吉林化工学院

1、吉林化工学院化工原理课 程 设题目 苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计教 学 院 环境与生物工程学院专业班级 安全工程0901班学生姓名 蔺欢欢学生学号 09360125指导教师 王卫东老师2011年6月27日目 录化工原理课程设计任务书3摘 要4绪论5第一章 精馏塔工艺设计计算71.1 精馏塔全塔物料衡算71.1.1已知条件71.1.2 物料衡算71.2 板数的确定81.2.1温度81.2.2 相对挥发度的计算91.2.3 最小回流比的确定91.2.4 求精馏塔气液相负荷101.2.5 操作线方程的确定101.2.6精馏塔理论塔板数及理论加料位置101.2.7实际板数的计算111.3 工艺条件

2、的计算111.3.1操作压强 P111.4 物性数据计算121.4.1平均摩尔质量计算121.4.2平均密度131.4.3液体表面张力141.4.4 液体粘度15第二章精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算162.1.气液负荷和塔径D的计算162.1.1精馏段气液负荷计算162.1.2提馏段气液负荷计算162.1.3 空塔气速162.1.4精馏塔有效高度的计算172.2溢流装置172.2.1计算出口堰(外堰)高172.2.2降液管底隙高度的确定182.2.3浮阀数目、浮阀排列及塔板布置19第三章塔板流体力学验算203.1 气相通过浮阀塔板的静压头降hf203.1.1计算干板静压头降hc203.1.2降

3、液管中清夜层高度Hd213.1.3 计算雾沫夹带量eV223.2.塔板负荷性能图233.2.1雾沫夹带线233.2.2液泛线243.2.3 液相负荷上限线253.2.4漏液线253.2.5液相负荷下限线263.2.6塔板负荷性能图263.2.7小结263.3 相关介质选择及热量衡算273.3.1加热介质的选择273.3.2冷凝剂273.3.3热量衡算273.4. 辅助设备293.4.1冷凝器的选型293.4.2 再沸器的选型303.5.塔附件设计313.5.1接管313.5.2筒体与封头323.5.3塔总体高度的设计33第四章 主要计算结果列表344.1浮阀塔的主要结构参数表344.2浮阀塔的

4、主要结构参数表344.3主要符号说明35参考文献38致 谢39化工原理课程设计任务书一 设计题目：苯-甲苯连续浮阀式精馏塔的设计二 任务要求 设计一连续筛板浮阀式精馏塔以分离苯和甲苯，具体工艺参数如下：原料加料量 F=100kmol/h进料组成 馏出液组成 釜液组成 塔顶压力 单板压降 进料状态 2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点回流。 三 主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高4、辅助设备选型与计算设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔设

5、备条件图摘 要本次的设计采用的精馏塔是浮阀塔，浮阀塔是化工生产中主要的传质设备。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是一种最常用的分离方法，它依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。本次设计针对苯甲苯二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。在本次化工原理课程设计中,设计出了苯甲苯的分离设备精馏塔。进料摩尔分数为0.45的苯甲苯溶液，使塔顶产品苯的摩尔含量达到97%，塔底釜液摩尔分数为3%。采用浮阀式精馏塔，塔高18.39米，塔径1.4米，按图解法计算理论板数为14块。算得全塔效率为0.542。塔顶使用全凝器，泡点

6、回流。精馏段实际板数为12块，提馏段实际板数为15块，实际加料位置在第13块板(从上往下数)，精馏段操作弹性为3.49，提馏段操作弹性为3.24。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。冷凝器采用浮头式换热器。加热介质采用140饱和蒸汽。关键字：苯甲苯；浮阀；负荷性能图绪论1.精馏原理及其在工业生产中的应用生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求，需将混合物分离成较纯的物质。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

7、得到广泛应用。它是连续进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，是可以让混合液体得到较为充分分离的连续操作。精馏有不同的分类方法，如：按操作压力可分为常压、加压和减压精馏，按分离混合液体中的组分的数目可分为双组分和多组分精馏。工业生产中以多组分精馏较常见，但多组分精馏与双组分精馏的基本原理、计算方法等无本质区别。本次设计的是双组分常压精馏。2精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：（1）气(汽)、液处理量大，即

8、生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 （2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 （3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。（6）塔内的滞留量要小。但是在实际生产中，任何塔设备都难以满足上述所有要求，不同的塔型各有某些独特的优点。因此

9、我们要根据不同的因素选择不同的塔型。3常用板式塔类型与本设计的选型及其优点气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔。其后，特别是在二十世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两

10、者使用尤为广泛。本设计选取的是浮阀式精馏塔。浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：（1）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而

11、接近于筛板塔。（2）操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。（5）液面梯度小。 （6）使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。（7）结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。4本设计所选塔的特性本设计处理能力大，每小时可处理混合物75kmol；结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易；操作稳定，弹性较大；而且液泛线较高可有效减小液泛对操作的影响；流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用；气体在塔

12、盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小等一系列优点。第一章 精馏塔工艺设计计算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。设计中采用过冷液进料，将原料也通过预热器加热至温度后送入精馏塔内。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，其余部分经铲平冷却后送至储罐。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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。图1-1精馏流程图1.1 精馏塔全塔物料衡算1.1.1已知条件苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol;甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmo

13、l进料组成=0.45分离要求：塔顶馏出液=0.97塔底馏出液=0.031.1.2 物料衡算F=D+WF=D+WD+W=100D=44.68kmol/hW=55.32kmol/h1.2 板数的确定1.2.1温度表1-1 苯甲苯（101.3kPa）的t-x-y相平衡数据1苯摩尔分数温度苯摩尔分数温度液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.489

14、0.71092.11.001.0080.2由表可知对应的温度 =109。 同理 =93.4由它们的安托因方程2又 假设一个泡点t,代入上式检验，可知只有t=80.63时，算出的=0.97，所以塔顶的温度=80.63。则精馏段平均温度：则提馏段平均温度：1.2.2 相对挥发度的计算 苯甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即：求得数据列于表2-1表1-2T()80859095100105110101.172.546169136.3338157.1428180.3277206.061234.518839.742.54616955.4984865.0684575.9097188.1377210

15、1.87272.5461692.5001872.4565322.4150392.3755552.3379432.302078注：表中苯以A表示；甲苯以B表示。 参见文献（4）中53页相对挥发度的计算方法，结合表2-1数据，在全塔温度操作范围内，求出塔顶和塔底的平均相对挥发度， =2.42则平均相对挥发度为：2.421.2.3 最小回流比的确定气液相平衡方程为 则q线方程为 联立 得 1.2.4 求精馏塔气液相负荷精馏段：提馏段：1.2.5 操作线方程的确定精馏段操作线方程：得： 提馏段操作线方程：得：解（3）（4）得：1.2.6精馏塔理论塔板数及理论加料位置由图可知，该精馏塔共十四块板，精馏六

16、块，提留八块，从第七块板加料1.2.7实际板数的计算 由于 =109 ， =80.63则 定性温度t=表1-3 苯、甲苯的粘度3温度020406080100120苯mPas-0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯mPas0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228查得 由经验式7 （3）实际板数的求取精馏段实际板数 提馏段实际板数 （包括塔釜）1.3 工艺条件的计算1.3.1操作压强 P取每层塔板压降为 则塔顶压强 进料板压强 塔底压强 精馏段平均操作压强: 提馏段平均操作压强: 1.4 物性数据计算1.4.1平均摩尔质量计算（1）塔顶 （2）

17、进料板（3）塔底（4）精馏段平均分子量：气相：液相： （5）提馏段平均分子量：气相： 液相：1.4.2平均密度（1）气相密度精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：（2）液相密度 表1-4 苯、甲苯的密度3温度020406080100120苯kg/m3-877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯kg/m3885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0由式 可求相应的液相密度。 塔顶： 质量分率 则 进料板： 质量分率为： 则 对于塔底：质量分率为： 则 精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：1.4.3液体表面张力表1-5 苯、甲苯的表面张力3温度

18、020406080100120苯mN/m31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯mN/m30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34（1）塔顶：（2）进料板：（3）塔底：（4）精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：1.4.4 液体粘度 表1-6 苯、甲苯的粘度3温度020406080100120苯mPas-0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯mPas0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228（1）塔顶（2）进料板：（3）塔底：（4）精馏段平均液相粘度：提馏段平均液相粘度：第二章精

19、馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 2.1.气液负荷和塔径D的计算之前计算的数值可直接代用 2.1.1精馏段气液负荷计算V=170.68Kmol/h,L=126 Kmol/h 2.1.2提馏段气液负荷计算2.1.3 空塔气速初选所设计的精馏塔为中型塔，采用单流型塔板.板间距HT=450mm取板上液层高度HL=0.06m 则: HT-HL=0.39 m查C20=0.084依式1-47校正物系表面张力 精馏段 取安全系数为0.7 ,则空塔速度 则 塔径：D= 按标准塔径圆正整后为1.4m 同理，提留段塔泾 D=1.4M 塔截面积为精馏段实际空塔气速为 提馏段实际空塔气速为 2.1.4精馏塔有效高度的计算

20、2.2溢流装置因塔径D=1.4m ,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。2.2.1计算出口堰(外堰)高 堰长=0.8D=0.81.4=1.12 m采用平直堰，堰上液层高度可由式计算出，近似取E=1。 前已取板上液层高度hL=0.06m精馏段：液相流量 故出口堰高度 提馏段：液相流量 故出口堰高度 计算方形降液管宽度Wd和面积Af因为查文献9由图得 已知AT=1.54m2,D=1.4m降液管面积 降液管宽度精馏段液体在降液管中停留时间为 提馏段液体在降液管中停留时间为停留时间5s合乎要求。故降液管尺寸合理，可用。2.2.2降液管底隙高度的确定由公式得：精馏段 提留段故降液管底隙高度设计合理。2.

21、2.3浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 因D800mm，所以塔板采用分块式，分为4块。查自文献9。 选取阀孔动能因子F0=12,由F0=可求阀孔气速u0精馏 提馏 精馏每层塔板浮阀数目： 提馏每层塔板浮阀数目：现取边缘区宽度 Wc=0.05m 安定区宽度 Ws=0.085m按式 可算塔板上鼓跑区（有效区）面积上式中：则阀孔排列采用正三角形叉排方式，则，同一横排间距精馏 提馏 取t=0.08m,正三角形叉排方式作图，实排阀孔数166个，与预选动能因子F0=12计算出的阀孔数150、158相差甚小。按阀孔实排数N=166个。重新核算气速及阀孔动能因子：精馏 提馏 由于阀孔实排数与原计算数相差不大，所以

22、阀孔动能因子变化不大，仍在913的合理范围内，故此阀孔实排数适用。 精馏 提馏 此开孔率均在10%14%的范围内，所以这样开孔是合理的第三章塔板流体力学验算3.1 气相通过浮阀塔板的静压头降hf每层塔板静压头降可按式计算：3.1.1计算干板静压头降hc （1）由式可计算临界阀孔气速，即精馏： 提馏：因，查文献7可用算干板静压头降，即精馏： 提馏：(2)塔板上层静压头降hl查文献7由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数已知板上液层高度所以依式(3)计算液体表面张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气体流径一层，浮阀塔板的静压头

23、降为 精馏： 换算成单板压降提馏： 换算成单板压降3.1.2降液管中清夜层高度Hd查文献2可按式计算精馏段：=0.079m =0.046 =0.014m提馏段 =0.075m =0.037 =0.0232m 液体通过降液管的静压头降不设进口堰，可用式计算：精馏提馏由于浮阀塔板上液面落差很小，所以可忽略。则 精馏 提馏为了防止液泛，按式：，取校正系数=0.5，板间距HT=0.45m, 精馏 提馏 =0.037 从而可知，符合防止液泛的要求。3.1.3 计算雾沫夹带量eV判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率F来完成的。泛点率的计算可用式：塔板上液体流程长度塔板上液流面积查文

24、献7苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数CF=0.126,将以上数值分别代入上式，得泛点率F为为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足ev800mm,故裙座壁厚取16mm。基础环内径：Dbi=(1200+216)-(0.20.4)103=832mm基础环外径：Dbo=(1200+216)+ (0.20.4)103=1632mm经圆整后裙座取3m.（5）人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设

25、备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔1020块板才设一个孔，本塔在塔底和塔底各一个人孔。在设置人孔处，每个人孔直径为450mm，板间距为600mm,人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。3.5.3塔总体高度的设计（1）塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。（2）塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间5min。提馏段平均相对分子质量ML=89.40kg/kmol，它的质量流速 它的体积流速 （3）塔立体高度H=H塔板 +

26、H人孔+H顶+H底+H裙+H封=（27-1）0.45+20.6+1.2+0.95+3+0.34=18.39m第四章 主要计算结果列表4.1浮阀塔的主要结构参数表表4-1 浮阀塔的主要结构参数表 项目内容数值或说明（精馏段）数值或说明（提馏段）备注塔径 D/m1.401.40 板间距HT/m0.450.45塔板形式单溢流弓形降液管单溢流弓形降液管分块式塔板堰长lw1.121.12降液管底隙高度h0/m0.0220.046浮阀数N/个166166正三角形叉排孔心距t/m0.080.08同一横排的孔心距排间距h/m0.080.08相邻两横排中心线距离操作弹性3.493.244.2浮阀塔的主要结构参数

27、表表4-2 浮阀塔的主要流动性能参数表项目内容数值或说明（精馏段）数值或说明（提馏段） 备注空塔气速U/(m/s)0.7230.687 板上液层高度hW/m0.060.06 阀孔气速U0/(m/s)6.806.36 临界阀孔气速U0c(m/s)5.865.42 阀孔动能因数F011.5011.45 单板压降P/Pa700700 液体在降液管内停留时间/s30.0414.34 降液管内清液层高度Hd/m0.1420.138 泛点率(%)61.965.5 气相负荷上限Vsmax/(m3/s)1.781.62雾沫夹带控制气相负荷下限Vsmin/(m3/s)0.510.50漏液控制操作弹性3.493.

28、24 4.3主要符号说明表4-3主要符号说明符 号意 义SI单位A传热面积m2AT塔截面积m2Af降液管截面积m2AP鼓泡区面积m2Cp摩尔定压热容kJ/（kmolK）；D塔径m；d0阀孔直径m；ET板效率eV液沫夹带量F进料流量kmol/h；H折流挡板间距mH塔的有效高度mHT板间距mhL板上液层高度mHd液体通过降液管的高度mhow堰上液层高度mhp人孔高度mhw外堰高mh0降液管底隙高度mhf塔板静压头mhc干板静压头降mhl含气液层静压头降mh表面张力造成的静压头降mhd降液管的静压头降mh液面落差mK传热系数W/（m2K）lw堰长mL下降液体流量kmol/h；LS 液相流量m3/sM

29、摩尔质量kg/kmol；N塔板数P操作压力kPaPr普朗特数P压力降Paq进料状况参数Q热负荷kJ/hr鼓泡区半径mR回流比t温度tm平均温度差u空气速m/su0阀孔气速m/su0c临界阀孔气速m/sV上升蒸汽流量kmol/hVS气相流量m3/sW塔底产品流量kmol/hwd降液管宽度mwc边缘区宽度mwh冷却水用量kg/hwS安定区宽度m参考文献【1】陈敏恒,从德滋,方图南等.化工原理(第三版).北京:化学工业出版社,2006,70,72，268页【2】贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计）.天津:天津大学出版社,2002.8，107，108页【3】王松汉主编.石油化工设计手册（第1卷）-石