1、目 录第一章 绪论 .11.1 设计题目 .11.2 精馏及精馏流程 .11.3 精馏的分类 .11.4 精馏塔的工作原理 .21.5 精馏操作的特点 .21.6 塔板的类型与选择 .3第二章 精馏塔的设计任务 .42.1 精馏塔的工艺参数 .42.2 设计内容 .42.3 工艺流程设计方案 .5第三章 精馏塔的工艺设计计算 .63.1 设计方案的确定 .63.2 精馏塔的物料衡算 .63.2.1 原料液、塔顶和塔釜产品的摩尔分数 63.2.2 原料液、塔顶和塔釜产品的平均摩尔质量 63.2.3 物料衡算 63.3 塔板数的确定 .73.3.1 理论塔板数的确定 73.3.2 求实际塔板数 1
2、03.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .103.4.1 操作压力 103.4.2 操作温度 103.4.3 平均摩尔质量 103.4.4 平均密度 113.4.5 液相平均表面张力 113.4.6 液相平均黏度 123.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .123.5.1 塔径的计算 123.5.2 精馏塔有效高度的计算 133.6 塔板主要工艺尺寸的计算 .143.6.1 溢流装置计算 143.6.2 塔板布置及浮阀数目与排列 163.7 塔板流体力学验算 .183.7.1 气相通过浮阀塔板的压降 183.7.2 淹塔 203.7.3 雾沫夹带 203.8 塔板负荷性能图 .223.8.
3、1 雾沫夹带线 223.8.2 液泛线 223.8.3 液相负荷上限线 233.8.4 漏液线 233.8.5 液相负荷下限线 243.9 计算结果汇总 .25第四章 精馏塔机械设计 .274.1 选材 .274.2 塔器壁厚及质量计算 .274.2.1 塔器壁厚计算 274.2.2 塔的质量计算 284.3 塔体强度与稳定性校核 .324.3.1 塔的基本自振周期计算 324.3.2 地震载荷计算 324.3.3 风载荷的计算 354.3.4 各种载荷引起的轴向应力 384.3.5 筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核 404.3.6 筒体和裙座水压试验应力校核 414.4 基础环厚度计算
4、.434.5 地脚螺栓计算 .444.5.1 地脚螺栓计算承受的最大压力 444.5.2 地脚螺栓直径 444.5.3 裙座与塔壳连接焊缝验算 444.6 开孔与孔补强计算 .454.6.1 填料上下塔段连接部位的补强计算 454.6.2 有效补强范围 464.6.3 有效补强面积 464.7 接管的选用 .474.8 接管法兰的选取 .48第五章 塔设备的制造及安装 .505.1 制造要求 .505.2 组装要求 .515.3 封口前的检查 .52心得体会 .53参考文献 .550第一章 绪论1.1 设计题目苯甲苯连续精馏塔的工艺设计（浮阀塔）1.2 精馏及精馏流程精馏是多级分离过程，即同时
5、进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的:（1）获得馏出液塔顶的产品；（2）将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等；（3）脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备叫做精馏塔。精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔顶上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过
6、程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品。根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。1.3 精馏的分类按操作方式可分为:间歇式和连续式，工业上大多数精馏过程都是采用连续稳定的操1作过程。化工中的精馏操作大多数是分离多组分溶液。多组分精馏的特点：能保证产品质量，满足工艺要求，生产能力大；流程短，设备投资费用少；耗能量低，收率高，操作
7、费用低；操作管理方便。1.4 精馏塔的工作原理塔设备的工作原理是通过内部结构使气液两相或液液之间充分接触，实现质量传递和热量传递。它是一种重要的单元操作设备，在石油化工、炼油、医药及环境保护等工业部门应用广泛。蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器） ，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的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，适合于小规模、多品种或多种组分物系的初步分离。本设计主要内容，主要是工艺设计部分，塔板的类型和选择、操作压力的选择、精馏塔的物料衡算、
8、确定塔高、塔径、理论塔板数、全塔效率、塔顶及塔底产品的预分配、溢流装置的设计、塔板流体力学验算、气相通过筛板塔的压强降等。本次设计的题目是苯甲苯连续精馏塔的工艺设计，选用筛板式塔。此塔具有生产能力较大、操作弹性大、液面落差也较小、压力降小、结构简单、造价低等特点，发展前途广泛，主要应用于石油、化工、轻工、医药及环境保护等领域。1.5 精馏操作的特点从上述对精馏过程的简单介绍可知，常见的精馏塔的两端分别为汽化成分的冷凝和液体的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，精馏操作又有如下特点：（1)沸点升高 2精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下
9、纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。（2)物料的工艺特性 精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。（3)节约能源 精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。1.6 塔板的类型与选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板
10、两类 ，工业应用以错流式 塔板为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板、筛孔塔板和浮阀塔板。我们应用的是浮阀塔板，因为它是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。它具有结构简单，制造方便，造价低；塔板开孔率大，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，气液接触时间较长，故塔板效率较高。3第二章 精馏塔的设计任务2.1 精馏塔的工艺参数1. 进精馏塔的料液含苯 35%(质量)，其余为甲苯。2. 产品的苯含量不得低于 98%（质量） 。3. 釜液中苯含量不得高于 3.0%（质量） 。4. 生产能力为年（8000 小时）产 16 万吨 98%（
11、质量）的苯产品。5. 操作条件（1）精馏塔塔内压强 常压（2）进料热状态 泡点（3）回流比 自选（4）加热蒸汽 低压饱和蒸汽（5）单板压降 0.7kPa（6）塔顶压强 35kPa（表压）6. 设备型式 浮阀塔7.厂址为锦州地区。2.2 设计内容1.确定精馏装置流程2.精馏塔的工艺设计塔板数基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论，塔板效率，实际塔板数，板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置，流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性等等。3. 精馏塔的机械设计选材，壁厚质量计算，载荷的校核，如地震载荷风弯距计算等，开孔补强等等。4. 主要附属设备设计计算及选型42.3 工艺流程设计
12、方案工艺流程：原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。5第三章 精馏塔的工艺设计计算3.1 设
13、计方案的确定本设计任务为分离苯和甲苯二元混合物，故采用常压下的连续精馏装置。本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽用全凝器冷凝，冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内进一步精馏，其余部分作为产品经冷却器冷却后送入储罐。该物系属易分离物系，故采用的最小回流比较小，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，塔釜产品经冷却后送入储罐。3.2 精馏塔的物料衡算3.2.1 原料液、塔顶和塔釜产品的摩尔分数苯的摩尔质量 kmol/g78AM甲苯的摩尔质量 92B0.35780.36Fx0.9870.9832Dx592W3.2.2 原料液、塔顶和塔釜产品的
14、平均摩尔质量 0.3978.61928.54FMkg/mol07D.51W/l3.2.3 物料衡算原料处理量 21043.86.Fkmol/h对苯进行物料衡算 DW60.983.5231.09.13DW联立解得， 6kmol/h45kmol/h3.3 塔板数的确定3.3.1 理论塔板数的确定 苯-甲苯属二元理想物系，采用图解法求理论塔板数。苯-甲苯气液平衡与温度关系，见附表一表 1-苯-甲苯气液平衡与温度关系表苯的摩尔分数 苯的摩尔分数液相 汽相温度/C液相 汽相温度/C0.0 0.0 110.6 59.2 78.9 89.48.8 21.2 106.1 70.0 85.3 86.820.0
15、37.0 102.2 80.3 91.4 84.430.0 50.0 98.6 90.3 95.7 82.339.7 61.8 95.2 95.0 97.9 81.248.9 71.0 92.1 100.0 100.0 80.2（1）由苯-甲苯气液平衡数据绘 图，见附图 1。yx7附图 1(2) 求最小回流比和操作回流比 由附图 1 可知 ， ，0.39qx.609qy则最小回流比为 min83.6091.7.DqxR操作回流比 in1.52（3） 求精馏塔的汽液相负荷 2.687LRDkol/h(1)(51)6308.12Vml/ .2.45qF()308）（ h/kol(4) 操作线方程精
16、馏段操作线方程：812.5610.983.720.8DRyxxx提馏段操作线方程： 4.84.51.4.63012WLyxxxV（5）图解法求理论塔板数由附图 1 可知，总理论塔板数 ，其中 ， （不包括再沸器） 。5TN,7T精 ,8TN提(6) 估算全塔效率因塔顶为全凝器，则塔顶第一块塔板处气相组成 ，由附图 1 知第一10.983Dyx块塔板处液相组成 ，进料板处液相组成 ，气相组成 ，塔底10.958x.3F.609Fy液相组成 ，气相组成 ，.3W0.5Wy则塔顶、进料板和塔底相对挥发度为 0.958.8311D（ ）0.39.61()FW（ ）解得， 2.47D2.4F1.45W塔
17、内平均相对挥发度为 3327.1452.06mDF由气液平衡数据估算温度 ， ， 8tC9tWtC则塔内平均温度 4109233 WFDmt 进料液组成 ， ，在 94 时苯和甲苯黏度分别为0.9Ax.6BxsPa26.AsPa30.2.103.284LiABxx由 法得全塔效率conelO 0.25 0.25.49()49(.6)6omLE 93.3.2 求实际塔板数精馏段塔板数 ,80.5614.25opTNE精 精提馏段塔板数 ,73提 提3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1 操作压力塔顶操作压力 10.3516.3DpkPa进料板处压降 6748F塔底压降 .()5.
18、9Wa精馏段平均压降 13.12mpkP3.4.2 操作温度依据操作压力，由泡点方程，通过试差计算出泡点温度，其中，苯-甲苯的饱和蒸汽由安托尼方程计算，计算过程略，故塔顶、进料板和塔底温度分别为：82.5DtC96.7FtC15.6WtC精馏段平均温度 82.983Dmt3.4.3 平均摩尔质量塔顶气相和液相平均摩尔质量，其中 ， 。10.983Dyx1.58x0.9587.04297.5LDmMkg/mol3V进料板处气相和液相平均摩尔质量，由附图 1 知 ， 。0.59Fy.37Fx0.78.6928.LFmkg/ol5941374VMm10精馏段气相和液相平均摩尔质量 78.596.28
19、.712LDmFMkg/mol4309V3.4.4 平均密度（1）气相平均密度由理想气体状态方程计算，即 14.580.93.8043(27)mVVpMRT3kg/m（2）液相平均密度 液相平均密度计算公式：imw1塔顶液相平均密度：由 查得 ， 。82.5DtC 3m/kg9.812A 3m/kg5.809B塔顶液相的质量分数 07.91.0A 6.8125.9.82.LDm 3kg/进料板液相平均密度：由 查得 ， 。967FtC 3m/07A3m/2.795B进料板液相的质量分数 0.3.2869Aw175.8.27LFm 3kg/精馏段液相平均密度： 8.95.04.3LDmF3/m3
20、.4.5 液相平均表面张力液相平均表面张力计算公式： iLmx塔顶液相平均表面张力：由 查得82.5DtC，/N10.23Am/N104.3B110.95821.0421LDm30N/m进料板液相平均表面张力：由 查得967FtC，/N4.3A /8.3B071.15LFm0N精馏段液相平均表面张力： 2.9.62.43LDFmm /m3.4.6 液相平均黏度液相平均黏度计算公式： iiLmxlglg塔顶液相平均黏度： 由 查得82.5DtC，0.32PasAM03PasB958.4LDmM进料板液相平均黏度：由 查得96.7FtC，0.2PasA0.2PasB3.53.63LFmm精馏段液相
21、平均黏度： 0.2.0.291LDmFPasM3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1 塔径的计算(1) 最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式 VLCumax精馏段气、液相体积流率为12, 21.578.0.633604LmVLMqm/s, 91.23VVm3/由 关联图查 ，其中横坐标为BRSith.,20C112, .684.0.53VLmq取板间距 ，板上液层高度 ，则45.0THm.Lh4.0.Lh）（查化工原理课程设计图 3-3得 ，则 086.2C0.20.220 48686LmCmax .3. 1.0LVum/s空塔气速 ，取安全系数为 0.6，则ax)8.06(m1.
22、240.75um/s（2） 塔径 ,1.82.759340VqDu按标准化圆整取 。180塔截面积为 22.18.4TA2m实际空塔气速为 ,.0.75VTqu/s3.5.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度 ,(1)(5)0.46.3TpZNH精 精 ）（ m提馏段有效高度 , 35提 提 ）（13在进料板、精馏段和提馏段各开一个人孔，有人孔处板间距均为 0.8m，故精馏塔的有效高度 0.836.540.831.Z提精 m塔体总高度计算公式 BFTpD HSNH)2(式中 塔顶空间高度，通常取 ，m；DHT)0.51(塔底空间高度，m；B塔板间距，m；T开有人孔的塔板间距，m；H进料板处空
23、间高度，m；F实际塔板数，个；pN人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔） ，个。S3.6 塔板主要工艺尺寸的计算3.6.1 溢流装置计算单流型是最简单也是最常用的一种液流型式，此种液流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，广泛应用于直径 2.2m 以下的塔中，本次结构设计选用单溢流弓形降液管，凹型受液盘。各项工艺尺寸计算如下：（1）堰长 单溢流堰长 取 则WlWlD)8.06(0.7.18.2D）（ m（2）堰高 堰高计算公式 Wh wLWh0选用平直堰，堰上液层高度 计算公式 wh032,0184.2WLVlqE查液流收缩系数 见附图 2,其中横坐标 E2.52.506
24、1.73()()wl14RlwxAaDWsAf AfWcWstWd7.06.DlW附图 2堰长，m ； 塔径，m； 液相流量，Wl DLh/m3根据设计经验，为使引起误差满足工程设计要求近似取 ，则0.1E23 23,02.84.840.61.1VLwWqhEl ）（堰高为 0.5.WL）（ m（3）弓形降液管宽度 及截面积dfA塔板布置及主要参数见附图 3查附图 4，其中 ,7.06.DlW， 。0.15d.85fTA0.27d）（ m0855416fTA）（ 2验算液体在降液管中停留时间 附图 3150.10.080.060.050.040.030.020.010.4 0.5 0.6 0.
25、7 0.8 0.9 1.00.20.30.40.5Wd/DAf/ATlw/D,360360.21.4515.4sfTVLAHq故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度 0h计算公式取 ，则0.25m/su,0036.0.23615VLWqhlm范围内，.2.o该值在 ，故降液管隙高度设计合理。 附图 41m3.6.2 塔板布置及浮阀数目与排列 浮阀的型式多样，目前应用最广泛的是 F1 型，其结构简单，制造方便，性能好，省材料，对于工业生产的浮阀塔，当板上所有阀刚开始全开时，阀孔动能因数在 之间，912取 ，则孔速为 10F06.153.804Vmu）（ s/m每层塔板上的浮阀数为 ,2201.4
26、83.4096.5VqNdu取边缘区宽度 ，泡沫区 。 m.cW0.msW鼓泡区面积计算公式附图 5,036VLWqhl221a sin80xAxRR 1675t t1.806.42cDRW()(270.8).5dsxm21a2212sin80.50.5.40.50.84sin.7684xAxR浮阀排列方式采用等边三角形叉排，见附图 5 。取同一横排的孔心距 ，则m7.ta1.7062485AtN取常用值 。m.按 ， ，以等腰三角形叉排方式作图见附图 6，得实际浮阀数0.75t 07t个，见附图 7。283N附图 617附图 7按 重新核算孔速及阀孔动能因数：283N,0221.85.393
27、409VqudN）（ s/m05.9VmF阀孔动能因数变化不大，仍在 范围内，故设计合理。12塔板开孔率在 范围内1%4000.713.4539u3.7 塔板流体力学验算3.7.1 气相通过浮阀塔板的压降 塔板压降计算公式 hhlcp（1）干板阻力 c临界孔速 1.8251.825073730.4cVmum/s18因 ，则干板压降为cu02205.39.8045.34.4.51VmcLuhgm（2）板上充气液层阻力 l查附图 7，其中横坐标 ，42.10F得充气系数 ，则板上充气液层阻力为 0.45.lLhm式中， 塔板上清液层高度；l充气系数； 00.80.40 1.2 1.6 2.0 2.
28、4 2.80.50.60.70.80.91.00F0附图 8充气系数反映板上液层的充气程度，通常取 。当液相为水溶液时，.5，当液相为油时， ，故取0.50.4504（3）克服表面张力所造成的阻力 h阀塔 很小可忽略不计，故气体流经一层h浮阀塔板的压降相当的液柱高度为 0.520.65pclhm单板压降 p.684.391.LmgPa一般浮阀塔压降比筛板塔大，对常压塔和加压塔，每层浮阀塔板压降为 ，26530Pa19故设计合理。3.7.2 淹塔为防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中液层高度 。)(WTdhH计算公式 dHdLdhHp（1）与气体通过塔板压降相当的液柱高度 。0.625mp（1）
29、液体通过降液管的压头损失 ，不设进口堰则d2 2,0.3.153.150.966VLdWqhlh（3）板上清液层高度 取 ，则 m.Lp250.90.12ddHm取 ， ，5.045.T0.Wh则 ()()4Wh因为 ，故符合防止淹塔设计要求。.12m.25mdTWH3.7.3 雾沫夹带泛点率 计算公式 1F 0,1 136.bFLVVmLVAKCZqqF 0,178.0TFVmLV板上液体流经长度 29.216LdZDW板上液流面积 .54.3bTfA物系系数见附表 3。 200.01 0.04 0.1 0.4 1.0 4.0 10 20 40 1000.050.10.15板 间 距 1.2
30、0m0.910m0.610m0.300m0.450mCF V/（ kg/m3）表 3 物系系数系统 K系统 K无泡沫正常系统氧化物中等发泡1.00.900.85多泡系统严重起泡形成稳定泡沫0.730.600.30按无泡沫正常系统取 。0.1K查泛点负荷图，见附图 8，其中横坐标 3.97kg/Vm附图 9查得 。0.125FC按式计算，即21, ,01 001.36.80.2631.2432951.615VmVLLFbqqZFKCA按式计算，即 , 0 001 3.8.2.0429115.60.78715VmLFTqKCA两式计算出的泛点率都在 80以下，故可知雾沫夹带量能够满足的设计要求。汽
31、液 kg/.0Ve3.8 塔板负荷性能图3.8.1 雾沫夹带线按按式计算，其中泛点率取 ，即018F, , , ,3361.362480.80.5VmVLVVLLFbqqZqqKCA整理得 （1）, ,24.VVL雾沫夹带线是一条直线，在操作范围内任取两个 值，依（1）式求出相应的LVq,值列于附表 4 中。Vq,附表 4 雾沫夹带线数据）（ s/m3,LVq0.001 0.002）（ /,2.976 2.951223.8.2 液泛线由 确定液泛线。式中 很小dwWlcdLpWT hhhhH0)( h忽略不计，则 20,32,020 15.184.2)(34.5)( hlqlqEhguh wLVwLVWLmVWT 物系及塔板结构尺寸一定，则 、 、 、 、 、 、 及 等均为TH0hlVmL0定值，且 式中 和 亦为定值。NdquV20,40dN整理得： （2）2223, ,.14.05.VVLVLqq在操作范围内任取若干个 值，依（2）式求得相应的 值列于附表 5 中。LV, ,附表 5 液泛线数据）（ s/m3,LVq0.0012 0.001 0.015 0.02）（,4.261 1.00 4
