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1、设计任务书设计题目：苯甲苯持续精馏浮阀塔设计设计条件： 常压： 解决量： 进料构成：馏出液构成： 釜液构成： （以上均为摩尔分率） 塔顶全凝器： 泡点回流 回流比： 加料状态： 单板压降： 设 计 要 求 ： (1) 完毕该精馏塔工艺设计（涉及物料衡算、热量衡算、筛板塔设计算）。(2) 画出带控制点工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。(3) 写出该精馏塔设计阐明书，涉及设计成果汇总和设计评价。目录摘 要1绪 论2设计方案选取和论证3第一章 塔板工艺计算41.1基本物性数据41.2精馏塔全塔物料衡算41.2.1已知条件41.2.2物料衡算51.2.3平衡线方程拟定51.2.4求精馏塔气
2、液相负荷61.2.5操作线方程61.2.6用逐板法算理论板数61.2.7实际板数求取71.3精馏塔工艺条件及关于物性数据计算81.3.1进料温度计算81.3.2操作压力计算81.3.3平均摩尔质量计算81.3.4平均密度计算91.3.5液体平均表面张力计算101.3.6液体平均粘度计算101.4 精馏塔工艺尺寸计算101.4.1塔径计算101.4.2精馏塔有效高度计算111.5 塔板重要工艺尺寸计算121.5.1溢流装置计算121.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置131.7塔板流体力学验算141.7.1计算气相通过浮阀塔板静压头降hf141.7.2计算降液管中清夜层高度Hd151.7.3计算雾沫
3、夹带量eV151.8塔板负荷性能图161.8.1雾沫夹带线161.8.2液泛线171.8.3 液相负荷上限线181.8.4漏液线181.8.5液相负荷下限线181.9小结19第二章 热量衡算202.1有关介质选取202.1.1加热介质选取202.1.2冷凝剂202.2热量衡算20第三章 辅助设备233.1冷凝器选型233.1.1计算冷却水流量233.1.2冷凝器计算与选型233.2冷凝器核算243.2.1管程对流传热系数1243.2.2计算壳程流体对流传热系数0253.2.3污垢热阻263.2.4核算传热面积263.2.5核算压力降26第四章 塔附件设计294.1接管294.1.1进料管294
4、.1.2回流管294.1.3塔底出料管294.1.4塔顶蒸气出料管304.1.5塔底进气管304.2筒体与封头304.2.1筒体304.2.2封头304.3除沫器314.4裙座314.5人孔314.6塔总体高度设计324.6.1塔顶部空间高度324.6.2塔底部空间高度324.6.3塔立体高度32设计成果汇总33结束语34参照文献35重要符号阐明36附 录38摘 要化工生产常需进行二元液相混合物分离以达到提纯或回收有用组分目，精馏是运用液体混合物中各组分挥发度不同并借助于多次某些汽化和多次某些冷凝达到轻重组分分离目办法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要地位。为此，掌握气液相平
5、衡关系，熟悉各种塔型操作特性，对选取、设计和分析分离过程中各种参数是非常重要。塔设备是化工、炼油生产中最重要设备类型之一。本次设计浮阀塔是化工生产中重要气液传质设备。此设计针对二元物系精馏问题进行分析、选用、计算、核算、绘图等，是较完整精馏设计过程，该设计办法被工程技术人员广泛采用。本设计书对苯和甲苯分离设备浮阀精馏塔做了较详细论述，重要涉及：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等附图。采用浮阀精馏塔，塔高13.11米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为25。算得全塔效率为0.534。塔顶使用全凝器，某些回流。精馏段实际板数为13，提馏段实际板数为12。实际加料位置在第13块板(从上往下数)，操作弹
6、性为3.43。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带流体力学验算，均在安全操作范畴内。塔附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用140饱和蒸汽加热，用15循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。核心词：苯_甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备构造绪 论化工生产中常需进行液体混合物分离以达到提纯或回收有用组分目。互溶液体混合物分离有各种办法，蒸馏及精馏是其中最惯用一种。蒸馏是分离均相混合物单元操作之一，精馏是最惯用蒸馏方式，是构成化工生产过程重要单元操作。为实现高纯度分离已成为蒸馏办法能否广泛应用核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏核心是回流，精馏操作实质是塔底供热产
7、生蒸汽回流，塔顶冷凝导致液体回流。咱们工科大学生应具备较高综合能力、解决实际生产问题能力和创新能力。课程设计是一次让咱们接触并理解实际生产大好机会，咱们应充分运用这样机会去认真去对待。而新颖设计思想、科学设计办法和先进设计作品是咱们所应坚持努力方向和追求目的。浮阀塔盘自20世纪50年代初期开发以来，由于制造以便及其性能上长处，诸多场合已取代了泡罩塔盘。此类塔盘塔盘板开有阀孔，安顿了能在恰当范畴内上下浮动阀片，其形状有圆形、条形及方形等。由于浮阀与塔盘板之间流通面积能随气体负荷变动而自动调节，因而在较宽气体负荷范畴内，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，
8、液面落差也较小。与泡罩塔盘相比，解决能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺陷是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作气速不也许会很高，由于会产生严重雾沫夹带，这就限制了生产能力进一步提高。 具备代表性浮阀塔有F1型（V1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。 设计方案选取和论证 1 设计流程本设计任务为分离苯_甲苯混合物。对于二元混合物分离，采用持续精馏流程。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，冷凝液在泡点下一某些回流至塔内，别的某些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2
9、倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 持续精馏塔流程流程图 持续精馏流程附图图1-1 流程图 2 设计思路在本次设计中，咱们进行是苯和甲苯二元物系精馏分离，简朴蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分某些增浓，如何运用两组分挥发度差别实现高纯度分离，是精馏塔基本原理。事实上，蒸馏装置涉及精馏塔、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，分为持续蒸馏和间歇蒸馏，咱们这次所用就是浮阀式持续精馏塔。蒸馏是物料在塔内多次某些汽化与多次某些冷凝所实现分离。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中冷却介质将余热带走。在此过程中，热能运用率很低，有时后可以考虑将余热再运用
10、，在此就不论述。要保持塔稳定性，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-全能器连种不同设立。在这里准备用全凝器，由于可以精确控制回流比。本次设计是在常压下操作。 由于这次设计采用间接加热，因此需要再沸器。回流比是精馏操作重要工艺条件。选取原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要依照实际需要选定回流比。塔板工艺计算流体力学验算塔负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算 图1-2 设计思路流程图1、本设计采用持续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选R=2.0Rmin。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
11、泡罩塔板和筛孔塔板基本上发展起来，它吸取了两者长处，其突出长处是可以依照气体流量自行调节开度，这样就可以避免过多漏液。此外还具备构造简朴，造价低，制造以便，塔板开孔率大，生产能力大等长处。浮阀塔始终成为化工生中重要传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出新型浮阀进一步加强了流体导向作用和气体分散作用，使气液两相流动接触更加有效，可明显提高操作弹性和效率。从苯甲苯有关物性中可看出它们可近似地看作抱负物系。并且浮阀与塔盘板之间流通面积能随气体负荷变动而自动调节，因而在较宽气体负荷范畴内，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。第一章
12、 塔板工艺设计1.1基本物性数据 表1-1 苯、甲苯粘度温度020406080100120苯0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228 表1-2 苯、甲苯密度温度020406080100120苯-877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0 表1-3 苯、甲苯表面张力温度020406080100120苯 31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.8928.5426.2223.94
13、21.6919.4917.34 表1-4 苯、甲苯摩尔定比热容温度050100150苯 72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6 表1-5 苯、甲苯汽化潜热温度20406080100120苯 431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯 412.7402.1391.0379.4367.1354.21.2物料衡算1.2.1塔物料衡算（1）苯摩尔质量：甲苯摩尔质量：=（2）原料液及塔顶、塔底产品平均摩尔质量：（3）物料衡算总物料衡算： 即 （1） 易挥发组分物料衡算： 即 （2）塔物料衡算 总物料衡算：D+W=100 苯物料衡算：0.98D
14、+0.02W=0.45100解得： D= W= 1.2.2平衡线方程拟定由文献1中苯与甲苯汽-液平衡构成可以找出算出。如表1-6 苯甲苯（101.3kPa）t-x-y相平衡数据苯摩尔分数温度苯摩尔分数温度液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2=同理可算出其他2.352.332.462.562
15、.582.492.612.392.45从而推出因此平衡线方程由于q=0.96即取操作回流比。 1.2.4求精馏塔气液相负荷 1.2.5操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：1.2.6用逐板法算理论板数同理可算出如下值：因此总理论板数为13块（涉及再沸器），第7块板上进料。1.2.7实际板数求取由苯与甲苯不同温度下平衡构成作出其二元液相图。由图可知相应温度为塔底温度，查得为。由它们安托因方程2假设一种泡点t,代入上式检查，可知只有时，算出，因此塔顶温度为。这样，平均塔温为。由经验式3式中，相对挥发度；加料液体平均粘度；及为塔顶及塔底平均温度时数值。在苯粘度：厘泊。 甲苯粘度：厘泊。加
16、料液体平均粘度：厘泊。精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 1.3精馏塔工艺条件及关于物性数据计算1.3.1进料温度计算依式=0.49（）查苯甲苯气液平衡数据，由内插法求得： 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 1.3.2 操作压强塔顶压强 =101.3kPa取每层塔板压降P=0.7kPa，进料板压强： =101.3+130.7=110.4kPa塔底压强：=101.3+250.7=118.8 kPa 精馏段平均操作压力： 提馏段平均操作压力：1.3.3平均摩尔质量计算塔顶： XD=Y1=0.98，X1=0.951 进料板：YF=，XF= 塔釜： XW=0.0187，YW= 精馏段平均摩尔质量：
17、提馏段平均摩尔质量： 1.3.4平均密度计算(1) 气相平均密度计算抱负气体状态方程计算，即精馏段气相密度：提留段气相密度：(2) 液相平均密度计算由式 求相应液相密度。当时,用内插法求得下列数据 对于进料板：用内插法求得下列数据 对于塔底： 精馏段平均密度：提馏段平均密度：1.3.5液体平均表面张力计算液体表面张力M = 由查手册得 由 查手册得 由查手册得 精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力： 1.3.6液体平均粘度计算塔顶液相平均黏度计算由 查表得：进料板液相平均黏度计算由 查表得： 同理可得由 查表得：同理可得1.4 精馏塔工艺尺寸计算1.4.1塔径计算精馏段气液相体积流率为精馏
18、段 提馏段 （1）精馏段塔径计算，由 （由式）由课程手册108页图5-1查图横坐标为 选板间距，取板上液层高度 =0.06m ，故觉得横坐标查图5-1得到 取安全系数为，则空塔速度为塔径 按原则塔径圆整为 （2）提馏段塔径计算 其中查图，图横坐标为取板间距 板上液层高度 则 查图5-1得到取安全系数为，则空塔速度为塔径 按原则塔径圆整为 依照上述精馏段和提馏段塔径计算，可知全塔塔径为 塔截面积为如下计算将以精馏段为例进行计算： 实际空塔气速为 1.4.2精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为。故精馏塔有效高度为1.5 塔板重要工艺尺寸计算1.5.1溢流
19、装置计算因塔径D=1.4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）溢流堰长取堰长为0.66D，即（2）溢流堰堰高hw查1101图得，取E=1.0，则取板上清液层高度 故 （3）降液管宽度Wd和降液管面积由，查图得故 计算液体在降液管中停留时间故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙流速为0.11m/s依式156计算降液管底隙高度h0，即：故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置（1）塔板分块本设计塔径为，因，故塔板采用分块式。由文献（一）查表5-3得，塔板分为4块。（2）边沿区宽度拟定 取 。（3）
20、开孔区面积计算 其中： 故 （4）浮阀数计算及其排列预先选用阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速，即每层塔板上浮阀个数为浮阀排列，考虑到各分块支承与衔接要占去一某些鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下阀孔气速为阀孔动能因数为因此阀孔动能因子变化不大，仍在912合理范畴内，故此阀孔实排数合用。此开孔率在5%15%范畴内，符合规定。因此这样开孔是合理。1.7塔板流体力学验算1.7.1计算气相通过浮阀塔板静压头降每层塔板静压头降可按式计算。(1)计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即(2)计算塔板上含气液层静压头降由于所分离苯
21、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 因此依式(3)计算液体表面张力所导致静压头降由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力阻力很小，因此可忽视不计。这样，气流经一层，浮阀塔板静压头降为换算成单板压降(设计容许值)1.7.2降液管中清夜层高度式(1)计算气相通过一层塔板静压头降前已计算(2)计算溢流堰（外堰）高度前已计算(3)液体通过降液管静压头降因不设进口堰，因此可用式式中m(4)塔板上液面落差由于浮阀塔板上液面落差很小，因此可忽视。(5)堰上液流高度前已求出这样 为了防止液泛，按式：，取校正系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛规定。(6) 液体在降液管内停留时间校核应
22、保证液体早降液管内停留时间不不大于35 s,才干使得液体所夹带气体释出。本设计5 s可见，所夹带气体可以释出。1.7.3计算雾沫夹带量（1）雾沫夹带量判断雾沫夹带量与否在不大于10%合理范畴内，是通过计算泛点率来完毕。泛点率计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积苯和甲苯混合液可按正常物系解决，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,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为及为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%如下。从以上计算成果可知，其泛点率都低于80%，因此雾沫夹带量能满足规定。（2）严重漏液校核当阀孔动能因数低于5时将会发生严重漏液，前面已计算，
23、可见不会发生严重漏液。1.8精馏段塔板负荷性能图1.8.1雾沫夹带上限线对于苯甲苯物系和已设计出塔板构造，雾沫夹带线可依照雾沫夹带量上限值所相应泛点率 (亦为上限值),运用式和便可作出此线。由于塔径较大，因此取泛点率，依上式有整顿后得即 即为负荷性能图中线(1)此式便为雾沫夹带上限线方程，相应一条直线。因此在操作范畴内任取两个值便可依式算出相应。运用两点拟定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带上限线。 0.001 0.003 0.005 0.007 2.2212.173 2.1252.0771.8.2液泛线由式， 联立。即式中， ，板上液层静压头降 从式知，表达板上液层高度，。因此板上液体
24、表面张力所导致静压头和液面落差可忽视液体通过降液管静压头降可用式则 式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系 式中各参数已知或已计算出，即 ；代入上式。整顿后便可得与关系，即 此式即为液泛线方程表达式。在操作范畴内任取若干值，依 0.001 0.003 0.005 0.007 3.0072.83 2.602.261用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中(2)。1.8.3 液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应不大于35s。因此对液体流量须有一种限制，其最大流量必要保证满足上述条件。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取为液体在降液管
25、中停留时间下限，所相应则为液体最大流量,即液相负荷上限，于是可得所得到液相上限线是一条与气相负荷性能无关竖直线，即负荷性能图中线(3)。1.8.4气体负荷下限线（漏液线）对于F1型重阀，因500(Re)-0.228;nc横过管束中心线管子数，对正方形排列(式中n为换热器总管数)；NB折流挡板数；n折流挡板间距，m;u0按壳程流通截面积A0计算流速，而A0=h(D-nCd0);D壳径，m;d0换热管外径，m。本题中，管子排列方式对压力影响校正因数Fs=1.15,壳层数Ns=1。管子为正方形斜转45排列，管子排列办法对压力降校正系数F=0.4.横过管束中心线管子数取折流挡板数壳程流通截面由于蒸汽冷
26、凝后变成液体，因此这时涉及到有关物性数据得带入液态时数据。于是 Pa Pa因此通过以上压力降核算可知管程和壳程压力降都不大于所规定30kPa,因此所选冷凝器是适当。第四章 塔附件设计4.1接管4.1.1进料管进料管构造类型诸多，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： 取， 4.1.2回流管采用直管回流管，取。，4.1.3塔底出料管取，直管出料 4.1.4塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速。4.1.5塔底进气管采用直管取气速，则4.2筒体与封头4.2.1筒体壁厚选6mm，所用材质为A34.2.2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，
27、由公称直径D=1400mm，可查得曲面高,直边高度，内表面积，容积。选用封头，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状况下，设立除沫器，以减少液体夹带损失，保证气体纯度，保证后续设备正常操作。本设计采用丝网除沫器，其具备比表面积大、质量轻、空隙大及使用以便等长处。设计气速选用： 除沫器直径选用不锈钢除沫器 类型：原则型；规格：40-100；材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni19Ti）；丝网尺寸：圆丝0.23。4.4裙座塔底惯用裙座支撑，裙座构造性能好，连接处产生局部阻力小，因此它是塔设备重要支座形式，为了制作以便，普通采用圆筒形。由于
28、裙座内径,故裙座壁厚取16mm。基本环内径： 基本环外径： 经圆整后裙座取，；基本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唯一通道，人孔设立应便于人进出任何一层塔板。由于设立人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体弯曲度难以达到规定，普通每隔1020块板才设一种孔，本塔中共25块板，需设立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，人孔进一步塔内部应与塔内壁修平，其边沿需倒棱和磨圆，人孔法兰密封面形状及垫片用材，普通与塔接管法兰相似，本设计也是如此。4.6
29、塔总体高度设计4.6.1塔顶部空间高度塔顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头直线距离，取除沫器到第一块板距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。4.6.2塔底部空间高度塔底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线距离，釜液停留时间取5min。 =4.6.3塔立体高度 设计成果汇总 浮阀塔工艺设计计算成果汇总表项目内容数值或阐明备注塔径 D/m1.40 板间距HT/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速U/(m/s)0.840堰长(lw)0.792板上液层高度hW/m0.06降液管底隙高度h0/m0.03浮阀数N/个129等腰三角形叉排阀孔气速U0/(m/s)6.16临界阀孔气速U0c(m/s)5.97阀孔动能因数F010.30孔心距t/m0.075同一横排孔心距排间距h/m0.065相邻两横排中心线距离单板压降P/Pa504液体在降液管内停留时间/s15.4降液管内清液层高度