蒸餾塔設備選型與計算

Ⅰ 蒸餾塔造價

現在常用的不銹鋼塔節6米高,兩節12米,裡面是不銹鋼高效規整填料,有2000L塔釜,沸騰器,冷凝器,電磁閥,一共是16萬左右.他們計算錢的時候是按設備的重計,再加上100-150%的加工費.

Ⅱ 苯-甲苯混合物分離精餾塔設計

第一章 概 述 1.1精餾塔的簡單介紹 精餾塔是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據操作方式又可分為連續精餾塔與間歇精餾塔。蒸氣由塔底進入，與下降液進行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(低沸點)組分不斷地向蒸氣中轉移，蒸氣中的難揮發(高沸點)組分不斷地向下降液中轉移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發組分則愈富集，達到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為迴流液返回塔頂進入精餾塔中，其餘的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發後，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜殘液取出。
1.2本設計的目的和意義 通過本次課程設計，培養學生多方位、綜合地分析考察工程問題並獨立解決工程實際問題的能力。主要體現在以下幾個方面：
（1）資料、文獻、數據的查閱、收集、整理和分析能力。要科學、合理、有創新地完成一項工程設計，往往需要各種數據和相關資料。因此，資料、文獻和數據的查找、收集是工程設計必不可少的基礎工作。
（2）工程的設計計算能力和綜合評價的能力。為了使設計合理要進行大量的工藝計算和設備設計計算。本設計包括塔板結構和附屬設備的結構計算。
（3）工程設計表達能力。工程設計完成後，往往要交付他人實施或與他人交流，因此，在工程設計和完成過程中，都必須將設計理念、理想、設計過程和結果用文字、圖紙和表格的形式表達出來。只有完整、流暢、正確地表達出來的工程設計的內容，才可能被他人理解、接受，順利付諸實施。
通過本設計不僅可以進一步鞏固學生所學的相關啊知識，提高學生學以致用的綜合能力，尤其對精餾、流體力學等課程更加熟悉，同時還可以培養學生尊重科學、注重實踐和學習嚴禁、作風踏實的品格。

第二章 設計計算 2.1確定設計方案 本設計任務是分離苯-甲苯混合物。對於二元混合物的分離，應採用連續精餾流程。設計中採用中間泡點進料，將苯和甲苯混合液經原料預熱器加熱至泡點後送入精餾塔。塔頂上升蒸汽採用全凝器冷凝後，一部分作為迴流，其餘為塔頂產品，經冷卻器冷卻後送至貯槽。該物系屬易分離物系，最小迴流比較小，故操作迴流比取最小迴流比的2倍。塔釜採用間接蒸汽加熱，塔底產品冷卻後送至儲罐。
2.2精餾塔的物料衡算 1.原料及塔頂、塔底產品的摩爾分率
苯的摩爾質量 MA=78.11 kg/kmol
甲苯的摩爾質量 MA=92.13 kg/kmol
xF = =0.541
xD = =0.992
xW = =0.012
2.原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量
MF=0.541×78.11+(1-0.541)×92.13=84.55 kg/kmol
MD=0.992×78.11+(1-0.992)×92.13=78.22 kg/kmol
MW=0.012×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96 kg/kmol
3.物料衡算
原料處理量 F= =131.41 kmol/h
總物料衡算 D+W=131.41
苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541
聯立解得 D=70.93 kmol/h
W=60.48 kmol/h
2.3塔板數的確定 常壓下苯-甲苯的氣液平衡與溫度關系
溫度t
110.6
106.1
102.2
98.6
95.2
92.1
89.4
86.8
84.4
82.3
81.2
80.2
x（摩爾分數）

y

0

0
0.088

0.212
0.2

0.37
0.3

0.5
0.397

0.618
0.489

0.71
0.592

0.789
0.7

0.853
0.803

0.914
0.903

0.957
0.95

0.979
1.0

1.0
1.理論塔板數NT的求取
苯-甲苯屬理想物系，可採用圖解法求理論塔板數。
①由上表查得苯-甲苯物系的氣液平衡數據，繪出下面x-y圖

②求最小迴流比及操作迴流比。
採用作圖法求最小迴流比。在上圖中對角線上，子點e（0.542，0.542）做垂線ef即為進料線（q線），該線於平衡線的交點坐標為
yq=0.756 xq=0.542
故最小迴流比為
Rmin=1.103
取操作迴流比為
R=2Rmin=2.206
③求精餾塔氣、液相負荷
L=RD=156.47 kmol/h
V=(R+1)D=234.47 kmol/h
L′=L+F=289.94 kmol/h
V′=V=234.47 kmol/h
④求操作線方程
精餾段操作線方程為
y= x+ XD=0.667x+0.301
提餾段操作線方程為
y′= 』- Xw =1.237x』-0.003
5圖解法求理論塔板層數
採用圖解法求理論踏板層數，如上圖所示。求解結果為
總理論塔板層數 NT=12.5
進料板位置 NF=6
2.實際塔板層數的求取
精餾段實際塔板層數 N精=6/0.56≈11
提留段實際塔板層數 N提=6.5/0.56≈12

2.4精餾塔工藝條件的計算 1.操作壓力計算
塔頂操作壓力 PD=101.3+4=105.3 kPa
每層塔板壓降 ΔP=0.7 kPa
進料板壓力 PF=112.3 kPa
精餾段平均壓力 Pm=108.8 kPa
2.平均摩爾質量計算
塔頂平均摩爾質量計算
由xD=y1=0.992，查平衡曲線，得
x1=0.956
MVDm=0.992×78.11+(1-0.992)92.13=78.22 kg/kmol
MLDm=0.956×78.11+(1-0.956)92.13=79.66 kg/kmol
進料板平均摩爾質量計算
由圖解理論板，得
yF=0.720
查平衡曲線，得
xF=0.497
MVFm=0.720×78.11+(1-0.720)92.13=82.04 kg/kmol
MLFm=0.497×78.11+(1-0.497)92.13=85.16 kg/kmol
精餾段平均摩爾質量
MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmol
MLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol
3.平均密度計算
(1)氣相平均密度計算
由理想氣體狀態方程計算，即
рVm= =2.88 kg/m3
(2)液相平均密度的計算
液相平均密度計算依下式計算，即
1/рVm=∑ai/рi
塔頂液相平均密度的計算
由tD=82.1℃，查手冊得
рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3
рLDm= =812.6kg/m3
進料板的平均密度計算
由tF=99.5℃，查手冊得
рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3
進料板液相的質量分率
aA=0.456
рLFm= =791.8 kg/m3
精餾段液相平均密度為
рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m3

2.5精餾塔塔體工藝尺寸計算 1.塔徑的計算
精餾段的氣、液相體積流率
Vs= =1.812 m3/s
Ls= =0.0045 m3/s
由 umax=C
=0.0413

取板間距HT=0.40 m，板上液層高度hL=0.06 m,則
HT-hL=0.40-0.06=0.34 m
查資料可得 C20=0.075
C= C20 =0.0753
Umax =0.0753 =1.254 m/s
取安全系數為0.7，則空塔氣速為
u=0.7 umax=0.878 m/s
D= =1.66 m
按標准塔徑圓整後為 D=1.5 m
塔截面積為
AT=2.16 ㎡
實際空塔氣速為
u=0.839 m/s
2.精餾塔的有效高度計算
精餾段有效高度為
Z精=（N精—1）HT=4 m
提餾段有效高度為
Z提=（N提—1）HT=4.4 m
在進料板上開一人孔，其高度為0.8 m
故精餾塔的有效高度為
Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m

2.6塔板主要工藝尺寸的計算 1.溢流裝置的計算
因塔徑D= 1.5m，可選用單溢流弓形降液管，採用凹形受液盤。各項計算如下：
(1)堰長lW
取 lW=0.66D=0.99 m
(2)溢流堰高度hW
由 hW=hL-hOW
選取平直堰，堰上液層高度hOW，近似的取E=1得
hOW= E =0.019 m
取板上清液層高度 hL=0.06 m
故 hW=0.06-0.019=0.041 m
(3)弓形降液管寬度Wd和截面積Af
由 lW/D=0.66 得
Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124
故 Af=0.198 ㎡
Wd=0.186 m
驗算液體在降液管中停留的時間
θ= =17.6 s＞5 s
故降液管設計合理。
2.7篩板流體力學的驗算 1.液面落差
對於篩板塔，液面落差很小，且塔徑和液流量不是很大，故可忽略液面落差的影響。
2.液沫夾帶
液沫夾帶量eV計算，即
eV= ( ) =0.042 kg＜0.1 kg
hf=2.5 =0.15 m
故在本設計中液沫夾帶量eV在允許范圍內。
3.漏液
對篩板塔，漏液點氣速u0，min計算，即
u0，min=4.4
=6.0276 m/s
實際孔速
u0= Vs/A0=16.23 m/s＞u0，min
穩定系數為
K=u0 /u0，min=2.692＞1.5
故在本設計中無明顯漏液。

第三章 設計結果匯總

序號 項目 數值
1 平均溫度 ,℃ 90.8
2 平均壓力Pm，kPa 108.8
3 氣相流量Vs (m3/s) 0.872
4 液相流量Ls (m3/s) 0.0022
5 實際塔板數 23
6 有效段高度Z，m 9.2
7 塔徑，m 1.0
8 板間距，m 0.4
9 溢流形式 單溢流
10 降液管形式 弓形
11 堰長，m 0.66
12 堰高，m 0.051
13 板上層液高度，m 0.06
14 堰上層液高度，m 0.009
15 空塔氣速，m/s 1.111
16 液沫夾帶eV，(kg液/kg氣) 0.042
17 穩定系數 2.69
18 篩孔直徑,m 0.005
19 孔中心距,m 0.015
20 篩孔直徑,m 0.005

Ⅲ 蒸餾設備的設備

（molecular distillation equipment）
分子蒸餾亦稱短程蒸餾.它是一項較新的尚未廣泛應用於工業化生產的液-液分離技術．其應用能解決大量常規蒸餾技術所不能解決的問題.
分子蒸餾與常規蒸餾技術相比有以下特點:
1．普通蒸餾是在沸點溫度下進行分離操作:而分子蒸餾只要冷熱兩個面之間達到足夠的溫度差.就可以在任何溫度下進行分離.因而分子蒸餾操作溫度遠低於物料的沸點.
2．普通蒸餾有鼓泡.沸騰現象:而分子蒸餾是液膜表面的自由蒸發.操作壓力很低.一般為0．1-1Pa數量級,受熱時間很短．一般僅為十秒至幾十秒.
3．普通蒸餾的蒸發和冷凝是可逆過程.液相和氣相之間處於動態相平衡,而在分子蒸餾過程中.從加熱面逸出的分子直接飛射到冷凝面上.理論上沒有返回到加熱面的可能性.所以分子蒸餾沒有不易分離的物質.
一套完整的分子蒸餾設備主要包括：分子蒸發器、脫氣系統、進料系統、加熱系統、冷卻真空系統和控制系統。分子蒸餾裝置的核心部分是分子蒸發器，其種類主要有3種：(1)降膜式：為早期形式，結構簡單，但由於液膜厚，效率差，當今世界各國很少採用；(2)刮膜式:形成的液膜薄，分離效率高，但較降膜式結構復雜；(3)離心式：離心力成膜，膜薄，蒸發效率高，但結構復雜，真空密封較難，設備的製造成本高。為提高分離效率，往往需要採用多級串聯使用而實現不同物質的多級分離。
1.降膜式分子蒸餾器
該裝置是採取重力使蒸發面上的物料變為液膜降下的方式。將物料加熱,蒸發物就可在相對方向的冷凝面上凝縮。降膜式裝置為早期形式，結構簡單，在蒸發面上形成的液膜較厚，效率差，現在各國很少採用。
2.刮膜式分子蒸餾裝置
我國在80年代末才開展刮膜式分子蒸餾裝置和工藝應用研究。它採取重力使蒸發面上的物料變為液膜降下的方式，但為了使蒸發面上的液膜厚度小且分布均勻,在蒸餾器中設置了一硬碳或聚四氟乙烯制的轉動刮板。該刮板不但可以使下流液層得到充分攪拌,還可以加快蒸發面液層的更新,從而強化了物料的傳熱和傳質過程。其優點是:液膜厚度小,並且沿蒸發表面流動;被蒸餾物料在操作溫度下停留時間短,熱分解的危險性較小,蒸餾過程可以連續進行,生產能力大。缺點是:液體分配裝置難以完善,很難保證所有的蒸發表面都被液膜均勻覆蓋;液體流動時常發生翻滾現象,所產生的霧沫也常濺到冷凝面上。但由於該裝置結構相對簡單,價格相對低廉,現在的實驗室及工業生產中,大部分都採用該裝置。
3.離心式分子蒸餾裝置
該裝置將物料送到高速旋轉的轉盤中央,並在旋轉面擴展形成薄膜,同時加熱蒸發,使之與對面的冷凝面凝縮,該裝置是目前較為理想的分子蒸餾裝置。但與其它兩種裝置相比,要求有高速旋轉的轉盤,又需要較高的真空密封技術。離心式分子蒸餾器與刮膜式分子蒸餾器相比具有以下優點:由於轉盤高速旋轉,可得到極薄的液膜且液膜分布更均勻,蒸發速率和分離效率更好;物料在蒸發面上的受熱時間更短,降低了熱敏物質熱分解的危險;物料的處理量更大,更適合工業上的連續生產。 （alcohol distilling equipment）
特點：第一，節能。採用高效低阻的板型，降低釜溫，適量迴流，建立合理利用各級能量的蒸餾流程；盡量採用儀表控制或微機自控系統，使設備處於最佳負荷狀態。
第二，生產強度高。提高單位塔截面的汽液通量，特別是對醪塔的設計，更應注意其汽液比的關系。使設備更加緊湊、生產強度和處理能力又能提高的方法之一，採用高效塔板代替原有舊式塔校(塔體不動)。
第三，排污性能好。在盡量減少成熟醪中纖維物含量的同時，對設備也要考慮其適應含固形物發酵液的蒸餾，最大限度減少停產清塔的次數。
第四，充分考慮塔器的放大效應．特別是對年產量在15000噸以上的塔設備，由於塔徑均大於1.5米以上，所以要對大直徑塔設備採取積極先進措施，以減輕分離效率的降低。
第五，結構簡單，造價降低。在工藝條件許可的情況下，選用塔板結構簡單而效率又高的新型塔板。
裝置原理：
本裝置適用於制葯、食品、輕工、化工等待業的稀酒精回收，也適用於甲醇等其他溶煤的蒸餾。本裝置根據用戶的要求，可將30。左右的稀酒精蒸餾至90。-95。酒精，成品酒精度數要求再高。可加大迴流比，但產量就相應減少。
採用高效的不銹鋼波紋填料。蒸餾塔體採用不銹鋼製作，從而是防止了鐵屑堵塞填料的現象，延長了裝置的使用期限。本裝置中凡接觸酒精的設備部分如冷凝器、穩壓罐、冷卻蛇管等均採用不銹鋼，以確保成品酒精不被污染。蒸餾釜採用可拆式U型加熱管，在檢修時可將U型加熱管移出釜外，便於對加熱管外壁及蒸餾釜內壁進行清洗。本裝置可間歇生產，也可連續生產。
能力參數： 型號 塔徑mm 30~40%進料的生產能力 60~80%進料的生產能力 90%酒精 95%酒精 90%酒精 95%酒精 T-200 φ200 35kg 26kg 45kg 36kg T-300 φ300 80kg 64kg 100kg 80kg T-400 φ400 150kg 120kg 180kg 140kg T-500 φ500 230kg 185kg 275kg 220kg T-600 φ600 335kg 270kg 400kg 320kg 減壓蒸餾設備（atmospheric-vacuum distillation unit）常減壓蒸餾裝置通常包括三部分：
（1）原油預處理。採用加入化學物質和高壓電場聯合作用下的電化學法除去原油中混雜的水和鹽類。
（2）常壓蒸餾。原油在加熱爐內被加熱至370℃左右，送入常壓蒸餾塔在常壓（1大氣壓）下蒸餾出沸點較低的汽油和柴油餾分，殘油是常壓重油。
（3）減壓蒸餾。常壓重油再經加熱爐被加熱至410℃左右，進入減壓蒸餾塔在約8.799千帕（60毫米汞柱）絕壓下蒸餾，餾出裂化原料的潤滑油原料，殘油為減壓渣油。參見原油蒸餾。 水氣蒸餾是用來分散以及提純液態或者固態有機化合物的一種要領，經常使用於下列幾種環境：（1）某些沸點高的有機化合物，在常壓下蒸餾雖可與副產物分散，但易被破壞；（2）混淆物中含有大量樹脂狀雜質或者不揮發性雜質，採用蒸餾、萃取等要領都難以分散；（3）從較多固體反應物中分散出被吸附的液體。
基本原理
按照道爾頓分壓定律，當與水不相混溶的物質與水並存時，全般系統的蒸氣壓應為各組分蒸氣壓之以及，即：
p= pA+ pB
其中p 代表總的蒸氣壓，pA為水的蒸氣壓，pB 為與水不相混溶物質的蒸氣壓。
當混淆物中各組分蒸氣壓總以及等於外界大氣壓時，這時候的溫度即為它們的沸點。此沸點比各組分的沸點都低。是以，在常壓下應用水氣蒸餾，就能在低於100℃的環境下將高沸點組分與水一路蒸出來。由於總的蒸氣壓與混淆物中兩者間的相對於量無關，直至其中一組分幾乎完全移去，溫度才上漲至留在瓶中液體的沸點。我們懂得，混淆物蒸氣中各個氣體分壓（pA，pB）之比等於它們的物質的量（nA，nB）之比，即：
而nA=mA/MA；nB=mB/MB。其中
mA、mB為各物質在肯定是容量中蒸氣的質量，MA、MB為物質A以及B的相對於份子質量。是以：
可見，這兩種物質在餾液中的相對於證量（就是它們在蒸氣中的相對於證量）與它們的蒸氣壓以及相對於份子質量成正比。
以苯胺為例，它的沸點為184.4℃，且以及水不相混溶。當以及水一路加熱至98.4℃時，水的蒸氣壓為95.4 kPa，苯胺的蒸氣壓為5.6 kPa，它們的總壓力靠近大氣壓力，於是液體就開始沸騰，苯胺就隨水氣一路被蒸餾出來，水以及苯胺的相對於份子質量別離為18以及93，代入上式：
即蒸出3.3 g水可以容或者帶出1 g苯胺。苯胺在溶液中的組分佔23.3%。測試中蒸出的水量往往超過計算值，由於苯胺微溶於水，測試中尚有一部分水氣不遑與苯胺充分接觸便離開蒸餾燒杯的緣故。
哄騙水氣蒸餾來分散提純物質時，要求此物質在100℃擺布時的蒸氣壓至少在1.33 kPa擺布。要是蒸氣壓在 0.13～0.67 kPa，則其在餾出液中的含量僅佔1%，甚至更低。為了要使餾出液中的含量增高，就要想辦法提高此物質的蒸氣壓，也就是說要提高溫度，使蒸氣的溫度超過100℃，即要用過熱水氣蒸餾。例如苯甲醛（沸點178℃），進行水氣蒸餾時，在97.9℃沸騰，這時候pA=93.8 kPa，pB=7.5 kPa，則：
這時候餾出液中苯甲醛佔32.1%。
假如導入133℃過熱蒸氣，苯甲醛的蒸氣壓可達29.3kPa，故而只要有72 kPa的水氣壓，就可使系統沸騰，則：
這樣餾出液中苯甲醛的含量就提高到了70.6%。
應用過熱水氣還具有使水氣冷凝少的長處，為了防止過熱蒸氣冷凝，可在蒸餾瓶下保溫，甚至加熱。
從上面的分析可以看出，施用水氣蒸餾這種分散要領是有條件限定的，被提純物質必需具備以下幾個條件：（1）不溶或者難溶於水；（2）與沸水永劫間並存而不發生化學反應；（3）在100℃擺布必需具有肯定似的蒸氣壓（一般不小於1.33 kPa）。

Ⅳ 甲醇水的連續精餾塔課程設計

甲醇水的連續精餾塔課程設計
一、設計名稱 甲醇-水溶液連續精餾塔的設計
二、設計條件
處理量：t/a（17500）
料液組成（質量分數）：（30％）
塔頂產品組成（質量分數）：（92.5％）
塔頂易揮發組分回收率：（99％）
每年實際生產時間：330天/年，每天24小時連續工作
連續操作、中間加料、泡點迴流。
操作壓力：常壓
進料狀況：冷液進料（55℃）
塔釜間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為0.3Mpa
塔頂冷凝水用冷卻水的進、出口溫度差20-40℃
三、設計任務
完成精餾塔的工藝設計，
有關附屬設備的設計和選型，
繪制精餾塔系統工藝流程圖和精
餾塔裝配圖，編寫設計說明書。
設計內容包括：1、精餾裝置流程設計與論證
2、浮閥塔內精餾過程的工藝計
3、浮閥塔主要工藝尺寸的確定
4、塔盤設計
5、流體力學條件校核、作負荷性能圖
6、主要輔助設備的選型
四、設計說明書內容
1、目錄
2、概述（精餾基本原理）
3、工藝計算
4、結構計算
5、附屬裝置評價
6、參考文獻
7、對設計自我評價

Ⅳ 化工原理課程設計 分離丙酮-水混合液的填料精餾塔 有滿意答案，追加100分

畢業設計（論文）任務書
設計（論文）題目：年處理量1.0萬噸甲苯-水混合液的填料塔的設計
函授站： 專業： 化工工藝 班級：xx
學生： xx 指導教師：
1．設計（論文）的主要任務及目標
塔設計計算：
a塔工藝計算（物料和能量衡算）
b 塔及塔板主要工藝尺寸的設計計算
⑶ 對苯精餾塔的流體力學驗算
⑷ 相關輔助設備選型與計算
⑸ 設計結果及分析討論
2．設計（論文）的基本要求和內容
⑴ 論文內容符合畢業設計撰寫規范。
⑵ 數據可靠、真實，具有一定的代表性。
⑶ 計算過程細化、符合規范要賣芹求。
⑷ 要求論文圖紙包括：生產工藝流程式控制制圖、塔的部分裝配圖、X-Y圖、塔板負荷性能圖。
3．主要參考文獻
⑴陸美娟.《化工原理》.化學工業出版社.2001年1月第1版
⑵馮伯華.《化學工程手冊》第1、2、3、6卷.化學工業出版社.1989年10月第1版
⑶包丕琴.《華工原理課程設計指導書》.北京化工大學化工原理教研室.1997年4月
⑷陳洪鈁.《化工分離過程》.化學工業出版社.1995年5月第1版
⑸陳鍾秀.《化工熱力學》.化學工業出版社.1993年11月第1

關鍵詞：迴流比、精餾、泡點進料、設備、試手配姿差
目 錄
前言．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1章 精餾方案的說明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1.1節 操作壓力．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1.2節 進料狀態．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.3節 採用強制迴流（冷迴流）．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.4節 塔釜加熱方式、加熱介質．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.5節 塔頂冷凝方式、冷卻介質．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.6節 流程說明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.7節 篩板塔的特性．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）
第1.8節 生產性質及用途．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）
第1.9節 安全與環保．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（11）
第2章 烯烴加氫飽和單元分析．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）
第2.1節 反應機理及影響因素分析
第2.2節 物料平衡
第2.3節 能量平衡
第3章 精餾塔設計計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）
第3.1節塔的工藝計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．.（12）
第3.2節塔和塔板主要工藝尺寸的設計計算．．．．.（25）
第4章 塔的流體力學驗算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）
第4.1節校核．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）
第4.2節負荷性能圖計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（34）
第5章 輔助設備選型計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）
第5.1節換熱器的計算選型．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）
第5.2節 管道尺寸的確定．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（44）
第5.3節 原料槽、成品槽的確定．．．．．．．．．．．．．．．．（45）
第6章 設計結果概要及分析討論．．．．．．．．．．．．．．．（45）
第6.1節數據要求．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．畢絕（45）
第6.2節設計特點．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）
第6.3節 存在的問題．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）
參考文獻．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（47）
符號說明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（48）
附錄1．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附錄2．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附錄3．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附錄4．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
前言

本論文是針對工業生產中苯-甲苯溶液這一二元物系中進行苯的提純精餾方案，根據給出的原料性質及組成、產品性質及組成，對精餾塔進行設計和物料衡算。通過設計核算及試差等計算初步確定精餾塔的進料、塔頂、塔底操作條件及物料組成。同時對精餾塔的基本結構包括塔的主要尺寸進行了計算和選型，對塔頂冷凝器、塔底再沸器、相關管道尺寸及儲罐等進行了計算和選型。在計算設計過程中參考了有關《化工原理》、《化學工程手冊》、《冷換設備工藝計算手冊》、《煉油設備基礎知識》、《石油加工單元過程原理》等方面的資料，為精餾塔的設計計算提供了技術支持和保證。
通過對精餾塔進行設計和物料衡算等方面的計算，進一步加深了對化工原理、石油加工單元過程原理等的理解深度，開闊了視野，提高了計算、繪圖、計算機的使用等方面的知識和能力，為今後在工作中進一步發揮作用打下了良好的基礎。

第1章 精餾方案的說明

本精餾方案適用於工業生產中苯-甲苯溶液二元物系中進行苯的提純。精餾塔苯塔的產品要求純度很高，達99.9％以上，而且要求塔頂、塔底產品同時合格，以及兩塔頂溫度變化很窄(0.02℃)，普通的精餾溫度控制遠遠達不到這個要求。故在實際生產過程式控制制中只有採用靈敏板控制才能達到要求。故苯塔採用溫差控制。

第1.1節 操作壓力

精餾操作在常壓下進行，因為苯沸點低，適合於在常壓下操作而不需要進行減壓操作或加壓操作。同時苯物系在高溫下不易發生分解、聚合等變質反應且為液體（不是混合氣體）。所以，不必要用加壓減壓或減壓精餾。另一方面，加壓或減壓精餾能量消耗大，在常壓下能操作的物系一般不用加壓或減壓精餾。

第1.2節 進料狀態

進料狀態直接影響到進料線（q線）、操作線和平衡關系的相對位置，對整個塔的熱量衡算也有很大的影響。和泡點進料相比：若採用冷進料，在分離要求一定的條件下所需理論板數少，不需預熱器，但塔釜熱負荷（一般需採用直接蒸汽加熱）從總熱量看基本平衡，但進料溫度波動較大，操作不易控制；若採用露點進料，則在分離要求一定的條件下，所需理論板數多，進料前預熱器負荷大，能耗大，同時精餾段與提餾段上升蒸汽量變化較大，操作不易控制，受外界條件影響大。
泡點進料介於二者之間，最大的優點在於受外界干擾小，塔內精餾段、提餾段上升蒸汽量變化較小，便於設計、製造和操作控制。

第1．3節 採用強制迴流（冷迴流）

採用冷迴流的目的是為了便於控制迴流比，迴流方式對迴流溫度直接影響。

第1．4節 塔釜加熱方式、加熱介質

塔釜採用列管式換熱器作為再沸器間接加熱方式，加熱介質為水蒸汽。

第1．5節 塔頂冷凝方式、冷卻介質

塔頂採用列管式冷凝冷卻器，冷卻介質用冷卻水。

第1．6節 流程說明

由於上游裝置沒有後加氫單元，所以在重整反應過程中生成的烯烴會帶到本裝置原料中， 烯烴的存在，會導致苯、甲苯產品的酸洗比色不合格，因此必須進行烯烴的加氫飽和。
本裝置流程包括烯烴加氫反應單元和精餾單元兩部分。
烯烴加氫反應單元：原料經過進料泵加壓後進入換熱器E101與反應生成油交換熱量後，進入加熱爐L101進行加熱，再進入反應器R101，經過烯烴飽和加氫反應後進入熱交換器E101冷卻後，進入油氣分離器V101，油進入精餾原料中間罐。
本精餾方案採用節能型強制迴流進行流程設計，並附有在恆定進料量、進料組成和一定分離要求下的自動控制系統以保證正常操作。
精餾過程：30OC原料液從原料罐經進料泵進入原料換熱器E102再經原料預熱器進行預熱進一步預熱至泡點（97.65OC，加熱介質為水蒸汽），溫度升至約97.65oC,從進料口進入精餾塔T101進行精餾，塔頂氣溫度為81.52oC部分冷凝後的氣液混合物進入塔頂冷卻器（冷卻介質為冷卻水），冷凝後的物料進入迴流罐V102，然後再通過迴流泵，將料液一部分作為迴流也打入塔頂，另一部分作為塔頂產品經產品冷卻器進入產品儲罐V103，再經產品泵P104/AB輸送產品。塔釜內液體一部分進入再沸器E103，經水蒸汽加熱後，迴流至塔釜，另一部分與原料換熱器換熱後排入甲苯儲罐。在整個流程中，所有的泵出口都裝有壓力表，所有的儲槽都裝有放空閥，以保證儲槽內保持常壓。

第1.7節 篩板塔的特性

篩板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要優點：
（1）結構簡單，易於加工，造價為泡罩塔的60%左右，為浮閥塔的80%左右；
（2）在相同條件下，生產能力比泡罩塔大20%-40%；
（3）塔板效率較高，比泡罩塔高15%左右，但稍低於浮閥塔；
（4）氣體壓力降較小，每板壓力降比泡罩塔約低30%左右。
篩板塔的缺點是：小孔篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液。

第1.8節 生產性質及用途

1.8.1 苯的性質及用途
苯是一種易燃、易揮發、有毒的無色透明液體，易燃帶有特殊芳香氣味的液體。分子式C6H6，相對分子量78.11，相對密度0.8794(20℃)，熔點5.51℃，沸點80.1℃，閃點-10.11℃(閉杯)，自燃點562.22℃，蒸氣密度2.77kg/m3，蒸氣壓13.33kPa(26.1 ℃)， 標准比重為0.829。蒸氣與空氣混合物爆炸限1.4%～8.0%。不溶於水，與乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、油混溶。遇熱、明火易燃燒、爆炸。能與氧化劑，如五氟化溴、氯氣、三氧化鉻、高氯酸、硝醯、氧氣、臭氧、過氯酸鹽、(三氯化鋁+過氯酸氟)、(硫酸+高錳酸鹽)、過氧化鉀、(高氯酸鋁+乙酸)、過氧化鈉發生劇烈反應，不能與乙硼烷共存。苯是致癌物之一。苯是染料、塑料、合成樹脂、合成纖維、葯物和農葯等的重要原料，也可用作動力燃料及塗料、橡膠、膠水等溶劑。質量標准：見表1－1。

表1-1 純苯質量標准（GB/T2283-93）
項目 指標
特級 一級 二級 三級
外觀 室溫（18~25℃）下透明液體，不深於每1000mL水中含有0.003g重鉻酸鉀溶液的顏色
密度（20℃）/kg/m3
沸程/℃
大氣壓下（80.1℃）
酸洗比色
溴價/(g/100mL)
結晶點/℃
二硫化碳/(gBr/100mL)
噻吩/(g/100mL) 876~880
中性實驗 中性
水分 室溫（18~20℃）下目測無可見不溶水

1.8.2 甲苯的性質
甲苯有強烈的芳香氣味，無色有折射力的易揮發液體,氣味似苯。分子式C7H8，相對分子質量92.130，相對密度0.866(20℃/4℃)，熔點-95～-94.5℃，沸點110.4℃，閃點4.44℃(閉杯)，自燃點480℃，蒸氣密度3.14 kg/m3，蒸氣壓4.89kPa(30℃) 比重D 4℃20℃、0.866，，蒸氣與空氣混合物的爆炸極限為1.27%～7%。幾乎不溶於水，與乙醇、氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸、二硫化碳混溶。遇熱、明火或氧化劑易著火。遇明火或與(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸銀、三氟化溴、六氟化鈾等物質反應能引起爆炸。流速過快(超過3m/s)有產生和積聚靜電危險。甲苯可用氯化、硝化、磺化、氧化及還原等方法之前染料、醫葯、香料等中間體及炸葯、精糖。由於甲苯的結晶點很低，故可用作航空燃料及內燃機燃料的添加劑。質量標准：見表1－2。

表1-2 甲苯質量標准（GB/T2284-93）
項目 指標
特級 一級 二級
外觀 室溫（18~25℃）下透明液體，不深於每1000mL水中含有0.003g重鉻酸鉀溶液的顏色
密度（20℃）/(kg/m3)
沸程/℃
大氣壓下（110.6℃）
酸洗比色
溴價/（gBr/100mL） 863~868
中性實驗 中性
水分 室溫（18~20℃）下目測無可見不溶水

第1.9 安全與環保

1.9.1 安全注意事項
苯類產品是易燃、易爆、有毒的無色透明液體，其蒸汽與空氣混合能形成爆炸性混合物，因此，應特別注意防火，強化安全措施。
（1）不準有明火和火花，設備必須密封，以減少苯蒸汽揮發散發入容器中，設備的放散管應通入大氣，其管口用細金屬網遮蔽，使貯槽或蒸餾設備中的苯類產品不致因散出蒸汽回火而引起燃燒，廠房應設有良好的通風設備，防止苯類蒸汽的聚集。
（2）所有金屬結構應按規定在幾個地點上接地，為防止液體自由下落而引起靜電荷的產生，將引入貯槽中所有管道均應安裝到接近貯槽的底部，電動機應放在單獨的廠房內。
（3）應設有泡沫滅火器和蒸汽滅火裝置，不能用水滅火。
（4）工人進入貯槽或設備進行清掃或修理前,油必須全部放空,所有管道均需切斷,設備應用水蒸汽徹底清掃後才允許進入並注意通風,檢修人員沒有動火證嚴禁在生產區域內動火。
（5）進入生產區域或生產無關人員，不得亂動設備和計量儀表等。
（6）及時清除設備管線泄漏情況，嚴防中毒著火、爆炸等事故的發生。
（7）泄漏應急處理迅速撤離泄漏污染區人員至安全區，並進行隔離，嚴格限制出入。切斷火源。建議應急處理人員戴自給正壓式呼吸器，穿消防防護服。盡可能切斷泄漏源，防止進入下水道、排洪溝等限制性空間。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散劑製成的乳液刷洗，洗液稀釋後放入廢水系統。大量泄漏：構築圍堤或挖坑收容；用泡沫覆蓋，抑制蒸發。用防爆泵轉移至槽車或專用收集器內，回收或運至廢物處理場所處置。
1.9.2 環境保護
認真執行環境保護方針、政策、堅持污染防治設施與生產裝置同時設計、同時施工、同時投產。現將「三廢」治理措施分析述如下：
（1）廢水：各設備間接冷卻水回收用於煉焦車間熄焦用，工藝產品分離水送往生化裝置進行處理。設備沖洗水經初步沉澱和油水分離後送入生化處理。
（2）廢氣：水凝氣體回收引入列管戶前燃燒，產品貯槽加水噴淋裝置和氮密封措施，防止揮發污染大氣環境。
（3）廢渣：生產過程中生產的廢渣送往回收工段作為原料使用。
定期檢測個生產崗位苯含量和生產下水中各污染均含量，嚴防超標現象的發生。

第2章 烯烴加氫飽和單元分析
2.1 反應機理及影響因素分析
（1）反應機理
單烯烴 CnH2n+H2→CnH2n+2
雙烯烴 CnH2n-2+2H2→CnH2n+2
環烯烴

烯烴的加氫飽和反應也為耗氫和放熱反應。
(2) 烯烴的加氫飽和反應過程的影響因素
烯烴的加氫飽和反應過程的影響因素除催化劑性能外，主要有原料性質、反應溫度、反應壓力、氫油比和空速等。
①原料性質
加工烯烴含量較高的原料時，需要較高的反應苛刻度（即較高的反應壓力和反應溫度，較低的反應空速）。此外一定要注意原料油罐的惰性氣體保護，最好是直接進裝置，避免中間與空氣接觸發生氧化生成膠質，導致催化劑失活加快。
②反應溫度
反應溫度通常是指催化劑床層平均溫度。烯烴的加氫飽和反應是一種放熱反應，提高反應溫度不利於加氫反應的化學平衡，但能明顯提高化學反應速度，提高精製深度。過高的反應溫度會促進加氫裂化副反應的發生，使產品液體收率下降，導致催化劑上積炭速率加快，降低催化劑使用壽命；反應溫度過低，不能保證將雜質除凈。
在很高溫度下，烯烴飽和度有一個明顯的限制，結果使在高溫操作比低溫操作的產品中有更多的殘存烯烴，當原料中有明顯的輕組分，使用新催化劑時硫化氫與烯烴反應生成醇，在較低溫度下操作可避免硫醇的生成。
根據催化劑活性和原料油中的烯烴含量，一般預加氫的反應溫度為150～180℃。隨著運轉時間的延長，逐步提高反應溫度，以補償催化劑的活性降低。
③反應壓力
當要求一定的產品質量時，壓力的選擇主要是考慮催化劑的使用壽命和原料油中的烯烴含量。一般而言，壓力愈高，催化劑操作周期愈長；原料油烯烴含量愈高，選擇操作壓力也愈高。提高反應壓力將促進加氫反應速度，增加精製深度，並可保持催化劑的活性。但壓力過高會促進加氫裂解反應，使產品總液收下降，同時過高的反應壓力會增加投資及運轉費用。
④氫油比
所謂氫油比是反映標准狀態時，氫氣流量與進料量的比值。可用H2/HC表示。提高氫油比，不僅有利於加氫反應的進行，並能防止結焦，起到保護催化劑的作用。但是，在原料油進料一定的情況下，氫油比過大會減少原料油與催化劑接觸時間，反而對加氫反應不利，導致精製深度下降，產品質量下降，同時也增大了系統壓降和壓縮機負荷，操作費用增加。
⑤空速
空速指單位（質量或體積）催化劑在單位時間內處理的原料量，簡寫為h-1 。空速分為質量空速和體積空速。常用體積空速（LHSV），它的倒數相當於反應接觸時間，稱為假接觸時間。因此空速的大小意味著原料與催化劑接觸時間的長短。空速過大，即單位催化劑處理的原料量越多，其接觸時間應越短，影響了精製深度；空速過小增加了加氫裂解反應，使產品液收率下降，運轉周期縮短，降低了裝置的處理量。
2.2 物料平衡

表2-1烯烴加氫反應單元物料數據 單位：噸/日
入 方 出 方
原料油 43.2 精餾進料 42.32
氫氣 0.52 損失 1.40

合計 43.72 合計 43.72

2.3 能量平衡（以加熱爐為例）
2.3.1 原料進出加熱爐數據
原料進出加熱爐數據見表2-2。
表2-2 原料進出加熱爐數據
入 方（80℃） 出 方（160℃）
單位
項目 組成 數據 焓值 熱量 單位
項目 組成 數據 焓值 熱量
m% Kcal/kg wkcal m% Kcal/kg wkcal
原
料
油 苯 0.7 130 16.38 原
料
油 苯 0.7 154 19.40
甲苯 0.3 128 6.912 甲苯 0.3 158 8.532
烯烴 烯烴
氫氣 540 1.170 氫氣 1090 2.362
合計 24.462 合計 30.294
註：原料中烯烴含量很少在計算過程中可忽略不計。
2.3.2 加熱爐熱平衡
由表2-2可以知道，原料油經過加熱爐後，熱量增加值為：5.832wkcal/t.
加熱爐需要燃燒瓦斯進行提供。加熱爐用瓦斯組成見表2-3。
表2-3 加熱爐用瓦斯組成及焓值計算表
成份組成 體積熱值 分析數據 焓值
1 氫氣 2650 44.91 1190.115
2 氧氣 0 11.73 0
3 氮氣 0 40.56 0
4 二氧化碳 0.02 0
5 一氧化碳 3018 0 0
6 甲烷 8529 1.61 137.3169
7 乙烷 15186 0.48 72.8928
8 乙烯 14204 0.42 59.6568
9 丙烷 21742 0.05 10.871
10 丙烯 20638 0.07 14.4466
11 異丁烷 26100 0.03 7.83
12 正丁烷 28281 0.03 8.4843
13 正丁烯 27160 0.02 5.432
14 異丁烯 27160 0.01 2.716
15 反丁烯 27160 0.02 5.432
16 順丁烯 27160 0.01 2.716
17 碳五以上 34818 0.03 10.4454
合計 100 1528.3548

第七章 參考文獻

1 化工原理》上下冊.化學工業出版社.2006年5月第3版
2 馮伯華.《化學工程手冊》第1、2、3、6卷.化學工業出版社.1989年10月第1版
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4 陳洪鈁.《化工分離過程》，化學工業出版社，1995年5月第1版
5 陳鍾秀.《化工熱力學》.化學工業出版社.1993年11月第1版
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8.馬秉騫主編.《煉油設備基礎知識》中國石化出版社.2003年1月第1版
9.周志成等.《石油化工儀表自動化》中國石化出版社.1994年5月第1版
10.田顧慧.《化工設備》中國石化出版社.1996年6月第1版
11.沈復 李陽初.《石油加工單元過程原理》中國石化出版社.2004年8月第1版
12.陸美娟.《化工原理》化學工業出版社. 2006年1月第10版
符號說明
A換熱面積m2
Aa 鼓泡區面積m2
Af 降液管橫截面積m2
An 有效傳質區面積m2
Ao 篩孔面積m2
AT塔橫截面積m2
A 質量分率-
C 負荷系數-
CP 比熱KJ/Kg．OC(KJ/Kg．K)
D 塔頂產品流率Kmol/h(Kg/h)
Dg 公稱直徑m
DT塔徑m
D 管內徑 mm
d1 管外徑 mm
do 孔徑 mm
dm 管平均直徑mm
E 液流收縮系數-
ET全塔板效率-
ev 霧沫夾帶量Kg液體/Kg氣體
F 進料流率 Kmol/h(Kg/h)
H 塔高m
HL板上清夜層高度mm
HT板間距 m
Hd降液管內清夜層高度m
HD塔頂空間高度 m
HB塔底空間高度 m
hd 氣體通過干板壓降m
ho 降液管下沿到塔板間距離m
how 溢流堰上液頭高 m
hp 氣體通過塔扳壓降m
hr 液體通過降液管的壓降m
hw 溢流堰高度m
hσ液體表面張力引起的壓降m
Ko 以內壁為基準的總傳熱系數Kcal/m2．H．oC
K穩定系數
L 液體流量 Kmol/h(Kg/h,m3/h)
lW溢流堰堰長
ms 冷卻劑質量流量 Kg/h
N 實際塔板數 -
NT 理論塔板數 -
Nt 換熱器總管數 -
N 開孔數
Q 換熱器熱負荷 W
R 迴流比 -
Rmim 最小迴流比 -
Rsi 換熱管內垢阻系數 m2•h•oC/Kcal
r 氣化潛熱 KJ/Kg
Tc 臨界溫度 K
T 孔間距 mm
Tp 板厚度 mm
ua 以鼓泡區面積為基準的氣速 m/s
uf 液泛氣速 m/s
un 空塔氣速 m/s
uo 以篩孔面積為基準的氣速 m/s
uow 漏液點氣速 m/s
V 塔內上升氣體流量 Kmol/h(Kg/h,m3/h)
W 塔釜采出液體量 Kmol/h(Kg/h)
Wc 邊緣區寬度 m(mm)
Wd 降液管寬度 m(mm)
Ws 塔板入口安定區寬度 m(mm)
Ws』 塔板出口安定區寬度 m(mm)
X 液相摩爾分率 -
Y 氣相摩爾分率 -
A 相對揮發度 -
Ai 以內壁為基準的傳熱膜系數 Kcal/m2•h•oC
Ao 以外壁為基準的傳熱膜系數 Kcal/m2•h•oC
β 充氣系數 -
σ 表面張力 dyn/cm2
ρL 液相密度 Kg/m3
ρv(g) 氣相密度 Kg/m3
μ 粘度 Cp
開孔率 -
Ф 裝料系數 -
τ 停留時間 s
λ

Ⅵ 乙醇-水精餾浮閥塔設計

乙醇—水來精餾塔設計任務書
任務書
一．源設計題目
乙醇—水連續精餾塔的溫計．
二．設汁任務及操作條件
(1)進精餾塔的料液含乙醇25％(質量)．其餘為水。
(2)產品的乙醇含量不得低於94％(質量)。
(3)殘液中乙醇含量不得高於0.1％(質量)。
(4)生產能力為日產(24小時) 噸94％(質量)的乙醇產品。
(5)操作條件
①精餾塔頂壓強4kPa(表壓)．
②進料熱狀態 自選。
③迴流比 自選。
④加熱蒸汽 低壓蒸汽。
⑤單板壓降 ≯0.7kPa．
三．設備型式
設備型式為篩板塔或浮閥塔．
四．廠址
廠址為西北地區。
五．設計內容
(1)設計方案的確定及流程說明。
(2)塔的工藝計算。
(3)塔和塔板主要工藝尺寸的設計。
①塔高、塔徑及塔板結構尺寸的確定。
②塔板的流體力學驗算。
③塔板的負荷性能圖。
(4)設計結果概要或設計一覽表。
(5)輔助設備選型與計算。
(6)生產工藝流程圖及精餾塔的工藝條件圖。
(7)對本設計的評述或有關問題的分析討論。
六．設計基礎數據
(1)常壓下乙醇—水系統t—x—y數據；
(2) 乙醇的密度、粘度、表面張力等物性參數見《化工原理設計指導書》。