1、 化学工程学院新产品开发训练报告课 题 名 称 ： 年 产 60000 吨 甲 苯 的 精 馏 塔 设 计课 题 类 型 ： 设 计 /论 文班 级 ： 化 工 0703姓 名 ： 学 号 ：指 导 教 师 ： 评 语 ：指 导 教 师 签 名 ： 2第一部分 文献综述精馏塔塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。A.板式精馏塔板式精馏塔如图 1-1（a）所示。塔为宜圆筒体，塔内设多层塔板，塔板上设气液两相通道。塔板具有多种不同形式，分别称为不同的板式塔，在生产中广泛使用。混合物的气液两相在在塔内逆向流动，气相从下至上流
2、动，液相依靠重力从上向下流动，在塔板上接触进行传质。两相在塔内各板逐级接触中，使两相的组成发生阶跃式的变化，故称板式塔为逐级接触设备。B填料塔填料塔如图 1-1（b）所示。塔内装有大比表面和高空隙率的填料，不同填料具有比表面积和空隙率，为此，在传质过程中具有不同的性能。填料具有各种不同的类型，装填方式分散装和整装两种。视分离混合物的特性及操作条件，选择不同的填料。当回流液或料液进入时，将填料表面润湿，液体在填料表面展开为液膜，流下时又汇集成液滴，当流到另一填料时，又重展成新的液膜。当气相从塔底进入时，在填料空隙内沿塔高上升，与展在填料上的液沫连续接触，进行传质，使气液两相发生连续的变化，故称填
3、料塔为微分接触设备。工业上对精馏塔塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5 ）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，3还要求不易堵塞、耐腐蚀等。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ，沸点为 111 。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似） ，在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0 866 克厘米 3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961） 。甲苯几乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳
4、，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为 0,6 mPa s，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为 40.940 kJ/kg，闪点为 4 ，燃点为535 。分离甲苯，可以利用混合物中各种成分的沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。第二部分 设计方案的确定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
5、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。2.1.2
6、 进料状态 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4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。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。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔
7、的阻力及釜中液柱静压力。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
8、，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。5第三部分物料衡算和操作线方程3.1 全塔物料衡算通过全塔物料衡算，可以求出精
9、馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。对图 5-15 所示的连续精馏塔作全塔物料衡算，并以单位时间为基准，即总物料 F=D+W 易挥发组分 FxF=DxD+WxW 式中 F原料液流量，kmol/h；D塔顶产品（馏出液）流量，kmol/h ；W塔底产品（釜残液）流量，kmol/h ；xF原料液中易挥发组分的摩尔分率；xD馏出液中易挥发组分的摩尔分率；xW釜残液中易挥发组分的摩尔分率。在精馏计算中，分离程度除用两产品的摩尔分率表示外，有时还用回收率表示，即塔顶易挥发组分回收率= %10FDx塔底难挥发组分的回收率= W3.2 精馏段操作线方程在连续精馏塔中，因原料液不断地进入塔内，故精馏段
10、和提馏段的操作关系是不相同的，应分别予以讨论。图 3-21 精馏段操作线方程的推导 图 3-22 提馏段操作线方程的推导按图 3-21 虚线范围（包括精馏段的第 n+1 层板以上塔段及冷凝器）作物料衡算，6以单位时间为基准，即总物料 V=L+D 易挥发组分 Vyn+1=Lxn+DxD 式中 xn精馏段中第 n 层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率；yn+1精馏段第 n+1 层板上升蒸气中易挥发组分的摩尔分率。整理得DnnxLy1（3-21）上式等号右边两项的分子及分母同时除以 D，则nn xxy1/1令 ，代入上式得DLRDnnxRy1（3-22） 式中 R 称为回流比。根据恒摩尔流假定， L
11、为定值，且在稳定操作时 D 及 xD 为定值，故 R 也是常量，其值一般由设计者选定。 R 值的确定将在后面讨论。式 3-21 与式 3-22 均称为精馏段操作线方程式。此二式表示在一定操作条件下，精馏段内自任意第 n 层板下降的液相组成 xn 与其相邻的下一层板（如第n+1 层板）上升蒸气气相组成 yn+1 之间的关系。该式在 x-y 直角坐标图上为直线，其斜率为 R/（R+1） ，截距为 xD/(R+1)。3.3 提馏段操作线方程按图 3-22 虚线范围（包括提馏段第 m 层板以下塔段及再沸器）作物料衡算，以单位时间为基准，即总物料 L=V+W 易挥发组分 Lxm =Vym+1 +WxW
12、式中 xm 提馏段第 m 层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率；ym+1 提馏段第 m+1 层板上升蒸气中易挥发组分的摩尔分率。整理可得WmmxLy1（3-31）式 3-31 称为提馏段操作线方程式。此式表示在一定操作条件下，提馏段内自任意第 m 层板下降液体组成 xm与其相邻的下层板（第 m+1 层）上升蒸气组成ym+1之间的关系。根据恒摩尔流的假定，L为定值，且在定态操作时，W和 xW 也为定值，故式 3-31 在 x-y 图上也是直线。应予指出，提馏段的液体流量 L不如精馏段的回流液流量 L 那样容易求得，因为 除与 L 有关外，还受进料量及进料热状况的影响。第四章部分塔板计算7 图 4-
13、41 附图 图 4-42 单板效率示意图图 4-41 吉利兰关联图4.1 理论塔板数计算精馏塔的理论板数除用前述的逐板法和图解法求算外，还可用简捷法计算。下面介绍一种应用最为广泛的经验关联图的简捷算法。人们曾对操作回流比 R、最小回流比 Rmin、理论板数 N 及最少理论板数 Nmin 四者之间的关系作过广泛研究，图 4-41 是最常用的关联图，称为吉利兰（Gilliland）关联图。吉利兰关联图是用八种不同物系，在不同精馏条件下算得结果绘制而成的。这些条件是：组分数目由 211 ；进料热状态包括冷料到过热蒸气等五种；R min 为0.537.0；相对挥发度为 1.264.05；理论板数为 2
14、.443.1 。4.2、回流比的影响与选择精馏过程区别于简单蒸馏就在于它有回流，回流对精馏塔的操作与设计都有重要影响。增大回流比，精馏段操作线的截距减小，操作线离平衡线越远，每一梯级的垂直线段及水平线段都增大，说明每层理论板的分离程度加大，为完成一定分离任务所需的理论板数就会减少。但是增大回流比又导致冷凝器、再沸器负荷增大，操作费用增加，因而回流比的大小涉及经济问题。即应考虑工艺上的要求，又应考虑设备费用（板数多少及冷凝器、再沸器传热面积大小）和操作费用，来选择适宜回流比。4.3 塔高塔径计算4.31、塔高的计算对于板式精馏塔，应先利用塔板效率将理论板层数折算为实际板层数，然后再由实际板层数和
15、板间距（指相邻两层实际板之间的距离，可取经验值，参8见化学工程手册）来计算塔高。1单板效率 塔板效率有各种表示方法，这里介绍常用的默费里板效率，或称为单板效率。它是以汽相（或液相）经过实际塔板的组成变化值与经过理论塔板时的组成变化值之比表示的。如图 5-30 所示。对任意的第 n 层塔板，单板效率可分别按汽相组成及液相组成的变化来表示，即1*nMVyENLx式中 yn*与 xn 成平衡的汽相中易挥发组分的摩尔分率；xn*与 yn 成平衡的液相中易挥发组分的摩尔分率；EMV汽相默费里效率；EML液相默费里效率。单板效率通常由实验测定。2全塔效率 理论板层数与实际板层数之比称为全塔效率。%10PT
16、NE式中 E全塔效率；NT理论板层数；NP实际板层数。全塔效率之值恒小于 1。若已知一定结构的板式塔在一定操作条件下的全塔效率，便可按上式求实际板数。影响塔板效率的因素很复杂，有系统的物性、塔板的结构、操作条件、液沫夹带、漏液、返混等等。目前尚未得到一个较为满意的求全塔效率的关联式。比较可靠的数据来自生产及中间试验的测定。对两组分混合液，全塔效率多在0.5 0.7 左右。3塔高的确定 板式塔有效段（汽、液接触段）高度由实际板层数和板间距决定。即Z=（NP1）HT 式中 Z塔的有效段高度，m；HT板间距，m 。板间距的数值大都是经验值。按规定应选取整数，请参看化学工程手册 。全塔高度应为有效段、
17、塔顶及塔釜三部分高度之和。4.32、塔径的计算精馏塔的直径，可由塔内上升蒸气的体积流量及其通过塔横截面的空塔速度求出。即uDV24或9uVD4式中 D精馏塔的内径，m；u空塔速度，m/s；V塔内上升蒸气的体积流量 m3/s。空塔速度是影响精馏操作的重要因素，适宜的空塔速度的计算请参看化学工程手册13。精馏段和提馏段内的上升蒸气体积流量 V 可能不同，因此两段的 V 及直径应分别计算。但若两段的上升蒸气体积流量相差不太大时，为使塔的结构简化，两段宜采用相同的塔径第五部分辅助设备5.1 再沸器再沸器的任务是将部分塔底的液体蒸发以便进行精馏分离。再沸器是热交换设备，根据加热面安排的需要，再沸器的构造
18、可以是夹套式、蛇管式或列管式；加热方式可以是间接加热或直接加热。5.2 冷凝器冷凝器的任务是冷凝离开塔顶的蒸气，以便为分离提供足够的回流。部分冷凝的优点是未凝的产品富集了轻组分，冷凝器为分离提供了一块理论板。当全凝时，部分冷凝液作为回流返回，冷凝器没有分离作用。参考文献1 陈敏恒等.化工原理.第二版化.学工业出版社2 谭天恩,麦本熙,丁惠华. 化工原理( 上、下册) .第二版.北京：化学工业出版社 3 贾绍义,柴诚敬主编.化工原理课程设计 .天津:天津大学出版社4 涂伟萍,陈佩珍,程达芬主编. 化工工程及设备设计.北京:化学工业出版社5 钱颂文主编.换热器设计手册. 北京: 化学工业出版社6 化工设计手册编辑委员会 .化学工程手册，第 1 篇化工基础数据；第 8 篇传热设备及工业生产.北京：化学工业出版社7 阮奇，叶长，黄诗煌.化工原理优化设计与解题指南.北京：化学工业出版社10
