苯甲苯混合液篩板浮閥精餾塔設計攀枝花學院化工原理課程設計說明書題目50000噸/年苯甲苯混合液篩板浮閥精餾塔設計年級2008專業設計者姓名張三指導教師設計成績完成日期年月日1攀枝花學院化工原理課程設計任務書設計者張三班級指導教師設計時間2010年月日至月日一、設計任務原料液組成52（苯質量分率）處理量50000T/A餾出液組成985（苯質量分率）殘液組成2（苯質量分率）塔頂壓強4KPA（表壓）單板壓降不超過07KPA二、設計內容（一）設計說明書一份，其內容包括（1）說明書封面（2）設計任務書（3）目錄（4）工藝流程選擇論證及說明，流程圖（5）主要設備的設計塔板數、塔徑、塔板結構元件（6）主要輔助設備的選用與計算原料預熱器、塔頂冷凝器（二）繪制工整的設備結構圖2目錄1概述511設計依據512技術來源613設計任務及要求62正戊烷正己烷精餾塔設計621塔型選擇622操作條件的確定723進料狀態724加熱方式725熱能利用73有關的工藝計算731精餾塔的物料衡算732塔板數的確定833實際板層數的求取94餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算1041操作壓力計算1042操作溫度計算1043平均摩爾質量計算1144平均密度計算1245液體平均表面張力計算1346液體平均粘度計算145精餾塔的塔體工藝尺寸計算1551塔徑的計算1552精餾塔有效高度的計算176塔板主要工藝尺寸的計算1761溢流裝置計算1762塔板布置197浮閥塔板流體力學驗算2271塔板壓降2272霧沫夾帶量2473降液管內液面高度HD2574漏液2775液體在降液管內的停留時間及流速278塔板的負荷性能圖2981精餾段2982提餾段319浮閥塔的輔助設備3591配管3592輔助設備36310塔體的初步設計37101筒體的設計37102封頭的設計38103人孔38104塔高H（不包括封頭、裙座）3841概述正戊烷、正己烷均是石油的組分之一。也可從輕石腦油中分離出正戊烷、正己烷。正戊烷可作溶劑、萃取劑、BRILLOUIN散射激發媒介和反應介質，制造人造冰、麻醉劑，合成戊醇、異戊烷等，同時由于它在常溫下具有很高的凝固壓力，因此被廣泛地用于高壓實驗中的傳壓介質。例如正戊烷發泡法制備多孔碳泡沫材料和用于浸出大豆油。正己烷可用于有機合成，用作溶劑、化學試劑、涂料稀釋劑、聚合反應的介質等。例如高純度正己烷主要是作為醫藥合成反應的稀釋劑和高級溶劑，如制備乙酰氧乙酯等甾族類、激素類、頭孢類等無菌級藥物，均使用正己烷作助溶劑。隨著國內外制藥工程、生物基因工程和相關領域的快速發展，高純度正己烷市場需求在未來幾年內將大大增加，市場前景廣闊。也可用于浸出大豆油。塔設備是最常采用的精餾分離裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產過程中得到了廣泛的應用，在此我們作板式塔的設計以熟悉單元操作設備的設計流程和應注意的事項是非常必要的。11設計依據主要基礎數據1正戊烷和正己烷的物理性質項目正戊烷正己烷2常壓下正戊烷和正己烷的蒸汽壓溫度，405055603正戊烷和正己烷的液相密度L溫度正戊烷KG/M32040605837805603POAMMHG115815916185182142POBMMHG3726540464447636分子式C5H12C6H14分子量M沸點，臨界溫度TC，7215861736168719642348臨界壓強PC，KPA33703090626260555正己烷KG/M36572638962060024液體表面張力溫度正戊烷MN/M正己烷MN/M5液體粘度L溫度正戊烷MPAS正己烷MPAS12技術來源目前，精餾塔的設計方法以嚴格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴格計算法對于連續精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計算也采用嚴格計算法。13設計任務及要求原料正戊烷正己烷溶液，年處理量100000噸正戊烷含量44質量分數，下同設計要求塔頂的產品濃度98塔底的產品濃度不高于2O冷卻水溫度20C20164013856063998028809719120618021599204060017203778001510306023401990637048飽和水蒸汽壓力025MPA設備型式浮閥塔2正戊烷正己烷精餾塔設計21塔型選擇根據生產任務，若按年工作日330天，每天開動設備24小時計算，產品流量為15906KG/H，由于產品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產效率，選用浮閥塔。622操作條件的確定由于正戊烷正己烷體系對溫度的依賴性不強，常壓下為液態，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓。其中塔頂壓力為4KPA塔底壓力40N7PK23進料狀態雖然進料方式有多種，但是飽和液體進料時進料溫度不受季節、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設計中采取飽和液體進料。24加熱方式精餾塔的設計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內有足夠的熱量供應；由于正戊烷正己烷系中，正戊烷是輕組分，正己烷由塔底排出，且正己烷的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，這時只需在塔底安裝一個鼓泡管，于是可省去一個再沸器，并且可以利用壓力較底的蒸汽進行加熱，無論是設備費用還是操作費用都可以降低。25熱能利用精餾過程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此熱效率較低，通常進入再沸器的能量只有5左右可以被有效利用。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由于其位能較低，不可能直接用作為塔底的熱源。為此，我們擬采用塔釜殘液對原料液進行加熱。3有關的工藝計算31精餾塔的物料衡算（1）原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率正戊烷的摩爾質量MA7215KG/KM正己烷的摩爾質量MB8617KG/KM044/72150484044/7215056/8617098/7215XD0983098/7215002/8617002/7215XW0024002/7215098/8617XF7（2）原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量MF048472151048486177938KG/KMOLMD098372151098386177239KG/KMOLMW002472151002486178583KG/KMOL（3）物料衡算原料處理量F118079383301254906KMOL/H總物料衡算15906DW正戊烷衡算159060484D0983W0聯立解得D7630KMOW8276KMOL32塔板數的確定（1）理論板層數NT的求取求最小回流比及操作回流比相對揮發度M296YXFF11X29604840735F129610484飽和液體進料故最小回流比RXDYQDYF0983MINYQXXQYX0735099FF07350484操作回流比R150991485求精餾塔的氣、液相負荷LRD1485763011330KMOL/HVR1D14851763018961KMOL/HLLF113301896130291KMOL/H8VV18961KMOL/H求操作線方程精餾段操作線方程為YLD113307630XXDX09830598X0402VV1896118961XR14850983XDX0598X0396R1R11485114851提餾段操作線方程為Y圖解法求理論板層數采用逐板計算法計算理論板層數Y1XD0983X1Y2Y1098309511Y129629610983XR14850983X1D09510964R1R11485114851同理計算到XNXF0484XN1，得XN0456，N7再令X1XN0456LQFWX1XWLQFWLQFW113301590682760456002411330159068276113301590682760666Y2Y20666X04021Y2296296106662同理計算到XMXW0024，得XM0021,M7故得總理論板數NTMN27721進料板位置NF7（從塔頂第一塊數起）33實際板層數的求取奧康奈爾法求取全塔效率（公式出自賈紹義，柴誠敬化工原理課程設計）經驗關聯式9ET04910245式中ET全塔效率；塔頂、塔底平均溫度下的相對揮發度；1進料液在塔頂、塔底平均溫度下的粘度，單位厘泊（CP）（法定1CP103PAS）計量單位為PAS，換算關系為，可由式1XILII計算；XI進料中組分I的摩爾分率；LI組分I的液相粘度（CP），取塔頂、底平均溫度下的數值；進料液在塔頂、塔底平均溫度下的黏度1XILI04840199104840480344I全塔效率ET04910245024504929603440488精餾段實際板層數N精6/0488122913提餾段實際板層數N提6/04881229134餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算41操作壓力計算塔頂操作壓力PD101341053PA每層塔板壓降P07K進料板壓力PF1053塔底操作壓力P6W111071307134114120精餾段平均壓力PM10531144/21099KPA提餾段平均壓力PN11441207/211755KPA42操作溫度計算依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中正戊烷、正己10烷的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算。塔頂溫度TD370O7C塔底溫度TW687O8C進料板溫度TF580O9C精餾段平均溫度TM（370758）09/2O4758C提餾段平均溫度TN68785809/2O6344C43平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算由XDY10983故X109831Y1Y1296296100995813MVDM098372151098386177239KG/KMOLMLDM095172151095186177284KG/KMOL進料板平均摩爾質量計算YF0713XF0456MVFM071372151071386177617KG/KMOLMLFM045672151045686177978KG/KMOL塔底平均摩爾質量計算YW0060XW0021MVWM006072151006086178533KG/KMOLMLWM002172151002186178588KG/KMOL精餾段平均摩爾質量MVM72397617/27428KG/KMOLMLM72847978/27631KG/KMOL11提餾段平均摩爾質量MVN85337617/28075KG/KMOLMLN85887978/28283KG/KMOL44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，即精餾段VM提餾段PMMVM10997428306KG/M3RTM8314475827315VNPNMVN11838075341KG/M3RTN8314634427315（2）液相平均密度計算液相平均密度依下式計算（公式出自賈紹義，柴誠敬化工原理課程設計），即1/LMAI/I塔頂液相平均密度的計算由TD3707，查化學化工物性數據手冊得A60853KG/M3B64158KG/M3LDM160916KG/M3098/60853002/64158進料板液相平均密度的計算由TF5809，查化學化工物性數據手冊得A58578KG/M3B62181KG/M312進料板液相的質量分率04567215AA04567215054408641127LFM10412/5857805886/06621448K1G3/M由TW6878OC，查化學化工物性數據手冊得A57343KG/M33B61131KG/MAA0021721572150979861700180021LWM10018/573430982/6113161058KG/M3精餾段液相平均密度為LM6091660644/260780KG/M3提餾段液相平均密度為LN6064461058/260851KG/M345液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即LMXII塔頂液相平均表面張力的計算由TD3707，查化學化工物性數據手冊得A1416MN/MB1628MN/MLDM09831416001716281420MN/M進料板液相平均表面張力的計算由TF5809，查化學化工物性數據手冊得A711MN/MB879MN/M13LFM04567110544879802MN/M塔底液相平均表面張力的計算由TW6878，查化學化工物性數據手冊得A786MN/MB980MN/MLWM00217860979980976MN/M精餾段液相平均表面張力為LM1420802/21111MN/M提餾段液相平均表面張力為LN976802/2889MN/M46液體平均粘度計算LGMXILGI塔頂液相平均粘度的計算由TD3707，查化學化工物性數據手冊得A0204MPASB0503MPASLGLDM0983LG（0204）0017LG（0503）解出LDM0207MPAS進料板液相平均粘度的計算由TF5809，查化學化工物性數據手冊得A0175MPASB0387MPASLGLFM0456LG（0175）0544LG（038714解出LFM0269MASP塔底液相平均粘度的計算由TW6878，查化學化工物性數據手冊得A0163MPASB0346MPASLGLWM0021LG（0163）0979LG（0346）解出LWM0341MASP精餾段液相平均粘度為LM（02070269）/20238MPAS提餾段液相平均粘度為LN（03410269）/20305MPAS5精餾塔的塔體工藝尺寸計算51塔徑的計算（1）精餾段的氣、液相體流率為VSVMVM1896174281279M3/S3600VM3600306LSLMLM11330763000040M3/S3600LM360060780由UMAX化工原理課程設計）L2002計算，其中的C20由史密斯關聯圖查取，圖的橫坐標為式中C由式CC20LHL1/2000403600607/280）100441VHV12793600306取板間距HT045M，板上液層高度HL006M，則HTHL045006039M15查史密斯關聯圖得C200084CC20L11110202008400747202006M/SU0071047MAX取安全系數為07，則空塔氣速為U07UMAX0710470733M/SD1491M按標準塔徑圓整后為D15M（2）提餾段塔的氣、液相體流率為VMVN189618075VS1247M3/S3600VN3600341LM3029182833LNLS00115M/S3600LN360060851由UMAXL2002計算，其中的C20由史密斯關聯圖查取，圖的橫坐式中C由式CC20為LHL1/2001153600608511/2）01232VHV12473600341取板間距HT045M，板上液層高度HL006M，則HTHL045006039M查史密斯關聯圖得C200076CC20L20020076889020064620UMAX取安全系數為07，則空塔氣速為0861M/S1607UMAX0708610603M/SD1623M按標準塔徑圓整后為D17M故為方便設計，另全塔塔徑D17M（內徑）塔截面積為AT4D241722270M2實際空塔氣速為精餾段U12790563M/S227012470549M/S2270提餾段U52精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精（N精1）HT（131）0448M提餾段有效高度為Z提（N提1）HT（131）0448M在進料板上方開一人孔，其高度為08M故精餾塔的有效高度為ZZ精Z提08484808104M6塔板主要工藝尺寸的計算61溢流裝置計算因塔徑D17M，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下（1）堰長LW17LW066D（公式出自賈紹義，柴誠敬化工原理課程設計）LW066D066171122M（2）溢流堰高度HW由HWHLHOW選用平直堰，堰上液層高度H284OW由式HOW1000ELH2/3L計算W近似取E1，則精餾段HOW2840004036001000111222/30016M提餾段H284OW1000100115360011222/30031M精餾段取板上清液層高度HL65MMHW00600160049M提餾段取板上清液層高度HL80MMHW00800310049M（3）弓形降液管寬度WD和截面積AF由LWD066查弓形降液管的參數圖，得AFA00722WDTD0124故AF00722AT00722201101452M2WD0124D0124160198M依式3600AFHTL35驗算液體在降液管中停留時間，即H精餾段183600AFHTL360001452045H00040360016355S5S提餾段3600AFHTL360001452045H0011536005682S5S故降液管設計合理。（4）降液管底隙高度HO精餾段HLHO3600LWUO取UO015M/S則H00040360O3600112200010524MHWHO004900240025M0006M提餾段HLHO3600LWUO取UO025M/S則H00115360O3600112200020541MHWHO004900410008M0006M故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度W50MM62塔板布置（1）塔板的分塊因D1700MM，故板塔采用分塊式。由表塔徑，MM8001200140016001800200022002400塔板分塊數3456得，塔板分塊數4塊。19（2）邊緣區寬度確定取WF90MMWC85MM（3）開孔率的確定精餾段728728臨界閥孔氣速UOL0548V30605485679M/S故取UO5679M/開孔率空塔氣速100U1000636閥孔氣速U56791001O提餾段臨界閥孔氣速U728OL0548728V34105485352M/S故取UO5352M/開孔率空塔氣速閥孔氣速100UU100063653521001188O（4）浮閥數的確定取閥孔直徑DO39MM故精餾段浮閥總數NOVS1279188531894D2OUO4003925679提餾段浮閥總數NVSO1247195041964D2OUO4003925352塔板上有效鼓泡面積20120AA2XXR2SIN1180R由XD/2WDWF17/201980090562MRD/2WC17/200850765M故開孔區面積A1A2056218007652SIN0562076513272令浮閥按等腰三角形排列取等腰三角形底邊長S75MM則排間距（即三角形的高）精餾段TAAN1327200936MOS1890075圓整得T00M9提餾段TAAN1327200903MOS1960075圓整得T009M與液流方向垂直的浮閥排數ND2WD2WFT117201980090091134914217浮閥塔板流體力學驗算71塔板壓降精餾段（1）干板壓力降HC對于33GF1型重閥，全開前的干板壓力降（M液柱）01750175HO5679C19919900444M液柱L60780全開后的干板壓降H2OV56792306C5372G53700445M液柱L2G60780故取較大值HC00445液柱M（2）液層壓力降H1取液流收縮系數E1堰上液頭高（平口堰）HHOW000284ELL2/3W000284100040360011222/300156M液柱取05H1HWHOW0500490015600323M液柱3克服表面張力的壓力降H23HL2111110H434388710LG85106078098于是，塔板壓降為HPHCH1H00445003234388710400772M液柱氣體通過每層塔板的壓降為22PPHPLG007726078098460PA07KPA設計允許值提餾段（1）干板壓力降HC對于33GF1型重閥，全開前的干板壓力降（M液柱）0175HU0175OC1991995352L6085100439M液柱全開后的干板壓降22HOV2G5375352341C53700440M液柱L2G60851故取較大值HC00440M液柱（2）液層壓力降H1取液流收縮系數E1堰上液頭高（平口堰）HLH2/3OW000284ELW000284100115360011222/300315M液柱取05H1HWHOW0500490031500403M液柱克服表面張力的壓力降HH2L28891034H34499510LG85106085198于是，塔板壓降為HPHCH1H00440004033499510400846M液柱氣體通過每層塔板的壓降為PPHPLG008466085198505PA07KPA設計允許值2372霧沫夾帶量F1100CV136LSZABKSCF100CV078ATKSCFF1（公式出自賈紹義，柴誠敬化工原理課程設計）式中F1泛點率，；CV氣相負荷因數，M3/S；VS,LS氣、液相體積流率，M3/S；CF泛點負荷因數，與氣相密度及塔板間距有關，可由浮閥塔板泛點負荷因數圖查得。KS系統因數，查系統因數KS表得；Z液相流程長，M；查系統因數KS表，取KS098查浮閥塔板泛點負荷因數圖，得CF0127精餾段CVV提餾段127900910CVVS對單流式124700887ZD2WD16201981204對單流式ABAT2AF20112014521720624精餾段故式中10000910136000401204F11720609801274555故式中F100009101078227009801274129取二式中較大值，即F1466180故其霧沫夾帶量E01KG/KG提餾段故式中F1000088713600115120411720609801275021故式中F100009361078227009801274247取二式中較大值，即F1502180故其霧沫夾帶量E01KG/KG73降液管內液面高度HD（1）精餾段HDHWHOWHHDHP（公式出自賈紹義，柴誠敬化工原理課程設計）其中HL2D1015SLWHOHL2D20ASR式中HD1,HD2液體流經降液管底隙及流經進口堰的阻力損失，M液柱；HO降液管底隙高，M；LW弓形降液管長，M；25AR液體流經進口堰時的最窄截面面積，M2如果采用凹形受液盤，則AR應為降液管下沿到受液盤直邊的水平截面積，通常ARLWHOHDHD1HD2故HSD10153L20153000402267103LWHO11220027HLSD201A2010004000272174103R1122HDHD1HD2267103174103441103H忽略不計。故HD004900164411030077201466取05HTHW0504500490250故HDHTHW，即可防止淹塔。（2）提餾段HDHWHOWHHDHPHLSD10153H20153001152279102LWO11220024H01LS201001152182102D2AR11220024HDHD1HD2279102182102461102H忽略不計。故HD004900314611020084602107取05HTHW050450049025026故HDHTHW，即可防止淹塔。74漏液F29680190027OAAHWL0219（公式出自賈紹義，柴誠敬化工原理課程設計）（1）精餾段F29680190027OAAHWL02192968ATA01900490027800219A29681120212213272019004900278002195078FOU56799934故FOFOA故為正常操作，不發生泄漏。（2）提餾段F0190027OA2968AHWL02192968AT019A00490027800219A29681188212201900490027800219132725135FOU53529988故FOFOA故為正常操作，不發生泄漏。75液體在降液管內的停留時間及流速（1）液體在降液管內的停留時間的計算精餾段HTAF04501452L0004016335S35SS提餾段27HA04501452TFL001155682S35SS故降液管不超負荷（2）液體在降液管中的流速UD精餾段ULS00040DA00275M/SF01452UDMAX017KS01709801666M/SHT075MUDMAX789103KS78910309801276M/S故取其UDMAX中較小值，UDMAX01276M/S07UDMAX070127600893故UD07UDMAX故符合塔設計的要求提餾段ULSDA0004300296M/SF01452UDMAX017KS01709801666M/SHT075MUDMAX789103KS78910309801276M/S故取其UDMAX中較小值，UDMAX01276M/S07UDMAX070127600893故UD07UDMAX28故符合塔設計的要求8塔板的負荷性能圖81精餾段（1）過量霧沫夾帶線82SBF82故VS2472158LS（2）淹塔線A00148VN200148306918926078020910LBHT1HW05045051050049017619521081952108C5L2224010WHO10560027D00028411L2/300028410513W10562/341110故VH故3600VS故VS（3）過量泄漏線029/3360VH故VS0645（4）降液管超負荷線215232295液體在降液管中的最小停留時間MIN4LH故LS00163600AFHTMIN360001452045588064（5）液相負荷下限線LH307LW105630732419故LS9005104由以上各線的方程式，可畫出精餾段塔的操作性能負荷圖在負荷性能圖上，作出操作點A（00040，1279），連接OA，即作出操作線。由圖可看出，由該塔的霧沫夾帶及液相負荷下限，即由漏液所控制。由圖可30讀得VSMAX2361M3/S,VSMIN0641M3/S該塔板的操作彈性K，即KVS,MAXV236136830641S,MIN82提餾段（1）過量霧沫夾帶線82SBF82故VS2342043LS（2）淹塔線A00148V0014834160851216109N22L196BHT1HW050450510500490176C195210819521085LH2224010WO10560027D00028411L2/30002841051W10562/3411103故VH故3600VS故VS031/3360（3）過量泄漏線VH215228201故VS0634（4）降液管超負荷線液體在降液管中的最小停留時間MIN4L3600AFHT01452045H3600MIN458806故LS0016（5）液相負荷下限線LH307LW105630732419故L4S900510由以上各線的方程式，可畫出提餾段塔的操作性能負荷圖32在負荷性能圖上，作出操作點A（00043，1247），連接OA，即作出操作線。由圖可看出，由該塔的霧沫夾帶及液相負荷下限，即由漏液所控制。由圖可讀得VSMAX2288M3/S,VSMIN0634M3/S該塔板的操作彈性K，即KVS,MAXVS,MIN22883609063433浮閥塔設計計算結果序號123456789101112131415161718192021222324252627項目平均溫度TM,平均壓力PM，KPA氣相流量VS，M3/S液相流量LS，M3/S實際塔板數有效段高度Z，M塔徑（內徑）M板間距HR，M溢流形式LW，M降液管形式HW，M堰長HL，M堰高HW，M板上液層高度HL，M堰上液層高度M降液管底隙高度H0，M安定區寬度M邊緣區寬度M開孔區面積M2浮閥數N，個閥孔氣速U0，M/S閥孔動能因數F0臨界閥孔氣速U0C，M/S孔心距T，M排間距T，M單板壓降P，PA46056791895679553520075009505151950139100250065精餾段475810991279000413