苯-甲苯连续分离工程浮阀精馏塔设计

1、武汉工程大学化工原理课程设计说明书摘 要本次化工原理课程设计任务为：苯-甲苯连续分离工程浮阀精馏塔设计。原理处理能力为60000吨/年、原料组成40%（质量分数）、塔顶产品浓度（质量分数）96%、塔顶产品收率0.99；常压操作，间接蒸汽加热；泡点进料、塔顶表压4kPa、单板压降0.7kPa；该设计塔主要用于武汉地区，年工作日300天（7200h）。此次设计过程的主要设计内容为：确定设计方案、全塔物料衡算、最小回流比及实际回流比确定、理论塔板数及实际塔板数求取、塔径及塔板工艺尺寸计算、流体力学性能校核及负荷性能图、塔结构及其他附属设备的设计等。以上设计内容的主要设计结果为：R/Rmin=1.8、

2、实际塔板数27块、全塔效率52.87%、塔径1.4米；精馏段塔板堰长0.98米、堰高0.0457米、F1型重阀（代号Z）、塔板实际阀孔数139个、操作弹性3.68；提馏段塔板堰长0.98米、堰高0.0366米、F1型重阀（代号Z）、塔板实际阀孔数147个、操作弹性3.46等。关键词：苯-甲苯；浮阀精馏塔；物料衡算；回流比；操作弹性AbstractThe principles of chemical engineering course design task is: the benzene - toluene separation process of float valve column d

3、esign. Raw material processing capacity of 60000 tons/year, raw material of 40% (mass fraction), the concentration of the overhead product 96% (mass fraction),coefficient of recovery of tower top 0.99; Atmospheric pressure operation, direct steam heating; Bubble point pressure feed, top table 0.7 kP

4、a pressure drop 4 kPa, veneer or less; The design of tower is mainly used in wuhan area, in working days as 300 days. The design process of main design content is: to determine the design scheme, the whole tower material balance, minimum reflux ratio and reflux ratio to determine actual and theoreti

5、cal plate number and real plate number to calculate the diameter and size plate process calculation, tower, fluid mechanics performance test and load performance diagram, design of tower structure, and other ancillary equipment, etc. Main design results of the above design content is: R/Rmin = 1.8,

6、the actual plate number 27 piece, the whole tower efficiency 52.87%, the tower diameter 1.4 meters; Rectifying plate weir 0.98 meters long, 0.0457 meters high weir type, F1 valve code (Z) and plate the actual valve port number 139, operating flexibility, 3.68; Stripping section plate weir 0.98 meter

7、s long, 0.0366 meters high weir type, F1 heavy valve code (Z), the actual valve plate hole number 147 and 3.46 elasticity of operation, etc. Key words: benzene - toluene; Float valve plate column; Material balance; Reflux ratio; Operating flexibility 目 录摘要AbstractII第一章 设计条件与任务11.1 设计条件11.2 设计任务1第二章

8、设计方案的确定32.1操作条件的确定32.1.1操作压力32.1.2 进料状态32.1.3加热方式42.1.4冷却剂与出口温度42.1.5 回流比的选择42.2确定设计方案的原则42.2.1满足工艺和操作的要求52.2.2满足经济上的要求52.2.3保证安全生产5第三章 塔的工艺尺寸的计算63.1全塔物料衡算63.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数63.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量63.1.3 最小回流比的求取73.1.4 实际回流比73.1.5 精馏塔的气液相负荷83.1.6 操作线方程83.2 理论塔板数的确定83.2.1 相对挥发度的求取83.2.2 理论板数的逐板计算

9、发93.3实际塔板数的确定103.3.1 精馏段和提馏段相对挥发度的计算103.3.2 液相平均粘度的计算113.3.3 实际板数及全塔效率的计算123.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算133.4.1 操作压力的计算133.4.2 液相平均表面张力计算133.4.3 平均摩尔质量的计算153.4.4 平均密度的计算163.4.5 热量衡算183.5精馏塔的塔体工艺尺寸设计213.5.1 精馏塔塔径的计算213.5.2 精馏塔有效高度的计算233.6 精馏塔塔板工艺尺寸的计算233.6.1溢流装置的设计233.6.2 浮阀布置设计253.6.3 浮阀板流体力学验算283.7 塔板负荷性能图

10、313.7.1 雾沫夹带线的绘制313.7.2 漏液线的绘制323.7.3 液相负荷的下限线的绘制333.7.4 液相负荷的上限线的绘制333.7.5 小结34第四章 辅助设备及选型364.1 接管的计算与选择364.1.1 进料管的选择364.1.2 回流管的选择 364.1.3 釜底出口管路的选择374.1.4 塔顶蒸汽管374.1.5 加料蒸汽管的选择384.1.6 塔顶封头的设计384.1.7 裙座的计算384.1.8 人孔的设计384.1.9 法兰39第五章 塔总体高度的计算405.1 塔的顶部空间高度405.2 塔的底部空进高度405.3 塔总体高度40第六章 附属设备的计算416

11、.1 冷凝器的选择416.2 再沸器的选择41第七章 设计结果汇总42第八章 设计评价45参 考 文 献46致 谢47附 录4850第一章 设计条件与任务1.1 设计条件 处理体系：乙醇-水混合体系分离 精馏塔年处理量：60000吨 原料液组成浓度（质量分数）：40% 塔顶产品浓度（质量分数）：96% 塔顶产品收率：0.99 加热方式：间接蒸汽加热 进料方式：泡点进料（q=1） 塔顶压强(表压)：4kPa 单板压降：0.7kPa 工作日：每年300天，每天24小时 厂址：武汉地区1.2 设计任务 确定设计方案。 确定理论塔板数。 计算精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数。 估算塔径。 计算

12、板式塔的工艺尺寸，包括溢流装置与塔板的设计计算。 校核塔板的流体力学性能，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核。 绘制塔板的负荷性能图。塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、液沫夹带线和溢流液泛线确定。 确定塔的结构，包括塔体结构与塔板结构。塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔（手孔），支座，封头，塔高等。塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板。 塔的附属设备选型，包括塔顶冷凝器、塔底再沸器(蒸馏釜）的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型（视情况而定）。 确定精馏塔各接管尺寸。 绘制精馏塔系统工艺流程图。 绘制精馏塔装配图。 编写设计说明书。 计算机要求：C

13、AD绘图等。 英语要求：撰写英文摘要。 设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。第二章 设计方案的确定本设计任务为苯-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，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器冷却后送至储罐。2.1 操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1操作压力蒸馏操作通常可在

14、常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。甲苯和苯在常压下就能够分离出来，所以本实验在常压下操作就可以。2.1.2 进料

15、状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。本设计采用泡点进料。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下来的冷液进行传质，其

16、优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增加加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。2.1.4冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在2.1.5回流比的选择回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优

17、点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较。如果需要较高的塔顶处理或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不已安装，检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比却最小回流比的1.5倍。2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：2.2.1满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首

18、先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能

19、适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。2.2.3保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间，以免造成生产事故。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第三章 塔的工艺尺寸的计算3.1全塔物

20、料衡算3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 进料产品平均摩尔质量：Mo=0.4478.11+0.5692.13=85.96Kg/mol进料流量F=600001000720085.96 =96.94kmol/h由塔顶易回收组分的回收率=0.99可得：DXDFXF=0.99，带入数据有：D=0.9996.940.440.966=43.71kmol/hF=D+W，故W=96.94-43.71=53.23kmol/h由易挥发组分物料衡算：FXF=DXD+WXW塔底组成XW=96.940.44-43.710.96653.23=0.00813.1.2原料液、塔顶及塔底产品

21、的平均摩尔质量3.1.3最小回流比的求取 表3.1两相摩尔分率x0135102030y02.507.1111.220.837.250.7x405060708090100y61.971.379.185.791.295.9100苯-甲苯溶液的x-y图将3.1.表中数据作图得曲线及曲线。在图上，由q=1得xp=0.44,yp=0.6614,xD=0.966。故有：3.1.4实际回流比取实际回流比为R=1.8Rmin=1.81.3758=2.4763.1.5精馏塔的气液相负荷精馏段液相流量 L1=RD=2.47643.71=108.245kmol/h精馏段气相流量 V1=(R+1)D=3.47643.

22、71=151.94kmol/h提馏段液相流量 L=L+qF=108.245+196.94=205.185kmol/h提馏段气相流量 V=V+(q-1)F= 151.94kmol/h3.1.6操作线方程精馏段操作线方程：yn+1=LVxn+DVxD带入数据得：yn+1=0.7123xn+0.2779提馏段操作线方程：yn+1=LVxn-WVxW带入数据得：yn+1=1.35xn-0.00284两操作线交点横坐标为： 3.2 理论塔板数的确定3.2.1 相对挥发度的求取查物性数据得：苯的沸点为80.1，甲苯的沸点为110.631 当温度为80.1时 解得，2 当温度为110.63时 解得，则有 相

23、平衡方程 x=y-（-1）y = y2.47-1.47y3.2.2 理论板数的逐板计算法先交替使用相平衡方程与精馏段操作线方程计算如下：由于塔顶是全凝器，所以有y1=xD=0.966 相平衡方程x1=0.920由精馏段操作线方程yn+1=0.7123xn+0.2779得：y2=0.9332相平衡方程x2=0.8498同理可算出如下值：y3=0.8832相平衡方程x3=0.7538y4=0.8148相平衡方程x4=0.6404y5=0.7340相平衡方程x5=0.5277y6=0.6538相平衡方程x6=0.4333由计算知第6板为加料板。以下交替用提馏段操作方程与相平衡方程计算如下：x6=0.

24、4333y7=0.5821相平衡方程x7=0.3606y8=0.4840相平衡方程x8=0.275x72y9=0.3687相平衡方程x9=0.1912y10=0.2553相平衡方程x10=0.1219y11=0.1617相平衡方程x11=0.07244y12=0.09495相平衡方程x12=0.04074y13=0.05216相平衡方程x13=0.02179y14=0.02658相平衡方程x14=0.01093 y15=0.01191相平衡方程x15=0.0048565s提馏段：=AfHTLs=0.144736000.40.006433600=9.002s5s 故降液管设计符合要求。（5） 降

25、液管底隙高度h的计算取液体通过降液管底隙的流速，则降液管底隙高度h可依下式计算：对于精馏段: h0=Lh3600lwu0=0.00308360036000.980.11=0.0286故有hw-h0=0.0457-0.0286=0.01710.012m对于提馏段：h0=Lh3600lwu0=0.00643360036000.980.25=0.0262所以可知降液底隙高度设计合乎要求，且选用凹形受液盘深度为50mm。3.6.2浮阀布置设计浮阀的形式很多，如F1型、十字架型、V-4型、A型、V-O型等，目前应用最广泛的是F1型（相当于国外V-1型）。F1型又分为重阀（代号为Z）和轻阀(代号为Q)两种

26、，分别由不同厚度薄板冲压而成，前者重约32克，最为常用；后者阻力略小，操作稳定性也略差，适用于处理量大并要求阻力小的系统，如减压塔。V-4型基本上和F1型相同，除采用轻阀外，其区别仅在于将塔板上的阀孔制成向下弯的文丘里型以减小气体通过阀孔阻力，主要用于减压塔。两种形式阀孔的直径d0均为39mm。阀孔一般按正三角形排列，常用中心距有75、100、125、150mm等几种，它又分为顺排和错排两种，通常认为错排时两相接触情况较好，采用较多。对于大塔，当采用分块式结构时，不便于错排，阀孔也可按等腰三角形排列。此时多固定底边尺寸B,例如B为70、75、80、90、100、110mm等。如果塔内气相流量变

27、化范围大，可采用一排重阀一排轻阀方式相间排列，以提高塔的操作弹性。当气体流量已知时，由于阀孔直径给定，因而塔板上浮阀的数目N即浮阀数就取决于阀孔的气速,并可按下式求得： 阀孔的气速常根据阀孔的动能因子来确定。反映密度为的气体以速度通过阀孔时动能的大小。综合考虑对塔板效率、压力降和生产能力等的影响，根据经验可取=812，即阀孔刚全开时比较适宜，由此可知适宜的阀孔气速为 板分块因D=1400mm800mm，故采用分块塔板，以便通过人孔装拆塔板。边缘安定区宽度的确定取WS =0.07m WC=0.050m浮阀数目，阀孔排列及塔板布置预选取发空功能因子 F0=12精馏段：u01=每层塔板上的浮阀数目N

28、= 鼓泡面积其中 R=D/2WC=1.4/20.05=0.65m x=D/2（Wd+WS）=1.4/2（0.2114+0.07）=0.4186m则计算得浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm 估算排列间距若考虑到塔直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排列间距不宜采用69mm，而应小些，故取，按t=75mm,以等腰三角形叉排作图，排得浮阀数139个。按N=139个重新核算孔速和阀孔动能因子阀孔动能因子变化不大，仍在913之内塔板开孔率=提馏段：取阀孔动能因子每层塔板上的浮阀数目个浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心

29、距t=75mm 估算排列间距故取，按t=75mm, 以等腰三角形叉排作图，排得浮阀数147个。按N=147个重新核算孔速和阀孔动能因子阀孔动能因子变化不大，仍在913之内塔板开孔率=3.6.3浮阀板流体力学验算（1）气相通过浮阀塔板的静压头降 精馏段：干板阻力 因为, 板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降选充气因数 0=0.5=0.50.06=0.03m液体表面张力造成的静压头降对浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力阻力很小，计算时一般可以忽略。所以气体通过浮阀塔板的静压头=0.049+0.03=0.079m换算成单板压降 ：提馏段：干板阻力 因为, 板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降选充气因数