分离苯甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计方案

方案

设计方案的选择和论证

1 设计流程

本设计任务为分离苯__甲苯混合物。对于二元混合物的分离，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。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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

塔板工艺计算 流体力学验算 全塔热量衡算 塔负荷性能图

2 设计思路

在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，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，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。

塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。

1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、20℃进料。4、间接蒸汽加热。5、选R=2Rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。

在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。

从苯—甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷围，均能保持稳定操作。气体在塔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。

塔附属设备计算 第一章 塔板的工艺设计

1.1物料衡算 1.1.1塔的物料衡

（1）苯的摩尔质量：MA78.11kg/kmol

甲苯的摩尔质量：MB=92.13kg/kmol （2）原料液平均摩尔质量：

0.4/780.4400.4/780.6/920.96/78xD0.966

0.96/780.04/920.02/78xW0.02350.02/780.98/92xFMF0.4478(10.44)9285.8kg/kmol

（3）物料衡算

原料液流量：

30001000F48.56kmol/h

720085.8总物料衡算：

FDW 即

DW48.56

易挥发组分物料衡算：

DxDWxwFxF

即

D0.966W0.023548.560.440

总物料衡算：

D+W=48.56

苯物料衡算：

0.966D+0.0235W=0.44048.56

解得：D=21.46kmol/h，W=27.10 kmol/h

1.2.2平衡线方程的确定

由文献[1]中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出m101210算出。如 表1-6 苯—甲苯（101.3kPa）的t-x-y相平衡数据 苯摩尔分数 液相 0.0 0.088 0.200 0.300 0.397 0.489 气相 0.0 0.212 0.370 0.500 0.618 0.710 温度℃ 110.6 106.1 102.2 98.6 95.2 92.1 苯摩尔分数 液相 0.592 0.700 0.803 0.903 0.950 1.00 气相 0.789 0.853 0.914 0.957 0.979 1.00 温度℃ 89.4 86.8 84.4 82.3 81.2 80.2 2 2.35 3 4 2.46 5 6 7 8 2.61 9 10 2.45 2.33 2.56 2.58 2.49 2.39 1=

xA/xB0.212/(10.212)==2.79 0.088/(10.088)yA/yB同理可算出其它的

从而推出m2.46 所以平衡线方程

yx2.46x

1(1)x11.46x，查表知：苯和甲苯的热熔均为1.83kJ/kg，r苯393.9kJ/kg，

因为qCptrrr甲苯363kJ/kg；

。Cp0.4401.83780.5601.8392157kJ/(kmolgC)

Cptr157(9320)32220.4q=1.36

r32220.4所以q线方程为：y=3.8x-1.26;和平衡线方程联立求得：

xq0.513，yq0.720

RminxDyqyqxq0.9660.721.2

0.720.513取操作回流比R2Rmin2.4。 1.2.4求精馏塔的气液相负荷

LRD2.421.4651.50kmol/h

V(R1)D(2.41)21.4672.96kmol/h

L'LqF51.501.3648.56117.54kmol/h V'V(1q)F72.960.3648.5690.44kmol/h

1.2.5操作线方程

精馏段操作线方程为：

xR2.40.966 yn1xnDxnR1R12.412.781yn10.706xn0.284

提馏段操作线方程为：

WxL'117.5427.10ym1xmwxm0.02351.3xm0.00708

V'V'90.4489.961.2.6用逐板法算理论板数

y1xD0.966y1x12.46x1y10.966x10.9201(1)x111.46x1(1)xD2.51.460.966 y20.9340.852(1)y22.461.460.934y20.7060.9200.2840.934

x2同理可算出如下值：

y30.866;x30.760y40.820;x40.682y50.743;x50.591y60.665;x60.525y70.600;x70.411xq0.513所以第七块为进料板

y81.30.4200.007080.485;x8y90.353;x90.182

0.4850.2772.461.460.485

y100.229;x100.108y110.133;x110.0587y120.0692;x120.0292y130.0311;x130.0129xw0.0235所以总理论板数为NT12块（不含再沸器），第7块板上进料。 1.2.7实际板数的求取

由苯-甲苯体系的t-x（y）图可知xw0.0235对应的温度为塔底温度，查得为

tW108℃。

同理可查得：tD82.5℃，

由它们的安托因方程[2]

平均塔温为

tt82.5108tDw95.25℃。

220.245E0.49()T由经验式

[3]

式中，μ—相对挥发度；

—加料液体的平均粘度；

及μ为塔顶及塔底平均温度时的数值。

在95.25℃苯的粘度：0.276厘泊。 甲苯的粘度：0.270厘泊。

0.2700.2760.273厘泊 加料液体的平均粘度：

2ET0.49(0.2732.46)0.2450.540。

精馏段实际板层数N精6/0.54012

提馏段实际板层数N提6/0.54012(不含再沸器)

1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1.3.1进料温度的计算

查苯-甲苯体系的t-x（y）图可知：

tF97.5℃tD82℃tW109.5℃精馏段平均温度：

(82.597.5)tm190oC2

提馏段平均温度：

(109.597.5)tm2103.5oC

21.3.2 操作压强 塔顶压强PD =101.3kPa 取每层塔板压降ΔP=0.7kPa， 进料板压强：

PF =101.3+12×0.7=109.7kPa

塔底压强：

Pw=101.3+24×0.7=118.1 kPa

精馏段平均操作压力：

(101.3109.7)Pm1105.5kPa

2提馏段平均操作压力：

(109.7.4118.1)Pm2113.9kPa

21.2.3平均摩尔质量的计算 精馏段平均摩尔分数

y1y70.9660.6000.78322

x1x70.91850.429x0.65022y精馏段平均摩尔质量

MV0.7837810.7839281.1kg/kmolML0.6507810.6509282.9kg/kmol

提馏段平均摩尔分数

y12y70.03010.6000.31522 x12x70.01290.379x0.19622y提馏段平均摩尔质量：

0.3157810.3159287.7kg/kmol MV0.1967810.1969289.25kg/kmol ML1.2.4平均密度计算 （1）气相平均密度Vm计算 理想气体状态方程计算，即 精馏段气相密度：

vPmlMvm1105.581.12.84kg/m3

RTm18.314(90.0273.15)提馏段气相密度：

vPm2Mvm2113.987.73.19kg/m3

RTm28.314(103.5273.15)（2）液相平均密度Lm计算

由式 1iAB 求相应的液相密度。

LmiLALB对于塔顶：tD82C,查表化工原理[14](360 页)

A814kg/m3 B806kg/m3

LDm1/(0.960.04)813.7kg/m3814806对于进料板：tF97.5C，查表化工原理[14](360 页)

A795kg/m3B790kg/mLFm1/(3

0.3410.659)791.7kg/m3 795790对于塔底：tW109.5C，查表化工原理[14](360 页)

A779kg/m3B777kg/mLWm1/(3

0.01100.989)777.0kg/m3 779777精馏段平均密度：

LFm791.7813.7Lm1LDm802.7kgm-3

22提馏段平均密度：

LFm791.7777.0Lm2LWm784.4kgm-3

221.2.5液体平均表面力计算

液体表面力σM

Lm=xii 由tD82C 查手册得

LA20.7mNm-1,LB21.1mNm-1

LDm0.96620.7(10.966)21.120.7mNm-1

由tF97.5℃ 查手册得

LA19.3mNm-1,LB19.9mNm-1

LFm0.37919.3(10.379)19.919.7mNm-1

由tW109.5C查手册得

LA17.6mNm-1,LB18.4mNm-1

LDm0.012917.6(10.0129)18.418.4mNm-1

精馏段平均表面力： Lm120.719.720.2mNm-1 2 提馏段平均表面力： Lm21.3 精馏塔工艺尺寸的计算 1.3.1塔径的计算 精馏段气液相体积流率为 精馏段 VS19.718.419.1mNm-1 2VMVm172.9681.10.579m3s1

3600Vm136002.84LMLm151.5082.90.00148m3s1

3600Lm13600802.7VMVm290.4587.70.691m3s1

3600Vm236003.19LMLm2117.5489.30.00372m3s1

3600Lm23600784.35 LS提馏段 VS LS（1）精馏段塔径计算 由umaxCLV（其中CC20(L)0.2）C20由课程手册108页图5-1V20查得，其横坐标为：

FL,VLhL120.00148802.712()()0.43 VhV0.5792.84选板间距HT0.45m，取板上液层高度 hL=0.06m ， 故HThL0.450.060.38m

以FL,V为横坐标查图5-1得到C200.08，因Lm120.2mNm-1，很接近

20mNm-1，故无需校正，即CC2020mNm-1

umax0.08802.72.841.34ms-1

2.84取安全系数0.75，则空塔速度为

u0.75umax0.751.341.01ms-1

故塔径

D4Vs40.5790.854m u1.01（2）提馏段塔径计算

其中的C20查图求得，图的横坐标为

FL2,V2LhL120.00372784.3512()()0.0844 VhV0.6913.19查图5-1得到C200.075

CC20(L19.10.2)0.20.075()0.074 2020784.353.191.16ms-1

3.19umax0.074取安全系数为0.75，则空塔速度为

u0.75umax0.751.160.87ms-1

故塔径

D4Vsu40.6911.0m

0.87按标准塔径圆整为D1.0m。

根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为D1.0m。 塔截面积为

44以下的计算将以精馏段为例进行计算：

ATD21.020.785m2

空塔气速uVs,1AT0.5790.738ms-1 0.7851.3.2精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

Z精N精Ht120.455.4m

提馏段有效高度为

Z提N提Ht120.455.4m

1.4塔板主要工艺尺寸的计算 1.4.1溢流装置计算

因塔径D=1.0m可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。

各项计算如下： （1）溢流堰长lw

取堰长lw为0.7D，即lw0.71.00.7m （2）溢流堰堰高hw

hwhLhow

查1－10[1]图得，取E=1.0，则

hOW2.84103E(Lh2336000.0014823)2.841031.0()0.011m lW0.7取板上清液层高度hL0.06m 故

hWhLhOW0.060.0110.049m

（3）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af 由

lwWd0.7，查图得0.15,Wd0.15m DDAf0.15AT0.150.7850.118m2

计算液体在降液管中停留时间

AfHT0.1180.4535.8s5s

Ls0.00148故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度h0

取液体通过降液管底隙的流速u'0为0.13m/s依式1－56计算降液管底隙高度h0，即：

h0Ls0.001480.0211m lWu0'0.70.13'50mm 选用凹形受液盘，深度hW1.5浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 （1）塔板的分块

本设计塔径为D1.0m，因D800mm，故塔板采用分块式。由文献（一）查表5-3得，塔板分为4块。

（2）边缘区宽度确定

取 WsWs0.065m Wc0.040m。 （3）开孔区面积计算

Aa2(xr2x2xr2sin1)180r



D1.0WdWS(0.150.065)0.285m22

D1.0rWC0.040.46m22x其中：

故

Aa2[0.2850.460.285220.462180sin1(0.285)]0.489m2 0.46（4）浮阀数计算及其排列

预先选取阀孔动能因子Fo10,由F0=u0v可求阀孔气速uo，即

u0F0v105.93m/s 2.84每层塔板上浮阀个数为

Vs0.579N82个

2d0u0(0.039)25.9344浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按t75mm、t'65mm的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔气速为

Vs'0.579u05.91m/s

2820.785(0.039)2Nd04阀孔动能因数为

F0u0'5.913.1910.6

v所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~12的合理围，故此阀孔实排数适用。

d0.0392A0/ATN(0)282()0.125

D1.0此开孔率在10%~14%围，符合要求。所以这样开孔是合理的。 1.6塔板流体力学验算

1.6.1计算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hPhchlh计算。 (1)计算干板静压头降hc 由式Uoc1.82573.1v可计算临界阀孔气速Uoc，即

Uoc1.82573.1v1.82573.15.928m/sU0U0c， 2.84Uo2v可用hc5.34算干板静压头降，即 2gLUo2v2.845.9342hc5.345.340.034m

2gL2802.79.81(2)计算塔板上含气液层静压头降hf

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00.45，已知板上液层高度hL0.06m,所以依式hl0hL

hl0.450.060.027m

(3)计算液体表面力所造成的静压头降h

由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面力的阻力很小，所以可忽略不计。 这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降hf为hfhchlh

hfhchlh0.0340.0270.061m

换算成单板压降

PfhfLg0.061802.79.81480Pa700pa (设计允许值)

1.6.2降液管中清夜层高度Hd

Hdhfhwhdhhow

(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hf 前已计算hf0.061m

(2)液体通过降液管的静压头降hd

Ls因不设进口堰，所以可用式hd0.153Lhw02 20.00148hd0.1530.00153m

0.70.0211故

HdhfhdhL0.0610.0600.001530.123m

为了防止液泛，按式：Hd(HThw)，取校正系数0.5，选定板间距

HT0.45,hw0.049m

(HThw)0.5(0.450.049)0.250m

从而可知Hd0.123m(HThw)0.250m，符合防止液泛的要求。 (3) 液体在降液管停留时间校核

应保证液体早降液管的停留时间大于3~5 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计

AfHT0.1180.4535.8s5s Ls0.00148可见，所夹带气体可以释出。

1.6.3计算雾沫夹带量eV （1）雾沫夹带量eV

判断雾沫夹带量eV是否在小于10%的合理围，是通过计算泛点率F1来完成的。泛点率的计算时间可用式：

VsF1vLv1.36LsZL100%和F1VsvLv100%

KcFAb0.78KcFAT塔板上液体流程长度

ZLD2Wd1.020.150.70m

塔板上液流面积

AbAT2Af0.78520.1180.549m2

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0.125,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为

0.579F12.841.360.001480.70802.72.84100%52.3%和

10.1250.5492.84802.72.84100%45.1% F10.7810.1250.7850.579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eV0.1kg（液）/kg(干气）的要求。

（2）严重漏液校核

当阀孔的动能因数F0低于5时将会发生严重漏液，前面已计算F010.6，可见不会发生严重漏液。

1.7精馏段塔板负荷性能图 1.7.1雾沫夹带上限线

对于苯—甲苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值eV0.1kg（液）/kg(干气）所对应的泛点率F1 (亦为上限值),利用式

VsF1vLv1.36LsZL100%

KcFAp便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率F180，依上式有：

Vs2.841.36Ls0.70802.72.840.8 1.00.1250.549即Vs0.92315.97Ls 即为负荷性能图中的线(1)

此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作围任取两个Ls值便可算出相应的Vs。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。

Ls Vs

0.001 0.907

0.002 0.891

0.003 0.875

1.7.2液泛线 由式

Hd(HThw) HdhfhLhd hfhchlh

联立，即

(HThw)hfhLhdhchlhhLhd

vU02式中 hc5.34 ，

2Lg板上液层静压头降hl0hL

从式 hLhwhow知，hL表示板上液层高度，

how2.84LsE1000lw23

所以

23L2.84shl0hL0(hwhow)0hwE

1000lw液体表面力所造成的静压头h和液面落差h可忽略

LS液体经过降液管的静压头降可用式hd0.2lh

w02则

(HThw)hc0hLhL＋hdhc＋hd（10）hL

2vULS2.843600LS5.340.153（1）h0w2Lg1000lwh0lw2023 式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系

U0VS4

2d0N式中各参数已知或已计算出即

0.5;HT0.45m;hw0.049m;00.45;v2.84kg/m3;l802.7kg/m3;N84; U09.97Vsm/s；h00.0211m；d00.039m代入上式。

整理后便可得Vs与Ls的关系，即

V1.67305.625LS12.71LS3

此式即为液泛线的方程表达式。在操作围任取若干Ls值，可得如下表所示结果：

Ls Vs

2S220.001 1.47

0.002 1.37

0.003 1.27

用上述坐标点便可在LsVs负荷性能图中绘出液泛线 1.7.3 液相负荷上限线

为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于3～5s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。

由式AfHTLS3～5秒可知，液体在降液管最短停留时间为3～5秒。取

所对应的则为液体的最大流量Lsmax,即液5s为液体在降液管中停留时间的下限，相负荷上限，于是可得

LsmaxAfHT50.1180.450.0106m3/s

5显然由式直线。

LsmaxAfHT5所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖

1.7.4气体负荷下限线（漏液线）

对于F1型重阀，因F0<5时，会发生严重漏液，故取F05计算相应的气相流量(Vs')min

(Vs')min4d02NF0V40.03928450.298m3/s 2.841.7.5液相负荷下限线

取堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，

该线为与气相流量无关的竖直线。

2.843600LSE1000lw230.006

取E1.0代入lw的值则可求出Ls3min为

3Lsminlw0.00610000.006100020.730.000597m/s 36002.841.036002.84E2按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线。所得负荷性能图如下：

1.8小结

1. 从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。

2. 因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。

3. 按固定的液气比，从负荷性能图中可查得

4. 精馏段：气相负荷上限Vsmax =0.92 m3/s,气相负荷下限 Vsmin=0.298 m3/s，所以可得操作弹性Vsmax0.923.28 Vsmin0.298塔板的这一操作弹性在合理的围(3～5)之，由此也可表明塔板设计是合理的。

第二章 热量衡算

2.1相关介质的选择

2.1.1加热介质的选择

选用饱和水蒸气，温度140℃,工程大气压为3.69atm。

原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减少，但水蒸气压力不宜太高。

2.1.2冷凝剂

选冷却水，温度20℃，温升15℃。

原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择15℃。

2.2蒸发潜热衡算

表2—1苯—甲苯的蒸发潜热与临界温度

物质 苯 甲苯

沸点0C 80.1 110.63

2.2.1 塔顶热量

QC(R1)D(IVDILD)

蒸发潜热KJ/Kg

394 363

临界温度TC/K

288.5 318.57

其中 IVDILDXDHVA(1XD)HVB

1Tr20.38HV2HV1()

1Tr1由于tD82.50C 对于苯:

Tr2(82.5273.15)/288.51.23Tr1(80.9273.15)/288.51.22蒸发潜热

1Tr20.3811.230.38HV2HV1()394()400.71kJ/kg

1Tr111.22对于甲苯:

Tr2(82.5273.15)/318.571.12Tr1(110.63273.15)/318.571.2蒸发潜热

1Tr20.3811.120.38HV2HV1()363()285.5kJ/kg

1Tr111.2MD78.48kg/kmolD'MDD78.4821.451683.40kg/h

IVDILDXDHVA(1XD)HVB0.96400.71(10.96)285.5373.26kJ/kgQC(R1)D'(IVDILD)2.831683.4373.261.78106kJ/h2.2.2 塔底热量

QC(R1)D(IVDILD)

其中 IVDILDXDHVA(1XD)HVB

1Tr20.38HV2HV1()

1Tr1由于tW109.50C 对于苯:

Tr2(109.5273.15)/288.51.33Tr1(80.9273.15)/288.51.23蒸发潜热

1Tr20.3811.330.38HV2HV1()394()454.20kJ/kg

1Tr111.23对于甲苯:

Tr2(109.5273.15)/318.571.2015Tr1(110.63273.15)/318.571.2047蒸发潜热

1Tr20.3811.20150.38HV2HV1()363()360.60kJ/kg

1Tr111.2047MW91.67kg/kmolDMWW91.727.092483.34kg/hIVDILD(1XD)HVBXDHVA(10.02)360.600.02454.20343.72kJ/kgQC(R1)D'(IVDILD)2.832483.34343.722.42106kJ/h2.3焓值衡算

'

由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度tD82.5℃，塔底温度tw109.5℃，进料温度tF20℃。

在tD82.5℃下查得Cp1=100.00kJ/(kmolK)，Cp2=125.00kJ/(kmolK)

CpCP1xDCP2(1xD)100.000.966125.000.034 100.85kJ/(kmolK)在tw109.5℃下查得CP1106.0kJ/(kmolK)，Cp2133.5kJ/(kmolK)

CPWCP1xWCP2(1xW)

106.930.0235133.5010/0235132.85kJ/(kmolK)在tD82.5℃下查得1392.1KJ/kg，2376.5kJ/kg

1xD2(1xD)392.10.96376.50.04 391.48kJ/kg塔顶MD78.48kg/kmol

(1)0℃时塔顶气体上升的焓QV 塔顶以0℃为基准。

QVVCPtDVMD

60.70100.8582.560.70391.4878.48

42366878.16kJ/h(2)回流液的焓QR

注：此为泡点回流，据t-x(y)图查得此时组成下的泡点,用插法求得回流液组成下的tD80.8℃。得到此温度下：

Cp1100.00kJ/(kmolK)Cp2125.00kJ/(kmolK)

CPCP1xDCP2(1xD)

100.000.966125.000.034

100.85kJ/(kmolK)注：回流液组成与塔顶组成相同。

QRLCPtD

'392.5100.8580.8 319835.69kJ/h

(3)塔顶馏出液的焓QD

因馏出口与回流口组成一样，所以CD100.85kJ/(kmolK)

QDDCDtD

21.45100.8582.5

177466.68kJ/h(4)冷凝器消耗的焓QC

QCQV-QR-QD

=2366878.16-319835.69-177466.68 =1869557.79kJ/h

(5)进料口的焓QF

在tF20℃下：CP1=135.69KJ/(kmolK)，CP2=160.40KJ/(kmolK)

CPCP1xFCP2(1xF)

135.690.44160.40(10.44)59.703689.824149.53kJ/(kmolK)所以

QFFCPtF

48.54149.5320

145163.72kJ/h(6)塔底残液的焓QW

QWWCWtW

45.98132.17109.5

66540.83KJ/h(7)再沸器QB(全塔围列衡算式) 塔釜热损失为10%，则=0.9

设再沸器损失能量Q精0.1QB，QBQFQCQwQ精QD 加热器实际热负荷

0.9QBQCQWQD-QF

=1869557.8+66540.83+177466.68-145163.72 =1968401.59kJ/h

QB=2072652.11/0.9=2302946.79KJ/h

项目 平均比热容kJ/(kmolgK) 进料 151.08 冷凝器 — 塔顶馏出液 塔底残液 199.085 132.85 再沸器 — 热量kJ/h

145163.72 1869557.8 177466.68 66540.83 1968401.59 第三章 辅助设备

3.1冷凝器的选型

本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器

原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。

取进口（冷却水）温度为t120℃(夏季)

冷却水可来自自来水，冷却水出口温度一般不超过40℃，否则易结垢，取出口温度t135℃。

泡点回流温度tD80.5℃，tD82.5℃； 被冷凝的气体的平均温度80.582.581.5oC，冷凝水的平均温度2203527.5oC。在此前提下，CP100.85KJ/(kmolK)1.285KJ/(kgK) 23.1.1计算冷却水流量

GcQc1869557.829846.07kg/h

CP(t2t1)4.176(3520)3.1.2冷凝器的计算与选型 冷凝器选择列管式，逆流方式。

'(tDt1)(tDt2)(80.520)(82.535)tm53.74oC '(tt)(80.520)ln[D1]ln(82.535)(tDt2)QCKAtm

设K=450W/m2C

QC1869557.8103A21.47m2

Ktm450360053.74取裕度系数为0.8,则实际传热面积为A

21.4726.84m2 0.8按双管程计时，初步选定换热器，其具体参数见下表： 壳径/mm 公称压力/Mpa 公称传热面积/m2 管程数 壳程数 3.2再沸器的选型

本设计再沸器采用立式列管换热器。

原因：因本设计饱和蒸汽走管，混合液体走管间。对于蒸馏塔的再沸器，一般选立式列管换热器。饱和蒸汽循环与冷液体之间方向相反，当逆流式流入再沸器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。

取进口饱和蒸汽温度140℃，气化潜热r=2148.7kJ/kg，tW109.5℃ 3.3.1计算饱和蒸汽流量

400 2.5 33.8m2 1 1 管子尺寸 管长 管子总数 管子排列方式 折流挡板形式 φ25mm2.5mm 4.5m 98 正三角形 圆缺形 Wh

QB2302946.791071.78 r2148.73.3.2再沸器的计算与选型 选择立式列管式，逆流方式。

'(tDt1)(tDt2)(140109.5)(130109.5)otm25.17C '(tt)(140109.5)lnlnD1(130109.5)(tt)D2QBKtmS

设K=450W/m2C

QC2302946.97103A56.48m2

Ktm450360025.17取裕度系数为0.8,则实际传热面积为A56.4870.6m2 0.8按双管程计时，初步选定换热器，其具体参数见下表：

壳径/mm 公称压力/Mpa 公称传热面积/m2 管程数 壳程数

600 2.5 80.1 2 1 管子尺寸 管长 管子总数 管子排列方式 折流挡板形式 φ25mm×2.5mm 4500mm 232 正三角形 圆缺形 第四章 塔附件设计

4.1接管 4.1.1进料管

进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：

D4VS uF11873.0kg/m3

x11x10.4410.4488286612m取uF1.6m/s，

VSF48.5485.840.00132m3/s

3600F3600873.040.0014634.1mm

3.14161.6D选择433.5型进料管。 4.1.2回流管

采用直管回流管，取uR1.6m/s。

VSLM21.452.478.480.00138m3/s

3600F3600813.74VL11.640.001380.0331m33.1mm

1.6dR选择382.5型回流管。 4.1.3塔底出料管

取uW1.6m/s，直管出料L795.5kg/m3

dw4VS40.003720.0544m54.4mm uw1.6选择63.54型出料管。

4.1.4塔顶蒸汽出料管

直管出气，取出口气速u20m/s。

mPM101.3378.52.694kg/m3 RT8.314(82273.15)VSVM21.45(2.41)78.50.590m3/s

3600D36002.6944V1u40.5900.194m194mm

20d顶蒸选择21912型塔顶蒸汽出料管。 4.1.5塔底进气管

采用直管取气速u23m/s，则

D4V2u 4V2u40.6910.196m196mm

23d底进选择21911型塔底进气管。 4.2筒体与封头

4.2.1筒体

1.05614000.24.12mm

212500.9壁厚选6mm，所用材质为A3 4.2.2封头

封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本样封设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1000mm，可查得曲面高h1450mm,直边高度h040mm，表面积

F封3.73m2，容积V封0.866m3。选用封头Dg18006，JB1154-73。

4.3除沫器

在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。

设计气速选取：

uk'LV且k'0.107V

0.107802.72.841.796m/s

2.84除沫器直径

D4VS40.5790.641m u1.796选取不锈钢除沫器 类型：标准型；规格：40-100；材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni19Ti）；丝网尺寸：圆丝φ0.23。

4.4裙座

塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座径>800mm,故裙座壁厚取16mm。

基础环径：

Dbi(1000216)(0.20.4)103632mm

基础环外径：

Dbo(1000216)+(0.20.4)1031432mm

经圆整后裙座取Dbi0.7m，Dbo1.5m；基础环厚度考虑到腐蚀余量去1.2m；考虑到再沸器，裙座高度取2.2m，地脚螺栓直径取M22。

4.5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，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔10~20块板才设一个孔，本塔中共24块板，需设置2个人孔，每个人孔直径为450mm，板间距为600mm,裙座上应开2个人孔，直径为450mm，人孔深入塔部应与塔壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。

4.6塔总体高度的设计 4.6.1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。

4.6.2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，釜液停留时间取5min。

HB(tL's60Rv)/AT(0.50.7)

=(50.00372600.142)/0.7850.351.591m

4.6.3塔立体高度

H1HTN280045024160012400mm=12.4m

HH1+H顶+HB+H封+H裙12.41.21.5910.492.217.88m

4.7泵的选型 4.7.1进料泵

进料流量Q=5.25m3/h则选择泵的型号为IS-32-125

转速n/2900r/min;扬程H/22m；效率η/47%；轴功率N/0.96%; (NPSH)2.0/m; 4.7.2回流液输送泵

回流液流量Q=2.1m3/h，则选择泵的型号同上。

设计结果汇总

浮阀塔的工艺设计计算结果汇总表

项目容 塔径 D/m 板间距HT/m 塔板形式 空塔气速U/(m/s) 堰长(lw) 堰高hw/m 板上液层高度h L/m 降液管底隙高度h0/m 浮阀数N/个 阀孔气速U0/(m/s) 临界阀孔气速U0c(m/s) 阀孔动能因数F0 孔心距t/m 排间距h/m 单板压降ΔP/Pa 液体在降液管停留时间τ/s 降液管清液层高度Hd/m 泛点率(%) 气相负荷上限Vsmax/(m3/s) 气相负荷下限Vsmin/(m3/s) 操作弹性

数值或说明 1.0 0.45 单溢流弓形降液管 1.01 0.7 0.049 0.060 0.050 82 5.910 5.928 10.6 0.075 0.065 480 35.8 0.123 52.3 1.10 0.298 3.28 备注 分块式塔板 等腰三角形叉排 同一横排的孔心距 相邻两横排中心线距离 雾沫夹带控制 漏液控制 设计总结

经过这段时间的查阅文献、计算和整理，使我们对以往学过的知识有了进一步的认识，同时培养了我们理论联系实际的能力，这次精馏塔设计加深了我们对化工生产过程的理解和认识，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我们深深地感受到工程设计的复杂性以及我们了解的知识的狭隘性。

此次设计培养了我们的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识，更极拓宽了我们的知识面，让我们更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来工作无疑将起到重要的作用。

在此次计过程中，我们的收获很大，感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次设计，我们深深地体会到与交流的重要性。通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路。

致

感我们的化工原理老师贾冬梅和CAD制图老师吕亚萍，同时感元伟老师和妍老师在课下给予的辅导。老师们认真辅导使我们在设计过程中方向明确，加深了我们对化工原理这门可认识。老师们及时指出我们设计过程中出现的一些错误，让我们少走许多弯路。这不仅节约了我们的设计时间，更使我们加深了印象，在以后的设计过程中不至于再犯同样的错误。经过老师们的指导，我们学习到很多在书本中学不到的知识，提高了运用理论知识解决实际问题的能力，自身的综合素质也不断提升。

感老师为我们提供这次将所学理论知识转化为实践运用的机会，为我们提供了锻炼自己平台。在此，对老师们表达诚挚的意！

参考文献

[1]敏恒,从德滋,方图南等.化工原理(上册第二版).:化学工业,1999 [2]敏恒,从德滋,方图南等.化工原理(下册第三版).:化学工业,2006 [3]光启,马连湘,杰.化学化工物性数据手册(有机卷).:化学工业,2002 [4]贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计.天津:天津大学,2002 [5]受谦.化工手册(上卷).:科学技术,1986 [6]受谦.化工手册(下卷).:科学技术,1984 [7]路秀林，王者相.塔设备.：化学工业，2004

[8]唐伦成.化工原理课程设计简明教程.：工程大学,2005 [9]王国胜.化工原理课程设计（第二版）.:理工大学，2006 [10]王静康.化工设计.:化学工业,1995 [11]AutoCAD 2002培训教程.:电子工业,2003

[12]周大军,揭嘉.化工工艺制图.:化学工业教材出版中心,2005 [13]贺匡国.化工容器及设备简明设计手册.：化学工业,2002 [14]玉英.化工原理（上册）.天津：天津科学技术,2005

主要符号说明

符 号 A AT Af AP Cp D d0 ET eV F H H HT hL Hd how hp hw h0 hf hc hl hσ hd Δh K lw L LS 意 义 传热面积 塔截面积 降液管截面积 鼓泡区面积 摩尔定压热容 塔径 阀孔直径 板效率 液沫夹带量 进料流量 折流挡板间距 塔的有效高度 板间距 板上液层高度 液体通过降液管的高度 堰上液层高度 人孔高度 外堰高 降液管底隙高度 塔板静压头 干板静压头降 含气液层静压头降 表面力造成的静压头降 降液管的静压头降 液面落差 传热系数 堰长 下降液体流量 液相流量 SI单位 m2 m2 m2 m2 kJ/（kmol·K） m m kmol/h m m m m m m m m m m m m m m m W/（m2·K） m kmol/h m3/s M N P Pr ΔP q Q r R Re t Δtm u u0 u0c V VS W wd wc wh wS

摩尔质量 塔板数 操作压力 普朗特数 压力降 进料状况参数 热负荷 鼓泡区半径 回流比 雷诺数 温度 平均温度差 空气速 阀孔气速 临界阀孔气速 上升蒸汽流量 气相流量 塔底产品流量 降液管宽度 边缘区宽度 冷却水用量 安定区宽度 kg/kmol kPa Pa kJ/h m ℃ ℃ m/s m/s m/s kmol/h m3/s kmol/h m kg/h m 附录

塔底出料管塔顶回流管除 沫 器塔顶出料管人 孔塔 板塔底进料管封 头裙 座序 号名 称 滨州学院化学与化工系化学工程与工艺专业化工原理课程设计职责设计制图审核签名秦剑峰秦剑峰吕亚萍日期2010.11.292010.12.042010.12.08比例1 : 10数 量材 料备 注塔

塔板

LM

CWE-103FPT代 号T名 称低压蒸汽冷却水（入）冷却水（出）冷凝水截止阀代 号代 号放 空压 强温 度流 量液 位产 品釜 液LMCWE-105TPTFLDLWLCWRSCP-102PTFA-101F调节阀取样口C-101E-101疏水器PTPFP 14 13 12 11FTA-101C-101E-105E-104E-103E-102E-101P-104P-103P-102P-101V-103V-102V-101分配器精馏塔冷却器冷却器全凝器再沸器原料预热器产品泵釜液泵回流泵原料泵原料贮藏原料贮藏名 称规 格 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1数 量备 注E-104 10 11 9LE-102F 8 7 6V-103LV-101V-102L 5DLP-104WL 4 3 2P-101P-103CWRSW下水道 1 滨州学院化学与化工系化学工程与工艺专业化工原理课程设计职 责设 计制 图审 核比 例签 名日 期流程图