蒸馏塔设备选型与计算

Ⅰ 蒸馏塔造价

现在常用的不锈钢塔节6米高,两节12米,里面是不锈钢高效规整填料,有2000L塔釜,沸腾器,冷凝器,电磁阀,一共是16万左右.他们计算钱的时候是按设备的重计,再加上100-150%的加工费.

Ⅱ 苯-甲苯混合物分离精馏塔设计

第一章 概 述 1.1精馏塔的简单介绍 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。
1.2本设计的目的和意义 通过本次课程设计，培养学生多方位、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力。主要体现在以下几个方面：
（1）资料、文献、数据的查阅、收集、整理和分析能力。要科学、合理、有创新地完成一项工程设计，往往需要各种数据和相关资料。因此，资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。
（2）工程的设计计算能力和综合评价的能力。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算。
（3）工程设计表达能力。工程设计完成后，往往要交付他人实施或与他人交流，因此，在工程设计和完成过程中，都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。只有完整、流畅、正确地表达出来的工程设计的内容，才可能被他人理解、接受，顺利付诸实施。
通过本设计不仅可以进一步巩固学生所学的相关啊知识，提高学生学以致用的综合能力，尤其对精馏、流体力学等课程更加熟悉，同时还可以培养学生尊重科学、注重实践和学习严禁、作风踏实的品格。

第二章 设计计算 2.1确定设计方案 本设计任务是分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用中间泡点进料，将苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。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，塔底产品冷却后送至储罐。
2.2精馏塔的物料衡算 1.原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol
甲苯的摩尔质量 MA=92.13 kg/kmol
xF = =0.541
xD = =0.992
xW = =0.012
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
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
原料处理量 F= =131.41 kmol/h
总物料衡算 D+W=131.41
苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541
联立解得 D=70.93 kmol/h
W=60.48 kmol/h
2.3塔板数的确定 常压下苯-甲苯的气液平衡与温度关系
温度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（摩尔分数）

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.理论塔板数NT的求取
苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。
①由上表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出下面x-y图

②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，子点e（0.542，0.542）做垂线ef即为进料线（q线），该线于平衡线的交点坐标为
yq=0.756 xq=0.542
故最小回流比为
Rmin=1.103
取操作回流比为
R=2Rmin=2.206
③求精馏塔气、液相负荷
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求操作线方程
精馏段操作线方程为
y= x+ XD=0.667x+0.301
提馏段操作线方程为
y′= ’- Xw =1.237x’-0.003
5图解法求理论塔板层数
采用图解法求理论踏板层数，如上图所示。求解结果为
总理论塔板层数 NT=12.5
进料板位置 NF=6
2.实际塔板层数的求取
精馏段实际塔板层数 N精=6/0.56≈11
提留段实际塔板层数 N提=6.5/0.56≈12

2.4精馏塔工艺条件的计算 1.操作压力计算
塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3 kPa
每层塔板压降 ΔP=0.7 kPa
进料板压力 PF=112.3 kPa
精馏段平均压力 Pm=108.8 kPa
2.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.992，查平衡曲线，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
进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板，得
yF=0.720
查平衡曲线，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
精馏段平均摩尔质量
MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmol
MLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol
3.平均密度计算
(1)气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
рVm= =2.88 kg/m3
(2)液相平均密度的计算
液相平均密度计算依下式计算，即
1/рVm=∑ai/рi
塔顶液相平均密度的计算
由tD=82.1℃，查手册得
рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3
рLDm= =812.6kg/m3
进料板的平均密度计算
由tF=99.5℃，查手册得
рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3
进料板液相的质量分率
aA=0.456
рLFm= =791.8 kg/m3
精馏段液相平均密度为
рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m3

2.5精馏塔塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率
Vs= =1.812 m3/s
Ls= =0.0045 m3/s
由 umax=C
=0.0413

取板间距HT=0.40 m，板上液层高度hL=0.06 m,则
HT-hL=0.40-0.06=0.34 m
查资料可得 C20=0.075
C= C20 =0.0753
Umax =0.0753 =1.254 m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
u=0.7 umax=0.878 m/s
D= =1.66 m
按标准塔径圆整后为 D=1.5 m
塔截面积为
AT=2.16 ㎡
实际空塔气速为
u=0.839 m/s
2.精馏塔的有效高度计算
精馏段有效高度为
Z精=（N精—1）HT=4 m
提馏段有效高度为
Z提=（N提—1）HT=4.4 m
在进料板上开一人孔，其高度为0.8 m
故精馏塔的有效高度为
Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m

2.6塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置的计算
因塔径D= 1.5m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
(1)堰长lW
取 lW=0.66D=0.99 m
(2)溢流堰高度hW
由 hW=hL-hOW
选取平直堰，堰上液层高度hOW，近似的取E=1得
hOW= E =0.019 m
取板上清液层高度 hL=0.06 m
故 hW=0.06-0.019=0.041 m
(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由 lW/D=0.66 得
Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124
故 Af=0.198 ㎡
Wd=0.186 m
验算液体在降液管中停留的时间
θ= =17.6 s＞5 s
故降液管设计合理。
2.7筛板流体力学的验算 1.液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量不是很大，故可忽略液面落差的影响。
2.液沫夹带
液沫夹带量eV计算，即
eV= ( ) =0.042 kg＜0.1 kg
hf=2.5 =0.15 m
故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。
3.漏液
对筛板塔，漏液点气速u0，min计算，即
u0，min=4.4
=6.0276 m/s
实际孔速
u0= Vs/A0=16.23 m/s＞u0，min
稳定系数为
K=u0 /u0，min=2.692＞1.5
故在本设计中无明显漏液。

第三章 设计结果汇总

序号 项目 数值
1 平均温度 ,℃ 90.8
2 平均压力Pm，kPa 108.8
3 气相流量Vs (m3/s) 0.872
4 液相流量Ls (m3/s) 0.0022
5 实际塔板数 23
6 有效段高度Z，m 9.2
7 塔径，m 1.0
8 板间距，m 0.4
9 溢流形式 单溢流
10 降液管形式 弓形
11 堰长，m 0.66
12 堰高，m 0.051
13 板上层液高度，m 0.06
14 堰上层液高度，m 0.009
15 空塔气速，m/s 1.111
16 液沫夹带eV，(kg液/kg气) 0.042
17 稳定系数 2.69
18 筛孔直径,m 0.005
19 孔中心距,m 0.015
20 筛孔直径,m 0.005

Ⅲ 蒸馏设备的设备

（molecular distillation equipment）
分子蒸馏亦称短程蒸馏.它是一项较新的尚未广泛应用于工业化生产的液-液分离技术．其应用能解决大量常规蒸馏技术所不能解决的问题.
分子蒸馏与常规蒸馏技术相比有以下特点:
1．普通蒸馏是在沸点温度下进行分离操作:而分子蒸馏只要冷热两个面之间达到足够的温度差.就可以在任何温度下进行分离.因而分子蒸馏操作温度远低于物料的沸点.
2．普通蒸馏有鼓泡.沸腾现象:而分子蒸馏是液膜表面的自由蒸发.操作压力很低.一般为0．1-1Pa数量级,受热时间很短．一般仅为十秒至几十秒.
3．普通蒸馏的蒸发和冷凝是可逆过程.液相和气相之间处于动态相平衡,而在分子蒸馏过程中.从加热面逸出的分子直接飞射到冷凝面上.理论上没有返回到加热面的可能性.所以分子蒸馏没有不易分离的物质.
一套完整的分子蒸馏设备主要包括：分子蒸发器、脱气系统、进料系统、加热系统、冷却真空系统和控制系统。分子蒸馏装置的核心部分是分子蒸发器，其种类主要有3种：(1)降膜式：为早期形式，结构简单，但由于液膜厚，效率差，当今世界各国很少采用；(2)刮膜式:形成的液膜薄，分离效率高，但较降膜式结构复杂；(3)离心式：离心力成膜，膜薄，蒸发效率高，但结构复杂，真空密封较难，设备的制造成本高。为提高分离效率，往往需要采用多级串联使用而实现不同物质的多级分离。
1.降膜式分子蒸馏器
该装置是采取重力使蒸发面上的物料变为液膜降下的方式。将物料加热,蒸发物就可在相对方向的冷凝面上凝缩。降膜式装置为早期形式，结构简单，在蒸发面上形成的液膜较厚，效率差，现在各国很少采用。
2.刮膜式分子蒸馏装置
我国在80年代末才开展刮膜式分子蒸馏装置和工艺应用研究。它采取重力使蒸发面上的物料变为液膜降下的方式，但为了使蒸发面上的液膜厚度小且分布均匀,在蒸馏器中设置了一硬碳或聚四氟乙烯制的转动刮板。该刮板不但可以使下流液层得到充分搅拌,还可以加快蒸发面液层的更新,从而强化了物料的传热和传质过程。其优点是:液膜厚度小,并且沿蒸发表面流动;被蒸馏物料在操作温度下停留时间短,热分解的危险性较小,蒸馏过程可以连续进行,生产能力大。缺点是:液体分配装置难以完善,很难保证所有的蒸发表面都被液膜均匀覆盖;液体流动时常发生翻滚现象,所产生的雾沫也常溅到冷凝面上。但由于该装置结构相对简单,价格相对低廉,现在的实验室及工业生产中,大部分都采用该装置。
3.离心式分子蒸馏装置
该装置将物料送到高速旋转的转盘中央,并在旋转面扩展形成薄膜,同时加热蒸发,使之与对面的冷凝面凝缩,该装置是目前较为理想的分子蒸馏装置。但与其它两种装置相比,要求有高速旋转的转盘,又需要较高的真空密封技术。离心式分子蒸馏器与刮膜式分子蒸馏器相比具有以下优点:由于转盘高速旋转,可得到极薄的液膜且液膜分布更均匀,蒸发速率和分离效率更好;物料在蒸发面上的受热时间更短,降低了热敏物质热分解的危险;物料的处理量更大,更适合工业上的连续生产。 （alcohol distilling equipment）
特点：第一，节能。采用高效低阻的板型，降低釜温，适量回流，建立合理利用各级能量的蒸馏流程；尽量采用仪表控制或微机自控系统，使设备处于最佳负荷状态。
第二，生产强度高。提高单位塔截面的汽液通量，特别是对醪塔的设计，更应注意其汽液比的关系。使设备更加紧凑、生产强度和处理能力又能提高的方法之一，采用高效塔板代替原有旧式塔校(塔体不动)。
第三，排污性能好。在尽量减少成熟醪中纤维物含量的同时，对设备也要考虑其适应含固形物发酵液的蒸馏，最大限度减少停产清塔的次数。
第四，充分考虑塔器的放大效应．特别是对年产量在15000吨以上的塔设备，由于塔径均大于1.5米以上，所以要对大直径塔设备采取积极先进措施，以减轻分离效率的降低。
第五，结构简单，造价降低。在工艺条件许可的情况下，选用塔板结构简单而效率又高的新型塔板。
装置原理：
本装置适用于制药、食品、轻工、化工等待业的稀酒精回收，也适用于甲醇等其他溶煤的蒸馏。本装置根据用户的要求，可将30。左右的稀酒精蒸馏至90。-95。酒精，成品酒精度数要求再高。可加大回流比，但产量就相应减少。
采用高效的不锈钢波纹填料。蒸馏塔体采用不锈钢制作，从而是防止了铁屑堵塞填料的现象，延长了装置的使用期限。本装置中凡接触酒精的设备部分如冷凝器、稳压罐、冷却蛇管等均采用不锈钢，以确保成品酒精不被污染。蒸馏釜采用可拆式U型加热管，在检修时可将U型加热管移出釜外，便于对加热管外壁及蒸馏釜内壁进行清洗。本装置可间歇生产，也可连续生产。
能力参数： 型号 塔径mm 30~40%进料的生产能力 60~80%进料的生产能力 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 减压蒸馏设备（atmospheric-vacuum distillation unit）常减压蒸馏装置通常包括三部分：
（1）原油预处理。采用加入化学物质和高压电场联合作用下的电化学法除去原油中混杂的水和盐类。
（2）常压蒸馏。原油在加热炉内被加热至370℃左右，送入常压蒸馏塔在常压（1大气压）下蒸馏出沸点较低的汽油和柴油馏分，残油是常压重油。
（3）减压蒸馏。常压重油再经加热炉被加热至410℃左右，进入减压蒸馏塔在约8.799千帕（60毫米汞柱）绝压下蒸馏，馏出裂化原料的润滑油原料，残油为减压渣油。参见原油蒸馏。 水气蒸馏是用来分散以及提纯液态或者固态有机化合物的一种要领，经常使用于下列几种环境：（1）某些沸点高的有机化合物，在常压下蒸馏虽可与副产物分散，但易被破坏；（2）混淆物中含有大量树脂状杂质或者不挥发性杂质，采用蒸馏、萃取等要领都难以分散；（3）从较多固体反应物中分散出被吸附的液体。
基本原理
按照道尔顿分压定律，当与水不相混溶的物质与水并存时，全般系统的蒸气压应为各组分蒸气压之以及，即：
p= pA+ pB
其中p 代表总的蒸气压，pA为水的蒸气压，pB 为与水不相混溶物质的蒸气压。
当混淆物中各组分蒸气压总以及等于外界大气压时，这时候的温度即为它们的沸点。此沸点比各组分的沸点都低。是以，在常压下应用水气蒸馏，就能在低于100℃的环境下将高沸点组分与水一路蒸出来。由于总的蒸气压与混淆物中两者间的相对于量无关，直至其中一组分几乎完全移去，温度才上涨至留在瓶中液体的沸点。我们懂得，混淆物蒸气中各个气体分压（pA，pB）之比等于它们的物质的量（nA，nB）之比，即：
而nA=mA/MA；nB=mB/MB。其中
mA、mB为各物质在肯定是容量中蒸气的质量，MA、MB为物质A以及B的相对于份子质量。是以：
可见，这两种物质在馏液中的相对于证量（就是它们在蒸气中的相对于证量）与它们的蒸气压以及相对于份子质量成正比。
以苯胺为例，它的沸点为184.4℃，且以及水不相混溶。当以及水一路加热至98.4℃时，水的蒸气压为95.4 kPa，苯胺的蒸气压为5.6 kPa，它们的总压力靠近大气压力，于是液体就开始沸腾，苯胺就随水气一路被蒸馏出来，水以及苯胺的相对于份子质量别离为18以及93，代入上式：
即蒸出3.3 g水可以容或者带出1 g苯胺。苯胺在溶液中的组分占23.3%。测试中蒸出的水量往往超过计算值，由于苯胺微溶于水，测试中尚有一部分水气不遑与苯胺充分接触便离开蒸馏烧杯的缘故。
哄骗水气蒸馏来分散提纯物质时，要求此物质在100℃摆布时的蒸气压至少在1.33 kPa摆布。要是蒸气压在 0.13～0.67 kPa，则其在馏出液中的含量仅占1%，甚至更低。为了要使馏出液中的含量增高，就要想办法提高此物质的蒸气压，也就是说要提高温度，使蒸气的温度超过100℃，即要用过热水气蒸馏。例如苯甲醛（沸点178℃），进行水气蒸馏时，在97.9℃沸腾，这时候pA=93.8 kPa，pB=7.5 kPa，则：
这时候馏出液中苯甲醛占32.1%。
假如导入133℃过热蒸气，苯甲醛的蒸气压可达29.3kPa，故而只要有72 kPa的水气压，就可使系统沸腾，则：
这样馏出液中苯甲醛的含量就提高到了70.6%。
应用过热水气还具有使水气冷凝少的长处，为了防止过热蒸气冷凝，可在蒸馏瓶下保温，甚至加热。
从上面的分析可以看出，施用水气蒸馏这种分散要领是有条件限定的，被提纯物质必需具备以下几个条件：（1）不溶或者难溶于水；（2）与沸水永劫间并存而不发生化学反应；（3）在100℃摆布必需具有肯定似的蒸气压（一般不小于1.33 kPa）。

Ⅳ 甲醇水的连续精馏塔课程设计

甲醇水的连续精馏塔课程设计
一、设计名称 甲醇-水溶液连续精馏塔的设计
二、设计条件
处理量：t/a（17500）
料液组成（质量分数）：（30％）
塔顶产品组成（质量分数）：（92.5％）
塔顶易挥发组分回收率：（99％）
每年实际生产时间：330天/年，每天24小时连续工作
连续操作、中间加料、泡点回流。
操作压力：常压
进料状况：冷液进料（55℃）
塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为0.3Mpa
塔顶冷凝水用冷却水的进、出口温度差20-40℃
三、设计任务
完成精馏塔的工艺设计，
有关附属设备的设计和选型，
绘制精馏塔系统工艺流程图和精
馏塔装配图，编写设计说明书。
设计内容包括：1、精馏装置流程设计与论证
2、浮阀塔内精馏过程的工艺计
3、浮阀塔主要工艺尺寸的确定
4、塔盘设计
5、流体力学条件校核、作负荷性能图
6、主要辅助设备的选型
四、设计说明书内容
1、目录
2、概述（精馏基本原理）
3、工艺计算
4、结构计算
5、附属装置评价
6、参考文献
7、对设计自我评价

Ⅳ 化工原理课程设计 分离丙酮-水混合液的填料精馏塔 有满意答案，追加100分

毕业设计（论文）任务书
设计（论文）题目：年处理量1.0万吨甲苯-水混合液的填料塔的设计
函授站： 专业： 化工工艺 班级：xx
学生： xx 指导教师：
1．设计（论文）的主要任务及目标
塔设计计算：
a塔工艺计算（物料和能量衡算）
b 塔及塔板主要工艺尺寸的设计计算
⑶ 对苯精馏塔的流体力学验算
⑷ 相关辅助设备选型与计算
⑸ 设计结果及分析讨论
2．设计（论文）的基本要求和内容
⑴ 论文内容符合毕业设计撰写规范。
⑵ 数据可靠、真实，具有一定的代表性。
⑶ 计算过程细化、符合规范要卖芹求。
⑷ 要求论文图纸包括：生产工艺流程控制图、塔的部分装配图、X-Y图、塔板负荷性能图。
3．主要参考文献
⑴陆美娟.《化工原理》.化学工业出版社.2001年1月第1版
⑵冯伯华.《化学工程手册》第1、2、3、6卷.化学工业出版社.1989年10月第1版
⑶包丕琴.《华工原理课程设计指导书》.北京化工大学化工原理教研室.1997年4月
⑷陈洪钫.《化工分离过程》.化学工业出版社.1995年5月第1版
⑸陈钟秀.《化工热力学》.化学工业出版社.1993年11月第1

关键词：回流比、精馏、泡点进料、设备、试手配姿差
目 录
前言．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1章 精馏方案的说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1.1节 操作压力．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1.2节 进料状态．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.3节 采用强制回流（冷回流）．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.4节 塔釜加热方式、加热介质．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.5节 塔顶冷凝方式、冷却介质．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.6节 流程说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.7节 筛板塔的特性．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）
第1.8节 生产性质及用途．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）
第1.9节 安全与环保．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（11）
第2章 烯烃加氢饱和单元分析．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）
第2.1节 反应机理及影响因素分析
第2.2节 物料平衡
第2.3节 能量平衡
第3章 精馏塔设计计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）
第3.1节塔的工艺计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．.（12）
第3.2节塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算．．．．.（25）
第4章 塔的流体力学验算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）
第4.1节校核．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）
第4.2节负荷性能图计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（34）
第5章 辅助设备选型计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）
第5.1节换热器的计算选型．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）
第5.2节 管道尺寸的确定．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（44）
第5.3节 原料槽、成品槽的确定．．．．．．．．．．．．．．．．（45）
第6章 设计结果概要及分析讨论．．．．．．．．．．．．．．．（45）
第6.1节数据要求．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．毕绝（45）
第6.2节设计特点．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）
第6.3节 存在的问题．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）
参考文献．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（47）
符号说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（48）
附录1．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附录2．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附录3．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附录4．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
前言

本论文是针对工业生产中苯-甲苯溶液这一二元物系中进行苯的提纯精馏方案，根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成，对精馏塔进行设计和物料衡算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及物料组成。同时对精馏塔的基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型，对塔顶冷凝器、塔底再沸器、相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计过程中参考了有关《化工原理》、《化学工程手册》、《冷换设备工艺计算手册》、《炼油设备基础知识》、《石油加工单元过程原理》等方面的资料，为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。
通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力，为今后在工作中进一步发挥作用打下了良好的基础。

第1章 精馏方案的说明

本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔的产品要求纯度很高，达99.9％以上，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，以及两塔顶温度变化很窄(0.02℃)，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温差控制。

第1.1节 操作压力

精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压减压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。

第1.2节 进料状态

进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。
泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。

第1．3节 采用强制回流（冷回流）

采用冷回流的目的是为了便于控制回流比，回流方式对回流温度直接影响。

第1．4节 塔釜加热方式、加热介质

塔釜采用列管式换热器作为再沸器间接加热方式，加热介质为水蒸汽。

第1．5节 塔顶冷凝方式、冷却介质

塔顶采用列管式冷凝冷却器，冷却介质用冷却水。

第1．6节 流程说明

由于上游装置没有后加氢单元，所以在重整反应过程中生成的烯烃会带到本装置原料中， 烯烃的存在，会导致苯、甲苯产品的酸洗比色不合格，因此必须进行烯烃的加氢饱和。
本装置流程包括烯烃加氢反应单元和精馏单元两部分。
烯烃加氢反应单元：原料经过进料泵加压后进入换热器E101与反应生成油交换热量后，进入加热炉L101进行加热，再进入反应器R101，经过烯烃饱和加氢反应后进入热交换器E101冷却后，进入油气分离器V101，油进入精馏原料中间罐。
本精馏方案采用节能型强制回流进行流程设计，并附有在恒定进料量、进料组成和一定分离要求下的自动控制系统以保证正常操作。
精馏过程：30OC原料液从原料罐经进料泵进入原料换热器E102再经原料预热器进行预热进一步预热至泡点（97.65OC，加热介质为水蒸汽），温度升至约97.65oC,从进料口进入精馏塔T101进行精馏，塔顶气温度为81.52oC部分冷凝后的气液混合物进入塔顶冷却器（冷却介质为冷却水），冷凝后的物料进入回流罐V102，然后再通过回流泵，将料液一部分作为回流也打入塔顶，另一部分作为塔顶产品经产品冷却器进入产品储罐V103，再经产品泵P104/AB输送产品。塔釜内液体一部分进入再沸器E103，经水蒸汽加热后，回流至塔釜，另一部分与原料换热器换热后排入甲苯储罐。在整个流程中，所有的泵出口都装有压力表，所有的储槽都装有放空阀，以保证储槽内保持常压。

第1.7节 筛板塔的特性

筛板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要优点：
（1）结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；
（2）在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%-40%；
（3）塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；
（4）气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右。
筛板塔的缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。

第1.8节 生产性质及用途

1.8.1 苯的性质及用途
苯是一种易燃、易挥发、有毒的无色透明液体，易燃带有特殊芳香气味的液体。分子式C6H6，相对分子量78.11，相对密度0.8794(20℃)，熔点5.51℃，沸点80.1℃，闪点-10.11℃(闭杯)，自燃点562.22℃，蒸气密度2.77kg/m3，蒸气压13.33kPa(26.1 ℃)， 标准比重为0.829。蒸气与空气混合物爆炸限1.4%～8.0%。不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、油混溶。遇热、明火易燃烧、爆炸。能与氧化剂，如五氟化溴、氯气、三氧化铬、高氯酸、硝酰、氧气、臭氧、过氯酸盐、(三氯化铝+过氯酸氟)、(硫酸+高锰酸盐)、过氧化钾、(高氯酸铝+乙酸)、过氧化钠发生剧烈反应，不能与乙硼烷共存。苯是致癌物之一。苯是染料、塑料、合成树脂、合成纤维、药物和农药等的重要原料，也可用作动力燃料及涂料、橡胶、胶水等溶剂。质量标准：见表1－1。

表1-1 纯苯质量标准（GB/T2283-93）
项目 指标
特级 一级 二级 三级
外观 室温（18~25℃）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色
密度（20℃）/kg/m3
沸程/℃
大气压下（80.1℃）
酸洗比色
溴价/(g/100mL)
结晶点/℃
二硫化碳/(gBr/100mL)
噻吩/(g/100mL) 876~880
中性实验 中性
水分 室温（18~20℃）下目测无可见不溶水

1.8.2 甲苯的性质
甲苯有强烈的芳香气味，无色有折射力的易挥发液体,气味似苯。分子式C7H8，相对分子质量92.130，相对密度0.866(20℃/4℃)，熔点-95～-94.5℃，沸点110.4℃，闪点4.44℃(闭杯)，自燃点480℃，蒸气密度3.14 kg/m3，蒸气压4.89kPa(30℃) 比重D 4℃20℃、0.866，，蒸气与空气混合物的爆炸极限为1.27%～7%。几乎不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸、二硫化碳混溶。遇热、明火或氧化剂易着火。遇明火或与(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸银、三氟化溴、六氟化铀等物质反应能引起爆炸。流速过快(超过3m/s)有产生和积聚静电危险。甲苯可用氯化、硝化、磺化、氧化及还原等方法之前染料、医药、香料等中间体及炸药、精糖。由于甲苯的结晶点很低，故可用作航空燃料及内燃机燃料的添加剂。质量标准：见表1－2。

表1-2 甲苯质量标准（GB/T2284-93）
项目 指标
特级 一级 二级
外观 室温（18~25℃）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色
密度（20℃）/(kg/m3)
沸程/℃
大气压下（110.6℃）
酸洗比色
溴价/（gBr/100mL） 863~868
中性实验 中性
水分 室温（18~20℃）下目测无可见不溶水

第1.9 安全与环保

1.9.1 安全注意事项
苯类产品是易燃、易爆、有毒的无色透明液体，其蒸汽与空气混合能形成爆炸性混合物，因此，应特别注意防火，强化安全措施。
（1）不准有明火和火花，设备必须密封，以减少苯蒸汽挥发散发入容器中，设备的放散管应通入大气，其管口用细金属网遮蔽，使贮槽或蒸馏设备中的苯类产品不致因散出蒸汽回火而引起燃烧，厂房应设有良好的通风设备，防止苯类蒸汽的聚集。
（2）所有金属结构应按规定在几个地点上接地，为防止液体自由下落而引起静电荷的产生，将引入贮槽中所有管道均应安装到接近贮槽的底部，电动机应放在单独的厂房内。
（3）应设有泡沫灭火器和蒸汽灭火装置，不能用水灭火。
（4）工人进入贮槽或设备进行清扫或修理前,油必须全部放空,所有管道均需切断,设备应用水蒸汽彻底清扫后才允许进入并注意通风,检修人员没有动火证严禁在生产区域内动火。
（5）进入生产区域或生产无关人员，不得乱动设备和计量仪表等。
（6）及时清除设备管线泄漏情况，严防中毒着火、爆炸等事故的发生。
（7）泄漏应急处理迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽可能切断泄漏源，防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。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剂制成的乳液刷洗，洗液稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容；用泡沫覆盖，抑制蒸发。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。
1.9.2 环境保护
认真执行环境保护方针、政策、坚持污染防治设施与生产装置同时设计、同时施工、同时投产。现将“三废”治理措施分析述如下：
（1）废水：各设备间接冷却水回收用于炼焦车间熄焦用，工艺产品分离水送往生化装置进行处理。设备冲洗水经初步沉淀和油水分离后送入生化处理。
（2）废气：水凝气体回收引入列管户前燃烧，产品贮槽加水喷淋装置和氮密封措施，防止挥发污染大气环境。
（3）废渣：生产过程中生产的废渣送往回收工段作为原料使用。
定期检测个生产岗位苯含量和生产下水中各污染均含量，严防超标现象的发生。

第2章 烯烃加氢饱和单元分析
2.1 反应机理及影响因素分析
（1）反应机理
单烯烃 CnH2n+H2→CnH2n+2
双烯烃 CnH2n-2+2H2→CnH2n+2
环烯烃

烯烃的加氢饱和反应也为耗氢和放热反应。
(2) 烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素
烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素除催化剂性能外，主要有原料性质、反应温度、反应压力、氢油比和空速等。
①原料性质
加工烯烃含量较高的原料时，需要较高的反应苛刻度（即较高的反应压力和反应温度，较低的反应空速）。此外一定要注意原料油罐的惰性气体保护，最好是直接进装置，避免中间与空气接触发生氧化生成胶质，导致催化剂失活加快。
②反应温度
反应温度通常是指催化剂床层平均温度。烯烃的加氢饱和反应是一种放热反应，提高反应温度不利于加氢反应的化学平衡，但能明显提高化学反应速度，提高精制深度。过高的反应温度会促进加氢裂化副反应的发生，使产品液体收率下降，导致催化剂上积炭速率加快，降低催化剂使用寿命；反应温度过低，不能保证将杂质除净。
在很高温度下，烯烃饱和度有一个明显的限制，结果使在高温操作比低温操作的产品中有更多的残存烯烃，当原料中有明显的轻组分，使用新催化剂时硫化氢与烯烃反应生成醇，在较低温度下操作可避免硫醇的生成。
根据催化剂活性和原料油中的烯烃含量，一般预加氢的反应温度为150～180℃。随着运转时间的延长，逐步提高反应温度，以补偿催化剂的活性降低。
③反应压力
当要求一定的产品质量时，压力的选择主要是考虑催化剂的使用寿命和原料油中的烯烃含量。一般而言，压力愈高，催化剂操作周期愈长；原料油烯烃含量愈高，选择操作压力也愈高。提高反应压力将促进加氢反应速度，增加精制深度，并可保持催化剂的活性。但压力过高会促进加氢裂解反应，使产品总液收下降，同时过高的反应压力会增加投资及运转费用。
④氢油比
所谓氢油比是反映标准状态时，氢气流量与进料量的比值。可用H2/HC表示。提高氢油比，不仅有利于加氢反应的进行，并能防止结焦，起到保护催化剂的作用。但是，在原料油进料一定的情况下，氢油比过大会减少原料油与催化剂接触时间，反而对加氢反应不利，导致精制深度下降，产品质量下降，同时也增大了系统压降和压缩机负荷，操作费用增加。
⑤空速
空速指单位（质量或体积）催化剂在单位时间内处理的原料量，简写为h-1 。空速分为质量空速和体积空速。常用体积空速（LHSV），它的倒数相当于反应接触时间，称为假接触时间。因此空速的大小意味着原料与催化剂接触时间的长短。空速过大，即单位催化剂处理的原料量越多，其接触时间应越短，影响了精制深度；空速过小增加了加氢裂解反应，使产品液收率下降，运转周期缩短，降低了装置的处理量。
2.2 物料平衡

表2-1烯烃加氢反应单元物料数据 单位：吨/日
入 方 出 方
原料油 43.2 精馏进料 42.32
氢气 0.52 损失 1.40

合计 43.72 合计 43.72

2.3 能量平衡（以加热炉为例）
2.3.1 原料进出加热炉数据
原料进出加热炉数据见表2-2。
表2-2 原料进出加热炉数据
入 方（80℃） 出 方（160℃）
单位
项目 组成 数据 焓值 热量 单位
项目 组成 数据 焓值 热量
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
烯烃 烯烃
氢气 540 1.170 氢气 1090 2.362
合计 24.462 合计 30.294
注：原料中烯烃含量很少在计算过程中可忽略不计。
2.3.2 加热炉热平衡
由表2-2可以知道，原料油经过加热炉后，热量增加值为：5.832wkcal/t.
加热炉需要燃烧瓦斯进行提供。加热炉用瓦斯组成见表2-3。
表2-3 加热炉用瓦斯组成及焓值计算表
成份组成 体积热值 分析数据 焓值
1 氢气 2650 44.91 1190.115
2 氧气 0 11.73 0
3 氮气 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 异丁烷 26100 0.03 7.83
12 正丁烷 28281 0.03 8.4843
13 正丁烯 27160 0.02 5.432
14 异丁烯 27160 0.01 2.716
15 反丁烯 27160 0.02 5.432
16 顺丁烯 27160 0.01 2.716
17 碳五以上 34818 0.03 10.4454
合计 100 1528.3548

第七章 参考文献

1 化工原理》上下册.化学工业出版社.2006年5月第3版
2 冯伯华.《化学工程手册》第1、2、3、6卷.化学工业出版社.1989年10月第1版
3 包丕琴.《华工原理课程设计指导书》.北京化工大学化工原理教研室.1997年4月
4 陈洪钫.《化工分离过程》，化学工业出版社，1995年5月第1版
5 陈钟秀.《化工热力学》.化学工业出版社.1993年11月第1版
6 沈复等.《石油加工单元过程原理》上下册.中国石化出版社.2004年8月第1版
7.刘巍等.《冷换设备工艺计算手册》.中国石化出版社.2003年9月第1版
8.马秉骞主编.《炼油设备基础知识》中国石化出版社.2003年1月第1版
9.周志成等.《石油化工仪表自动化》中国石化出版社.1994年5月第1版
10.田顾慧.《化工设备》中国石化出版社.1996年6月第1版
11.沈复 李阳初.《石油加工单元过程原理》中国石化出版社.2004年8月第1版
12.陆美娟.《化工原理》化学工业出版社. 2006年1月第10版
符号说明
A换热面积m2
Aa 鼓泡区面积m2
Af 降液管横截面积m2
An 有效传质区面积m2
Ao 筛孔面积m2
AT塔横截面积m2
A 质量分率-
C 负荷系数-
CP 比热KJ/Kg．OC(KJ/Kg．K)
D 塔顶产品流率Kmol/h(Kg/h)
Dg 公称直径m
DT塔径m
D 管内径 mm
d1 管外径 mm
do 孔径 mm
dm 管平均直径mm
E 液流收缩系数-
ET全塔板效率-
ev 雾沫夹带量Kg液体/Kg气体
F 进料流率 Kmol/h(Kg/h)
H 塔高m
HL板上清夜层高度mm
HT板间距 m
Hd降液管内清夜层高度m
HD塔顶空间高度 m
HB塔底空间高度 m
hd 气体通过干板压降m
ho 降液管下沿到塔板间距离m
how 溢流堰上液头高 m
hp 气体通过塔扳压降m
hr 液体通过降液管的压降m
hw 溢流堰高度m
hσ液体表面张力引起的压降m
Ko 以内壁为基准的总传热系数Kcal/m2．H．oC
K稳定系数
L 液体流量 Kmol/h(Kg/h,m3/h)
lW溢流堰堰长
ms 冷却剂质量流量 Kg/h
N 实际塔板数 -
NT 理论塔板数 -
Nt 换热器总管数 -
N 开孔数
Q 换热器热负荷 W
R 回流比 -
Rmim 最小回流比 -
Rsi 换热管内垢阻系数 m2•h•oC/Kcal
r 气化潜热 KJ/Kg
Tc 临界温度 K
T 孔间距 mm
Tp 板厚度 mm
ua 以鼓泡区面积为基准的气速 m/s
uf 液泛气速 m/s
un 空塔气速 m/s
uo 以筛孔面积为基准的气速 m/s
uow 漏液点气速 m/s
V 塔内上升气体流量 Kmol/h(Kg/h,m3/h)
W 塔釜采出液体量 Kmol/h(Kg/h)
Wc 边缘区宽度 m(mm)
Wd 降液管宽度 m(mm)
Ws 塔板入口安定区宽度 m(mm)
Ws’ 塔板出口安定区宽度 m(mm)
X 液相摩尔分率 -
Y 气相摩尔分率 -
A 相对挥发度 -
Ai 以内壁为基准的传热膜系数 Kcal/m2•h•oC
Ao 以外壁为基准的传热膜系数 Kcal/m2•h•oC
β 充气系数 -
σ 表面张力 dyn/cm2
ρL 液相密度 Kg/m3
ρv(g) 气相密度 Kg/m3
μ 粘度 Cp
开孔率 -
Ф 装料系数 -
τ 停留时间 s
λ

Ⅵ 乙醇-水精馏浮阀塔设计

乙醇—水来精馏塔设计任务书
任务书
一．源设计题目
乙醇—水连续精馏塔的温计．
二．设汁任务及操作条件
(1)进精馏塔的料液含乙醇25％(质量)．其余为水。
(2)产品的乙醇含量不得低于94％(质量)。
(3)残液中乙醇含量不得高于0.1％(质量)。
(4)生产能力为日产(24小时) 吨94％(质量)的乙醇产品。
(5)操作条件
①精馏塔顶压强4kPa(表压)．
②进料热状态 自选。
③回流比 自选。
④加热蒸汽 低压蒸汽。
⑤单板压降 ≯0.7kPa．
三．设备型式
设备型式为筛板塔或浮阀塔．
四．厂址
厂址为西北地区。
五．设计内容
(1)设计方案的确定及流程说明。
(2)塔的工艺计算。
(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计。
①塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定。
②塔板的流体力学验算。
③塔板的负荷性能图。
(4)设计结果概要或设计一览表。
(5)辅助设备选型与计算。
(6)生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图。
(7)对本设计的评述或有关问题的分析讨论。
六．设计基础数据
(1)常压下乙醇—水系统t—x—y数据；
(2) 乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数见《化工原理设计指导书》。