据作物系气液平衡线（x—y图）1．2 查阅相关资料，找出物系的气液平衡数据
1．3 计算最小回流比R min ，确定实际回流比
1．4 利用平衡线（x —y 图）求取最小回流比R min （泡点进料）
泡点进料则q=1，Xq=X F
由q
y 1q min min
X X X R R D D --=+得90.0%35.73%13.87%13.87%58.99-y y q q min =--=-=
F D X X R
1．5 确定实际回流比： R=（1.1~2.0） R min 。
实际回流比： R=1.5R min =1.5×0.9=1.35
1．6 确定塔顶、塔底、进料控制温度
精馏塔塔顶、塔底温度是精馏塔主要操作控制参数，它直接影响到塔顶产品、塔底产品质量。
方法一：通过查阅资料得到物系的泡点线和露点线数据，作图后根据塔顶与塔底的浓度直接查出塔顶、塔底及进料的温度。 由t-x-y 图可知：
31
.80t %58.9918.86t %35.7334
.110t %59.0w =?==?==?=D D F F W X X X ℃
1．7 求精馏段操作线方程，q 线方程，提馏段操作线方程
1．8 精馏段操作线方程： %58.9935
.1==D X R ， 42.0x 57.01
35.1%
58.99x 135.135.11x 1y n n n 1-n +=+++=+++=
R X R R D 1．9 q 线方程：泡点进料，故进料热状态参数q=1，
q 线方程为：x=X F 。
1．10 提馏段操作线方程： q=1，
W W L F W R D F W y x X x X L F W L F W R D F W R D F W
+?+=
-=-+-+-?+-?+-
即提馏段操作线方程为：
4-1005.9-x 15.198
.25-04.9806.7235.1%
59.098.25-x 98.25-04.9806.7235.104.9806.7235.1y ?=+??+?+?=
1．11 求取理论板数N T ，确定实际塔板数N ，确定实际加料位置 1．12 用作图法计算理论塔板数N T
由图得N T=23 （包括塔釜），从塔顶数起第12块板开始进料。
1.13求全塔效率E T=0.49×(αμ)-0.245
由《化工原理》下册例1-1附表1作图求得对应温度下的相对挥发度。
由图得37.262
.10034
.238p p 62.100p 34
.238p 34.110t 0w ==
=??==?=O
O O B A W B A ，
53.290.4733
.121p p 90.47p 33.121p 1886t 0F ==
=??==?=O O O B A F B A ，， 53.226
.4000
.102p p 26.40p 00.102p 31.80t 0D ==
=
??==?=O
O O B A D B A ，
48.253,.253.237.233=??=?????=?D F W
查《化工工艺设计》手册第三版查的苯和甲苯对应温度下的粘度。
由i i lg x lg =
58.3-1062.2lg %41.991032.2lg %59.0lg )x 1(lg x lg 4-4-21=??+??=-+=）（）（μμμW W W
51.31022.3lg %65.261005.3lg %35.73lg )x 1(lg x lg 4-4-4F 3-=??+??=-+=）（）（μμμF F 49.3-1040.3lg %42.01025.3lg %58.99lg )x 1(lg x lg 4-4-6D 5D =??+??=-+=）（）（μμμD 则μw=2.63×10-4Pa ·s μF = 3.09×10-4Pa ·s μD =3.24×10-4Pa ·s
44331097.21024.309.363.2--?=???=??=D F W μμμμ Pa ·s =0.30m Pa ·s
则E T =0.49×(αμ)-0.245=0.49×（2.48×0.3）-0.245=52.68%
全塔效率，加上10～20%即为浮阀塔全塔效率则新塔效率E T =52.68%+20%=72.68% 1.14 求实际塔板数N P ，并确定实际进料位置X 。
3127.30%
68.721
231≈=-=-=
T T P E N N 实际进料位置X=
1751.16%
68.7212
≈=即从塔顶数起的第17块板开始进料。
2塔内气、液相负荷
2.1查《化工工艺设计手册》第三版得如下物性参数
塔顶苯气相密度69.2)
15.27331.80(314.8=+?==
D RT ρ（kg/m3） 塔顶甲苯气相密度17.3)
15.27331.80(314.892
33.1012=+??==D RT PM ρ（kg/m3）
塔底苯气相密度48.2)
15.27334.110(314.878
33.101=+??==W RT PM ρ（kg/m3）
塔底甲苯气相密度92.2)
15.27334.110(314.892
33.1012=+??==
W RT PM ρ（kg/m3） 2.2 精馏段气、液相负荷(以塔顶计)
根据精馏的恒摩尔流假设及泡点回流，则精馏段的汽、液负荷为（以质量计）： G V =(R+1)D×M D ，G L =RD×M D
7899.58%920.42%78.0678.06/D M g mol =?+?==
()1 2.3572.0678.0613218.75/1.3572.0678.067593.75/V D L D G R D M kg h G R D M kg h =+??=??==??=??=
蒸汽负荷用体积流量表示为：(1)8.314G R D T nRT V P P
+??=
=顶
； ()318.314 2.3572.068.314(80.31273.15)
4911.05/101.33
G R D T nRT V m h P P +??????+=
===顶 液相负荷用体积流量表示为：L
L G V ρ
=
3
1233
(1)99.58%8200.42%820820/7593.75/9.26/820/D D L
L x x kg m G kg h
V m h kg m
ρρρρ
=+-=?+?==
=
=
2.3 提馏段汽、液负荷(以塔底计) 泡点进料： q=1 G V '=(R+1)D×M W ，G L’=（RD+F ）×M W
780.59%9299.41%91.92/W M g mol =?+?=
()()()''1 2.3572.0691.92/13218.75/1.3572.0698.0491.92/15606.56/W V W L G R D M kg h kg h
G R D F M g mol kg h
=+??=??==?+?=?+?=
蒸汽负荷用体积流量表示为：'
(1)8.314G
R D T nRT V P P
+??==底
； ()'318.314 2.3572.068.314+5328.29/101.33
G R D T nRT V m h P P +??????=
===底（110.34273.15）
液相负荷用体积流量表示为：'
'L L G V ρ
=
'
'315606.56
22.73/790
L h L G V m h L ρ
=
=
== 3计算塔径；确定板间距
3.1计算精馏段塔径（塔顶） 塔顶：
3
3
820k /2.6999.58% 3.170.42% 2.69/L V g m kg m
ρρ==?+?=
塔顶：11
2
2
9.268200.034911.05 2.69h L h V L V ρρ??
??=?= ?
???
??
选取塔板间距，假设选H t =450mm ，板上清液层高度h t =70mm
则H t - h t =380mm ，查《化工原理》下册史密斯关联图得：C 20=0.08m/s
=x +-x =99.58%21.12mN/m+0.42%21.81mN/m=21.12mN/m D D σσσ??苯甲苯（1）
0.20.2
2021.12()0.08=0.08/20
20
C C m s σ
==?（
）
max 0.08/ 1.39/C u u m s u m s ===?=
最宜气速u 为u t 的60～80%则u=0.7u max =0.7×1.39=0.97m/s
精馏段塔径：1 1.34D m =
== 圆整D 1=1400mm 参照《化工原理》 下册 表3-2当H T =450mm 时D 1=1400mm 符合要求。 3.2计算提镏段塔径（塔底） 塔底：
3
3
790/x +-x 0.59% 2.48+99.41% 2.92=2.92/L V W W kg m kg m ρρρρ==?=??苯甲苯（1）
塔底： 1
1
2
2
22.737900.075328.29 2.92h L h V L V ρρ??
??=?= ?
???
??
选取塔板间距，假设选H t =450mm ，板上清液层高度h t =70mm
则H t - h t =380mm ，查《化工原理》下册史密斯关联图得：C 20=0.08m/s
=x +-x =0.59%17.50mN/m+99.41%18.42mN/m=18.41mN/m W W σσσ??苯甲苯（1）
0.20.2
2018.41(
)0.08=0.08/2020
C C m s ==?（）
max 0.08/ 1.31/C u u m s u m s ===?=
u=0.7u max =0.7×1.31=0.92m/s
精馏段塔径：2 1.43D m === 圆整D 2=1600mm
参照《化工原理》 下册 表3-2当H T =450mm 时D 2=1600mm 符合要求。
由于D 2>D 1，全塔塔径取大者D=D 2=1600mm ，塔板间距H T =450mm （以下涉及流量的都以提镏段计）
塔板结构设计
1 溢流装置
1.1 出口堰
堰长L w ： 对单溢流可取L w =( 0.6~0.8) D 则0.70.7 1.6 1.12W L D m m ==?= 堰上溢流强度：
32222.73/20.29/m /h 1.12=m w h
w m h L I m h L m
L ===≤（1则溢流堰长00130）符合要求。
1.12度合适
堰高h L ： 已知h L =h w +h ow
22/3
3
h w 2.84 2.84122.7310.021******* 1.12ow L E E h m L ??
????==?=?= ?
???
??
取则
前面已取h L =0.07m 则hw=h L - h ow =0.07-0.02=0.05m 0.030.05在范围内
则h L =0.07m 合适，塔径D=1.60m 也合适 1.2 弓形溢流管的宽度W d 及面积A f
查取W d 及A f ，验算液体在降液管的停留时间：θ=3600A f h T /L S > 5 S 时尺寸合乎要求
166d
d 2222
220.83-100.81.00.145m =0.232m 0.093
3.14
1.6
2.0144
0.093 2.010.19f W
f T
T m
L D
m
W D
A A A D m m A m m π
=
====
=
?=?=?=查《化工原理》下册P 图，当时查得则W 塔板横截面积
36000.190.45
=3600/13.545s 22.73
f T h A H L s θ???=
=≥停留时间：尺寸合乎要求
1.3 降液管底隙高度h o
如果溶液是比较清洁的，不会堵塞降液管底隙.，取u o ’
=0.07~0.25 m/s
0'0
S
w L h l u =
，且h o 在（25mm ～30mm)范围内，也不容易堵塞，且h o 小于h ，说明在降液管底部有良好的液封。
'-3
00'
00'022.730.20/28.191028.1936003600 1.120.20
28.0mm mm 22.73
=
m/s=0.20/3600 1.120.028
h W L u m s h m mm L u h mm u m s
=?=
==?=??=?? 取圆整：在（2530）范围内实际流速：
1.4 进口堰：一般设计不设进口堰。
2. 塔板布置
2.1 破沫区宽度W S
D<1.5m 取W S =0.06~0.075m ；D>1.5m 取W S =0.08~0.11 m
1.60 1.5,0.10s D m m m =≥=因为取W
2.2 无效区宽度W C ： 取W C =0.05 m 2.3 浮阀的数目及其排列
阀孔直径d 0 ： d 0=39mm
适宜的阀孔气速：0u =
F o =9～12；阀孔总数N ：200
4S
V N d u π=
022
0010/445328.29=211.902123.140.039 5.853600
s F u m s V N d u π=?=
?==≈???取
2.3 排列方式及孔中心距 t
D ≤0.8m 采用整块式塔盘，阀孔采用正三角形排列，孔间距为t=75～125mm ，D ≥1m 时采用分块式塔盘，阀孔一般采用叉排，等腰三角形排法；横向间距为t=75mm ，相邻两排间距t ’可取65、80、100mm 。
因为D=1.60≥1m 则采用分块式塔盘，阀孔采用叉排，等腰三角形排法；横向间距为t=75mm
相邻两排间距t ’
=a A Nt
2d s c 22
'2arcsin 1801.60x=(+)=-+=m 221.60=-0.05=0.75m 22
0.47=20.470.75arcsin =1.31m
1800.751.31
0.08m=80mm 2120.075
a a a x A R R D W W D W A A t Nt ππ??
??=?? ???
???
?--?????? ??????
?=
==?（0.2320.10）0.47R=考虑到80mm t =mm 分块式塔板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此相邻两排间距不宜采用，而应小于此值故取’65。
在CAD 中作图得到实际开孔数N ，计算开孔率φ：2010%14%4d N
A
πφ== ，如果不符
合，则调整t’。
222CAD N =在中作图得到实际开孔数：
开孔率为2220022
d d 0.039222=13.19%%%4.6
T
N
N A D I π??===在（1014）范围内。
s 0=
2200445328.29
u 5.58m/s
d 3.140.039222
u V N F π?==??=按实际孔数N=222，重新核算孔速及阀孔动能因数：仍在（912）范围内
浮阀塔的流体力学验算
1.1 塔板压降
气体通过一层塔板为：h p =h c +h l +h δ（以液柱高度表示） 1） 气体通过干筛板的流动阻力h c 先求临界气速u oc
：oc u =当u o >u oc 时，205.342V c L u h g ρρ=； 当u o
19.9
c L
u h ρ=
000.175
0.175
5.84/=5.58m/s u 5.5819.919.90.034m
790
C c L
u m s u h ρ=≥=?
==?
=气体通过干筛板塔的临界气速：则流动阻力
2） 气体通过液层的阻力h l
h l =ε0 h L ，充气系数ε0一般取为0.5，h L 为板上液层高度。
100.50.070.035L h h m m ε==?=
3） 克服液体表面张力而引起的流动阻力hζ值很小，故忽略不计。 因为每层塔板的压降为：h p =h c +h l 液柱，与之相对应的△P p =h p ρl g 。
1p p a =0.034+0.035+0=0.069m p =h g 0.0697909.81=534.74p
p c L h h h h δρ=++=??所以，气体通过一层塔板的塔板压降为：液柱
1.2 液泛
()2
2
0w 22.730.1530.1530.00543600 1.120.03=0.069+0.07+0.0054=0.144m h =0.5+=m 0.1440250.5.s d w d p L d T d L h m
L h h h h H m m ψψ????
=?=?= ? ???????
=+++?==≤降液管内清液层高度：H （0.450.05）0.25即：H 所以，精馏塔不取则会发生液泛。
1.3 雾沫夹带
222
1712 1.6020.232 1.136220.19 1.6343-413-130.126
L d b T f F D W m A A A D m m K C π
=-=-?==-=-?===板上液体流径长度：Z 板上液流面积：查《化工原理》上册P 表，取物性系数，又由图查得
泛点负荷系数
100%
100%=48.64%80%m % F b
≤≥≤则：泛点率泛点率对于D 1的塔，泛点率80时，不会发生雾沫夹带
1.4 漏液
当动能因子
05
F u
==时，其漏夜量为允许的10%，此时的操作气速为最小操作气速u min，此时的气体流量为最小气体流量。
0min
5/ 2.93/
F u s m s
====
当时，
1.5 液面落差
因筛板上没有气液接触元件，流动阻力较小，故忽略液面落差的影响。
2 塔板负荷性能图
2.1 雾沫夹带线
100%
F b
=
泛点率
对于D>1m的塔，令泛点率=80%时，由此可求出V s～L s的关系，取点（在最小流量与最大流量之间取值）作图。在附图中标绘相对应Ls 和Vs，获得雾沫夹带线①。
s
100%80%
80%
=2.70-25.37
F b
s
V L
=
?=
?
泛点率
雾沫夹带线取值表
2.2 液泛线
取H d=h p+h L+h d=ψ(h T+h w); 2'20
0.153()0.153()
s
d
W
L
h u
l h
==，由此可求出V
s
～L s的关系，取点（在最小流量与最大流量之间取值）作图。在附图中标绘相对应L s和V s，获得液泛线②
()102
2
02
3
10 0 = +
0.153 5.34 22.84 0.0281000T W d P L d c L d S v d c L w ow W L h ow L w H h h h h h h h h h L u h h h h h L h g L h E h h h m
L φρρε+=+++++??=?=?
=+ ???
??=== ???
令=H ()2
2/3
200w 0w 36002.84 =5.340.153++h +0.2521000v S S T W L W u L L h h E g L h L ρφερ??
??????++?= ? ?????
????
则（1）
00202
22322
223 222 0.039
4
V 36005.34 2.92 2.841.50.050.1530.25
27909.811000 1.12 1.120.0280.039222412.2275.3510864.16S S S S S
S S
V u N d m d N
L L V L L π
π=
==???? ??????
???+?+?+?= ? ? ?????????? ?????
??=--即：
2.3 液相负荷上限线
按下式计算液相负荷上限线：5f T S
A H S L θ=
= ，得L s 的最大值，即液相负荷上限。
将此关系标绘在本例附图上得液相负荷上限线③。
()()3max
3max =0.190.45
0.02/5
0.02/f T S S A H L m s L m s
θθ?====以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则：
即：液相负荷上限为 2.4 漏液线
取点：任意取若干个Ls 值，按式子算出相应的Vs ，于本设计附图中标绘相对应Ls 和Vs ，获得漏液线④。
(
)1002200002230min 5 4
4
5 3.140.039222/s 4
4S S S F F u u V d Nu V d N
F V d N
π
π
π
====
?=
==
??对于型重阀，依计算，则又知：以作为规定气体最小负荷的标准，则：
2.5 液相负荷下限线 按下式计算液相负荷下限：
2
32.84()1000h ow w L E h l =，取E=1，当液层高度为最小值即6ow h mm =时，液相流量为最小流
量L min ，即为液相负荷下限。将此关系标绘在本例附图中，获得液相负荷下限线⑤。
()2
2
3
3
3/2
3min 2.84 2.840.006 0.006
10001000 1.120.0061000 1.12
0.0005/2.843600
h h ow w S L L h E m L L m s ????
==??= ?
?
??
??
???
?=?
= ?
??
2.6 操作线
根据操作时气、液负荷Vs 及Ls ，在本例附图中确定操作点P ，该点与原点相联即得操作线，如图OP 线所示。
P 点坐标为： 333
32093.5612.300.6649/ 0.003417/36003600S S m m V m s L m s s s
====
由图看出本设计气相负荷上限及下限分别由液泛和漏液控制。 2.7塔板负荷性能图
由附图读出气相负荷最大和最小值，故：操作弹性=V max /V min
丙酮水连续精馏塔设计说明书吴熠
课程设计报告书丙酮水连续精馏浮阀塔的设计学院化学与化工学院 专业化学工程与工艺 学生姓名吴熠 学生学号 指导教师江燕斌 课程编号 课程学分 起始日期
目录 \ "" \ \ \
第部分设计任务书 设计题目：丙酮水连续精馏浮阀塔的设计 设计条件 在常压操作的连续精馏浮阀塔内分离丙酮水混合物。生产能力和产品的质量要求如下： 任务要求(工艺参数)： .塔顶产品(丙酮)：, (质量分率) .塔顶丙酮回收率：η=0.99(质量分率) .原料中丙酮含量：质量分率(*) .原料处理量：根据、、返算进料、、、 .精馏方式：直接蒸汽加热 操作条件： ①常压精馏 ②进料热状态q=1 ③回流比R=3R min ④加热蒸汽直接加热蒸汽的绝对压强 冷却水进口温度℃、出口温度℃，热损失以计 ⑤单板压降≯ 设计任务 .确定双组份系统精馏过程的流程，辅助设备，测量仪表等，并绘出工艺流程示意图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所必需的仪表和装置。 .计算冷凝器和再沸器热负荷。塔的工艺设计：热量和物料衡算，确定操作回流比，选定板型，确定塔径，塔板数、塔高及进料位置 .塔的结构设计：选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学性能校核（包括塔板压降，液泛校核及雾沫夹带量校核等）。 .作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。 .塔的附属设备选型,计算全套装置所用的蒸汽量和冷却水用量，和塔顶冷凝器、塔底蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型，各接管尺寸的确定。
第部分设计方案及工艺流程图 设计方案 本设计任务为分离丙酮水二元混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应使用连续精馏。含丙酮（质量分数）的原料由进料泵输送至高位槽。通过进料调节阀调节进料流量，经与釜液进行热交换温度升至泡点后进入精馏塔进料板。塔顶上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡点一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点°），塔釜为直接蒸汽加热，釜液出料后与进料换热，充分利用余热。 工艺流程图
设备选型-精馏塔设计说明书
第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述 本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据 气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下： 《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔
填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。 填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。 填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料 塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。 在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料 板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液
苯-甲苯精馏塔课程设计报告书
课程设计任务书 一、课题名称 苯——甲苯混合体系分离过程设计 二、课题条件（原始数据） 1、设计方案的选定 原料：苯、甲苯 年处理量：108000t 原料组成（甲苯的质量分率）：0.5 塔顶产品组成：%99>D x 塔底产品组成：%2 设计容 摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工﹑炼油﹑石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；苯--甲苯；工艺计算；结构图 一、简介 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。 甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯 在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。设计条件如下： 操作压力 5kPa(塔顶表压)； 进料热状况自选； 回流比自选； 单板压降≤0.7kPa； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。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，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 M=46.07kg/kmol 乙醇的摩尔质量 A M=18.02kg/kmol 水的摩尔质量 B F x =18.002 .1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002 .1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmol D M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol W M =0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.2310002000=???kmol/h 总物料衡算 28.90=W D + 水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024W 联立解得 D =7.32kmol/h W =21.58kmol/h （三）塔板数的确定 1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e(0.18 , 0.18)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 q y =0.52 q x =0.18 故最小回流比为 min R =q q q D x y y x --=35.018 .0-52.052.0-64.0=3 取操作回流比为 R =min R =1.5×0.353=0.53 ③求精馏塔的气、液相负荷 L =RD =17.532.753.0=?=kmol/h V =D R )1(+=（0.53+1）20.1132.7=?kmol/h 简单填料精馏塔设计 设计条件与任务： 已知F 、xF 、xD 、xw 或F 、xF 、xD 和η，塔顶设全凝器，泡点回流，塔底间接(直接)蒸汽加热。 1 全塔物料衡算求产品流量与组成 （1）常规塔 全塔总物料衡算 总物料 F = D + W 易挥发组分 F χF = D χD + W χW 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 D F Dx Fx η= 式中 F 、D 、W ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ； χF 、χD 、χW ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 由（3-1）和（3-2）式得： W D W F x x x x F D --= (2) 直接蒸汽加热 总物料 * 0F S D W +=+ 易挥发组分 ** 00F D W Fx S y Dx W x +=+ 式中 V 0 ——直接加热蒸汽的流量，kmol/h ； У0 ——加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般У0=0； W * ——直接蒸汽加热时釜液流量，kmol/h ； χ*W ——直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分的摩尔分率。 2 计算最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e e e x y R y x -= - 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min (1)(1)e W e W y x R D qF L V R D q F x x -+==+--- 基础数据：气液相平衡数据 3 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R = 4 计算精馏段、提馏段理论板数 ① 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。 ② 非理想溶液 相平衡数据为离散数据,用图解法或数值积分法求取 精馏段 1 1 R D f N x R x n n dx N dN x x += =-? ? 因 111 D n n x R y x R R += +++ 所以 ()/D f x R x n n D n dx N y x x y R = ---? (4) 提馏段 1 1 S f W N x S x n n dx N dN x x += =-? ? 因 11 W n n x R y x R R +'+= -'' 蒸汽回流比(1)(1)(1)(1)V R D q F D F R R q W W W W +--'= ==+-- 所以 ()/(1) f w x S x n n n w dx N y x y x R = '---+? (5) 式(4)、(5)中塔板由下往上计数。 5 冷凝器和再沸器热负荷 冷凝器的热负荷 ()C DV DL Q V I I =- 再沸器的热负荷 B C D W F Q Q DI WI FI =++- 待求量：进料温度t F 、塔顶上升蒸汽温度t DV (与x D 对应的露点温度)、回流温度t DL (与x D 对应的泡点温度)、再沸器温度tw (与x W 对应的泡点温度)。 物性数据： ① 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 ② 各组分的热容方程常数 如 2 3 p c A BT CT DT =+++ ③ 由沃森公式计算汽化热 21 0.38211( )1r V V r T H H T -?=?- 化工原理课程设计 设计题目:苯-甲苯体系板式精馏塔设计 化工原理课程设计任务书 ?设计任务 分离含苯35% ，甲苯65%的二元均相混合液，要求所得单体溶液的浓度不低于97% 。（以上均为质量分率） 物料处理量：20000吨/年。（按300天/年计） 物料温度为常温（可按20℃计）。 ?设计内容 设计一常压下连续操作的板式精镏塔，设计内容应包含： 方案选择和流程设计； 工艺计算（物料、热量衡算，操作方式和条件确定等），主要设备的工艺尺寸计算（塔高、塔径）； 主体设备设计，塔板选型和布置，流体力学性能校核，操作负荷性能图，附属设备选型； 绘制工艺流程示意图、塔体结构示意图、塔板布置图； （设计图纸可手工绘制或CAD绘图） ?计算机辅助计算要求 物性计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下热容的通用程序； ②编制计算二元理想混合物在沸腾时的汽化潜热的通用程序。 气液相平衡计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下泡点、露点的通用程序； ②编制计算二元理想混合物在给定温度、任意组成下气液分率及组成的通用程序。 精馏塔计算 ①编制计算分离二元理想混合液最小回流比的通用程序； ②编制分离二元理想混合液精馏塔理论塔板逐板计算的通用程序。 采用上述程序对设计题目进行计算 ?报告要求 设计结束，每人需提交设计说明书（报告）一份，说明书格式应符合毕业论文撰写规范，其内容应包括：设计任务书、前言、章节内容，对所编程序应提供计算模型、程序框图、计算示例以及文字说明，必要时可附程序清单；说明书中各种表格一律采用三线表，若需图线一律采用坐标纸（或计算机）绘制；引用数据和计算公式须注明出处（加引文号），并附参考文献表。说明书前后应有目录、符号表；说明书可作封面设计，版本一律为十六开(或 A4幅面)。 摘要 化工生产和现在生活密切相关，人类的生活离不开各色各样的化工产品。设计化工单元操作，一方面综合了化学，物理，化工原理等相关理论知识，根据课程任务设计优化流程和工艺，另一方面也要结合计算机等辅助设备和机械制图等软件对数据和图形进行处理。 本次设计旨在分离苯和甲苯混合物，苯和甲苯化学性质相同，可按理想物系处理。通过所学的化工原理理论知识，根据物系物理化学特性及热力学参数，对精馏装置进行选型和优化，对于设备的直径，高度，操作条件（温度、压力、流量、组成等）对其生产效果，如产量、质量、消耗、操作费用 各位尊敬的评委老师、领导、各位同学： 上午好！ 这节课我们一起学习一下精馏塔的设计计算方法。 二元连续精馏的工程计算主要涉及两种类型：第一种是设计型，主要是根据分离任务确定设备的主要工艺尺寸；第二种是操作型，主要是根据已知设备条件，确定操作时的工况。对于板式精馏塔具体而言，前者是根据规定的分离要求，选择适宜的操作条件，计算所需理论塔板数，进而求出实际塔板数；而后者是根据已有的设备情况，由已知的操作条件预计分离结果。 设计型命题是本节的重点，连续精馏塔设计型计算的基本步骤是：在规定分离要求后（包括产品流量D、产品组成x D及回收率η等），确定操作条件（包括选定操作压力、进料热状况q及回流比R等），再利用相平衡方程和操作线方程计算所需的理论塔板数。计算理论塔板数有三种方法：逐板计算法、图解法及简捷法。本节就介绍前两种方法。 首先，我们看一下逐板计算法的原理。 该方法假设：塔顶为全凝器，泡点液体回流；塔底为再沸器，间接蒸汽加热；回流比R、进料热状况q和相对挥发度α已知，泡点进料。 从塔顶最上一层塔板（序号为1）上升的蒸汽经全凝器全部冷凝成饱和温度下的液体，因此馏出液和回流液的组成均为y1，且y1=x D。 根据理论塔板的概念，自第一层板下降的液相组成x1与上升的蒸汽组成y1符合平衡关系，所以可根据相平衡方程由y1 求得x1。 从第二层塔板上升的蒸汽组成y2与第一层塔板下降的液体组成x1符合操作关系，故可用根据精馏段操作线方程由 x1求得y2。 按以上方法交替进行计算。 因为在计算过程中，每使用一次相平衡关系，就表示需要一块理论塔板，所以经上述计算得到全塔总理论板数为m块。其中，塔底再沸器部分汽化釜残夜，气液两相达平衡状态，起到一定的分离作用，相当于一块理论板。这样得到的结果是：精馏段的理论塔板数为n-1块，提馏段为m－n块，进料板位于第n板上。 逐板计算法计算准确，但手算过程繁琐重复，当理论塔板数较多时可用计算机完成。 接下来，让我们看一下计算理论塔板数的第二种方法——图解法的原理。 图解法与逐板计算法原理相同，只是用图线代替方程，以图形的形式求取 精馏塔设计 目录 § 1 设计任务书 (1) § 1.1 设计条件 (1) § 2 概述 (1) § 2.1 塔型选择 (1) § 2.2 精馏塔操作条件的选择 (3) § 2.3 再沸器选择 (4) § 2.4 工艺流程 (4) § 2.5 处理能力及产品质量 (4) § 3 工艺设计 (5) § 3.1 系统物料衡算热量衡算 (5) § 3.2 单元设备计算 (9) § 4 管路设计及泵的选择 (28) § 4.1 进料管线管径 (28) § 4.2 原料泵P－101的选择 (31) § 5 辅助设备的设计和选型 (32) § 5.1 贮罐………………………………………………………………………………… 32 § 5.2 换热设备…………………………………………………………………………… 34 § 6 控制方案…………………………………………………………………………………… 34 附录1~………………………………………………………………………………………… 35 参考文献………………………………………………………………………………………… 37 后 记 (38) §1 设计任务书 §1.1 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x f =65%（摩尔百分数） 塔顶丙烯含量D x =98%，釜液丙烯含量w x ≤2%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力1.62MPa （表压） 安装地点：大连 §2 概述 蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应 板式精馏塔设计方案 一、设计方案确定 1.1 精馏流程 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却器等,为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，乙醇、水混合原料液经预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后经分配器一部分回流，一部分经过冷却器后送入产品储槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后为冷却水循环利用。 塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要的优点是操作弹性较大，液气比围较大，不易堵塞；但由于生产能力及板效率底，已逐渐被筛孔塔板和浮阀塔板所替代。筛孔塔板优点是结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压强底，生产能力大；其缺点是筛孔易堵塞，易产生漏液，导致操作弹性减小，传质效率下降。而浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了前述两种塔板的优点。浮阀塔板结构简单，制造方便，造价底；塔板开孔率大，故生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，故塔板效率较高。但浮阀塔板也有缺点，即不易处理易结焦、高粘度的物料，而设计的原料是乙醇-水溶液，不属于此类。故总结上述，设计时选择的是浮阀塔板。 1.2设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日及处理量的选择：设计要求塔年处理11.5万吨乙醇—水溶液系统，年工作日300d，每天工作24h。 1.2.2 选择用板式塔不用填料塔的原因：因为精馏塔精馏塔对塔设备的要求大致如下： （1）生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 BeiJing JiaoTong University HaiBin College 化工原理课程设计 说明书 题目：年处理量18万吨苯—甲苯混合液的连续 精馏塔的设计 院（系、部）：化学工程系 姓名： 班级： 学号： 指导教师签名： 2015 年4 月12 日 摘要 目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。 关键词：气液传质分离；精馏；浮阀塔 ABSTRACT Currently，the main transferring equipment that used for gas-liquid separation is tray column. For the separation of binary, we should use a continuous process. The advantages of the float value tower lie in the flexibility of operation, efficiency of the operation, pressure drop, producing capacity, and equipment costs. Its main feature is that there is a floating valve on the hole of the plate, then the air can come into the tray plate at a steady rate and make contract with the level of liquid, so that the flow valve can fluctuate and control itself according to the size of the air. The calculations of the distillation designing include the calculation of the tower height, the tower diameter, the size of various parts of the tray and the arrangement of the tray, and the check of the hydrodynamics performance of the tray. And then draw the dray load map. Key words：gas-liquid mass transfer；rectification；valve tower 第三章 精馏塔工艺设计计算 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。 本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据[6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/s u =（0.6~0.8）u max （3-3） V V L C u ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3 V ρ–––––气相密度，kg/m 3 C –––––负荷因子，m/s 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s L σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7） 式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ??+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π （3-11） 前言 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。 板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（2 0%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。 本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。 【精馏塔设计任务书】 一设计题目 精馏塔及其主要附属设备设计 二工艺条件 本科生毕业设计 年产15000吨马来酸二甲酯项目真空精馏塔设计说明书 学院化工学院 专业化学工程与工艺 年级2010级 姓名杨豪帆 指导教师张国亮李阳于涛 2014年2 月20日 摘要 马来酸二甲酯是一种重要的有机化工原料。为了满足经济发展对马来酸二甲酯的需求，开展了此年产15000吨马来酸二甲酯项目，本设计中，对真空分离塔进行了工艺设计、结构设计和强度设计校核。在工艺设计中，涉及了塔径、塔高、填料层高度及压降的计算。在结构设计中，对塔设备的内件、支座、接管及附件等进行选型和设计。除此之外，本设计叙述了过程控制方案和开停车方案并给出设备的管道仪表流程简图。对温度、压力、原料配比、通气速率、反应时间等因素进行了敏感性分析。考虑到对环境和社会的影响，还进行了HAZOP分析和环境影响评价，形成了一份较为完整的设计。 关键词：真空分离塔，工艺设计，过程控制，分析。 ABSTRACT Dimethyl maleate is an important organic chemical raw material. This design focuses on the Dimethyl maleate project with annual production of 15000t, which includes process design, structural design and verification of strength design of vacuum separation tower. In the design of process, involving the calculations of diameter and height of tower, packed bed height and pressure drop. In the structural design，we design and select the internal equipment, bearings, and accessories of the tower. In addition, the design describes the way of process control and gives the Piping and instrumentation diagram, as well as the sensitivity analysis of temperature, pressure, material ratio, aeration rate, reaction time and other factors. Considering the impact on the environment and society, a HAZOP analysis and environmental impact assessment are also involved, Keyword: vacuum separation tower, process design, process control, analysis 设计条件如下： 操作压力：105.325 Kpa（绝对压力） 进料热状况：泡点进料 回流比：自定 单板压降：≤0.7 Kpa 塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa（表压） 全塔效率：E T=47% 建厂地址：武汉 [ 设计计算] （一）设计方案的确定 本设计任务为分离甲醇- 水混合物。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，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。 该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2 倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmol x F=32.4% x D=99.47% x W=0.28% 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/Kmol M D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol M W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol 3、物料衡算 3 原料处理量：F=（3.61*10 3）/22.54=160.21 Kmol/h 总物料衡算：160.21=D+W 甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28% 得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h （三）塔板数的确定 1、理论板层数M T 的求取 甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数 ①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y 图（附表） ②求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e（0.324 ，0.324）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交战坐标为（x q=0.324,y q=0.675） 故最小回流比为R min= （x D- y q）/（ y q - x q）=0.91 取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82 ③求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=（R+1）D=2.82*51.88=146.30 Kmol/h 第四章设备设计及选型 4.1 设备设计标准 《钢制压力容器》GB150-98 《压力容器用钢板》GB6654-96 《化工装置用不锈钢大口径焊接钢管技术要求》HG20537.4-92 《安全阀的设置和选用》HG/T20570.2-95 《设备进、出管口压力损失计算》HG/T20570.9-95 《钢制化工容器设计基础规定》HG20580-98 《钢制化工容器材料选用规定》HG20581-98 《钢制化工容器强度计算规定》HG20582-98 《钢制化工容器结构设计规定》HG20583-98 《钢制化工容器制造技术规定》HG20584-98 《化工设备设计基础规定》HG/T20643-98 《压力容器无损检测》JB4730-2005 《钢制压力容器焊接工艺评定》JB4708-2000 《钢制压力容器焊接规程》JB/T4709-2000 《钢制压力容器产品焊接试板的力学性能检验》JB4744-2007 《压力容器用钢锻件》JB4726-2000 《石油化工塔型设备设计规范》SH 3030-1997 4.2 设备设计及选型 塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，塔可以使气液相或者液液相之间进行紧密接触，达到较为良好的相际传质及传热的目的。 在塔设备中常见的单元操作有：吸收、精馏、解吸和萃取等。此外工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等效果。 4.2.1 塔设备设计原则 具有适宜的流体力学条件，可使气液两相良好接触； 结构简单，处理能力大，压降低； 强化质量传递和能量传递。 4.2.2 塔设备的设计目标 作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液两相能充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：（1）生产能力大。在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液、或液泛等破坏正常操作的现象； （2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作，并且塔设备应保证能长期稳定操作； （3）流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以降低正常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还将使系统无法维持必要的真空度； （4）结构简单、材料耗用量小，制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用； （5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 事实上，对于现有的任何一种塔器，都不可能完全满足上述所有要求，但是我们可以在某些方面做到独特之处。以此来达到较大的生产效率，提高企业的生产效益。 4.2.3 塔设备类型及选择 为了便于研究和比较，人们从不同角度对塔设备进行了分类。例如：按操作压力的不同可分为加压塔、常压塔、减压塔；按单元操作可分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；但最常用的分类是按塔的内件结构进行划分，分为板式塔和填料塔。 塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备性能，以及塔设备的制造、安装、运转、维修等。 西北师大学 化工原理课程设计 学院: 化学化工学院 专业: 化学工程与工艺年级:2011 题目: 苯—甲苯精馏塔设计 前言 课程设计是化工原理课程的一个重要的实践教学容，是在学习过基础课程和化工原理理论与实践后，进一步学习化工设计的基础知识、培养化工设计能力的重要环节。通过该设计可初步掌握化工单元操作设计的基本程序和方法、得到化工设计能力的基本锻炼，更能从实践中培养工程意识、健全合理的知识结构。 此次化工原理设计是精馏塔的设计。精馏塔是化工生产中十分重要的设备，它是利用两组分挥发度的差异实现连续的高纯度分离。在精馏塔中，料液自塔的中部某适当位置连续的加入塔，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分（称回流液）回入塔顶，其余作为塔顶产品（称馏出液）连续排出。塔釜产生的蒸汽沿塔板上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔实现多次接触，进行传质传热过程，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。 课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识，还能培养我们独立分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。当代大学生应具有较高的综合能力，特别是作为一名工科学生，还应当具备解决实际生产问题的能力。课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。 虽然为此付出了很多，但在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识，所以难免有不妥之处，望垂阅者提出意见，在此表示深切的意。 作者 2013年12月 化工原理课程设计------------苯-甲苯连续精馏板式塔的设计专业年级：11级化工本2 姓名：申涛 指导老师：代宏哲 2014年7月 目录 一序言 (3) 二板式精馏塔设计任务书 (4) 三设计计算 (5) 1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 (5) 1.2 精馏塔的物料衡算 (8) 1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12) 1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (17) 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (18) 1.6 筛板的流体力学验算 (21) 1.7 塔板负荷性能图 (24) 四设计结果一览表 (30) 五板式塔得结构与附属设备 (31) 5.1附件的计算 (31) 5.1.1接管 (31) 5.1.2冷凝器 (33) 5.1.3 再沸器 (33) 5.2 板式塔结构 (34) 六参考书目 (36) 七设计心得体会 (36) 八附录......................................................................................... 错误!未定义书签。 一序言 化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。 符号说明：英文字母 Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 A f---- 降液管的截面积, m2 A T----塔的截面积 m C----负荷因子无因次 C20----表面力为20mN/m的负荷因子 d o----阀孔直径 D----塔径 e v----液沫夹带量 kg液/kg气 E T----总板效率 R----回流比 R min----最小回流比 M----平均摩尔质量 kg/kmol t m----平均温度℃ g----重力加速度 9.81m/s2 F----阀孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) h l----进口堰与降液管间的水平距离 m h c----与干板压降相当的液柱高度 m h f----塔板上鼓层高度 m h L----板上清液层高度 m h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m ho----降液管底隙高度 m h ow----堰上液层高度 m h W----溢流堰高度 m h P----与克服表面力的压降相当的液注高度m H-----浮阀塔高度 m H B----塔底空间高度 m H d----降液管清液层高度 m H D----塔顶空间高度 m H F----进料板处塔板间距 m H T·----人孔处塔板间距 m H T----塔板间距 m l W----堰长 m Ls----液体体积流量 m3/s N----阀孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa △Pp---气体通过每层筛的压降 KPa N T----理论板层数 u----空塔气速 m/s V s----气体体积流量 m3/s W c----边缘无效区宽度 m W d----弓形降液管宽度 m W s ----破沫区宽度 m 希腊字母 θ----液体在降液管停留的时间 s υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m3 σ----表面力N/m φ----开孔率无因次 X`----质量分率无因次 下标 Max---- 最大的 Min ---- 最小的 L---- 液相的 V---- 气相的 m----精馏段 n-----提馏段 D----塔顶 F-----进料板 W----塔釜精馏塔设计流程
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