1、精馏设计、操作和控制，吴俊生等，中国石化出版社，1997塔型设备基础设计，石油化学工业部编，1975塔设备设计，上海科学技术出版社，1988塔的工艺计算，石油化学工业部设计院，1977 目录 第一章 方案选定 1.1操作条件的确定1.1.1 操作压力41.1.2 进料状态1.1.3 加热方式1.1.4 冷却剂与出口温度1.1.5 回流比的选择1.2设备的选择1.2.1 塔设备的选择1.2.2 再沸器，冷凝器等附属设备的安排 1.3流程的确定1.3.1 物料的储和输送51.3.2 参数的检测和调控1.4 热能的利用 第二章 总体工艺设计计算 2.1物料衡算与操作线方程2.1.1 原料及产品组成
2、（xF, xD, xW, F）62.1.2 全塔总物料衡算 2.1.3 操作温度2.1.4 使进料达到泡点，预热原料液所需热2.1.5 相对挥发度（a） 72.1.6 最小回流比（Rmin） 2.1.7 精馏塔的气、液相负荷及操作线方程82.2 塔板数的确定2.2.1 理论塔板数2.2.2 实际塔板数102.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.1 平均摩尔质量2.3.2 平均密度112.3.3 液相平均表面张力122.3.4 液相平均黏度132.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.4.1 塔径的计算142.4.2 精馏塔有效高度计算 152.5 塔板主要工艺尺寸的计算2.5.1 溢流装
3、置计算2.5.2 塔板布置及浮阀数目与排列162.6 塔板流体力学验算2.6.1 气相通过浮阀塔板的压降172.6.2 淹塔182.6.3 雾沫夹带2.7 塔板负荷性能图2.7.1 雾沫夹带线192.7.2 液泛线202.7.3 液相负荷上限线212.7.4 漏液线2.7.5 液相负荷下线限2.8 计算结果汇总2.9 工艺流程图 第三章 附属设备计算3.1 换热器热量计算3.1.1 塔顶冷却所需热24 3.1.2 原料液加热到泡点所需热量243.1.3 塔釜加热所需热量3.2 塔顶冷凝器 3.2.1 物性参数253.2.2 传热面积3.2.3 工艺尺寸结构263.3进料预热器3.3.1 设计方
4、案的确定273.3.2 物性数据3.3.3 传热面积估算283.3.4 工艺尺寸结构3.4 塔底再沸器3.4.1 设计方案的确定293.4.2 物性数据3.4.3 传热面积的估算303.4.4 工艺尺寸结构313.5 接管与法兰3.5.1 塔顶蒸汽出口管径323.5.2 回流液管径3.5.3 进料管直径3.5.4 釜液排出管径333.6 筒体与封头3.6.1 筒体3.6.2 封头3.7 人孔主要参考文献设计心得体会 第一章 方案选定1.1操作条件的确定1.1.1操作压力根据生产要求，本设计选择常压下的连续蒸馏。常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯-甲苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物
5、系分离，连续蒸馏集成度高，可控性好，产品质量稳定。1.1.2 进料状态本设计采用泡点进料。在29摄氏度时苯与甲苯的状态均为油状液体，所以采用q1。在进料前将冷液体通过预热器加热到泡点后送入精馏塔内。1.1.3加热方式由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。用饱和水蒸汽作为加热剂，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率。 1.1.4冷却剂与出口温度冷却剂选用经济的常温水。1.1.5回流比的选择 采用泡点回流。根据实验和生产数据统计，一般最适宜回流比的范围为R（1.12）Rmin，该物系属易分离物系，最小回流比较小，所以在设计中把操作回流比取最小回流比的1.5倍。1.2.1塔设备
6、的选择 精馏操作课选用的塔设备有很多。在实际的生产操作中，由于浮阀塔具有结构简单、生产能力和操作弹性大、板效率高等优点，因而是一种综合性能较优异的板型，所以本实验采用浮阀塔。1.2.2再沸器，冷凝器等附属设备的安排 塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至回流入塔。冷凝冷却器安 装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品 进入储罐。塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其 他工段污水排放。1.3流程的确定1.3.1物料的储存和输送在流程中应设置原料槽、产品槽以及离心泵。原料可有泵直接送入塔内，也可以通过高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。为使过程连
7、续稳定地进行，产品还需用泵送入下一个工序。1.3.2 参数的检测和调控 流量、压力和温度等是生产中的重要参数，必须在流程中的适当位置装设仪表，以测量这些参数。 同时，实际生产过程中，物流的状态（流率、温度、压力）、加热剂和冷却剂的状态都不可能避免地会有一定程度的波动，因此必须在流程中设置一定的阀门（手动或自动）进行调节，以适应这种波动，保证产品达到规定的要求。 精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。 选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。 若不计进料、
8、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。 此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。 第二章 总体工艺设计计算以下设计计算中，A代表苯，B代表甲苯，苯、甲苯可视为理想溶液。苯的摩尔质量 MA=78 kg/k
9、mol 甲苯的摩尔质量 MB=92 kg/kmol进料液平均摩尔质量2.1物料衡算与操作线方程2.1.1 原料及产品组成 （xF, xD, xW, F）= 0.32 = 0.93 = 0.02 kmol/h2.1.2 全塔总物料衡算 总物料 易挥发组分 解方程 解得 2.1.3操作温度 由上述操作条件知，在进料处采用泡点进料，蒸馏塔顶采用泡点回流。所以根据物料组成，结合苯-甲苯的物系相图中的压强一定下（P=101.325pa）的温度组成图t-x（y）图， 可以查得： 冷液体进料温度 =29oC 塔顶 xD =0.93 =81oC 塔板 xF = 0.32 =98oC 塔底 xW = 0.02
10、=109oC 精馏段平均温度 =89.5o 提馏段平均温度 =103.5oC2.1.4 使进料达到泡点，预热原料液所需热泡点下的饱和液体进料则：q=1其中，苯的质量分数为： 则甲苯的质量分数为：苯的比热容=1.7kJ/（kgK）甲苯的比热容=1.7kJ/（kgk）进料板xF = 0.39,，=98oC 所以所需热量为2.1.5 相对挥发度（a） 用安托因方程计算:苯的安托因常数为：甲苯的安托因常熟为：苯与甲苯的饱和蒸汽压 塔顶 =81oC 则代入数值得 2.007 1.597 进料板 =98oC 2.2223 1.8373 塔底 =109oC 2.349 1.97954 2.4029则全塔的平
11、均相对挥发度2.472.1.6 最小回流比（Rmin） 平衡方程 A式q=1 则q线方程为 B式联立A、B两式的 由此可得最小回流比为 操作过程中去回流比为最小回流比的1.5倍，则2.1.7 精馏塔的气、液相负荷及操作线方程由于泡点进料q=1 所以 kmol/h kmol/h精馏段操作线方程 带入数值的 提馏段操作线方程 带入数值得 2.2.1理论塔板数苯甲苯属于理想体系，可采用逐板计算法来计算理论塔板数，由精馏段和提馏段的操作线方程联立 得 交点为 相平衡方程式 即 第1块板上升的蒸汽组成 第1块板下降的液体组成 第2块板上升的气相组成 第2块板下降的液体组成 如此反复计算 因为 所以第8块
12、板为加料板第9块板上升的蒸汽组成 第9块板下降的液体组成 如此反复计算得 因为 ，所以总理论板数为16，精馏段8块，第8块板为进料板。2.2.2实际塔板数 对精馏塔，采用相对挥发度与液相黏度的乘积为参数来表示全塔效率，相对挥发度与黏度取塔顶塔底平均温度下的值，对苯甲苯双组份，由上述的计算可得相对挥发度，黏度为液相平均黏度。则根据上面所述并查相关手册得： =81oC =109oC 已知 由 得：所以塔板的实际数为 2.3.1 平均摩尔质量已知：苯的摩尔质量 MA=78 甲苯的摩尔质量 MB=92 塔顶处： 进料板处： 塔底处：精馏段气、液混合物的平均摩尔质量： 提馏段气、液混合物的平均摩尔质量：
13、 总体塔的气、液混合物的平均摩尔质量：2.3.2 平均密度 A 气相平均密度，由理想气态方程计算：塔顶 进料板塔底 精馏段 提馏段 气相平均密度 B 液相平均密度，计算公式：塔顶 =81oC 进料板 =98oC 液相的质量分数：塔底 =109oC 精馏段液相平均密度： 提馏段液相平均密度：全塔液相平均密度：2.3.3 液相平均表面张力 液相平均表面张力计算公式： 塔顶液相平均表面张力 =81oC 查图得 进料板液相平均表面张力 =98oC塔底液相平均表面张力 =109oC精馏段液相平均表面张力：提馏段液相平均表面张力：全塔平均表面张力：2.3.4 液相平均黏度液相平均黏度计算公式 塔顶液相平均
14、黏度 =81oC 进料板液相平均黏度 =98oC塔底液相平均黏度 =109oC精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：全塔液相平均黏度： 2.4.1 塔径的计算气、液相体积流率： C 表示气体负荷系数（m/s）根据 取板间距 板上液层高度 则有 查图可知取安全系数为0.7 则塔径 塔截面积 实际空塔气速为 2.4.2 精馏塔有效高度计算 精馏段有效高度：提馏段有效高度：在精馏段、提馏段各设一人孔，其高度均为0.8m.。所以精馏塔的有效高度为 2.5.1 溢流装置计算 因塔径D=1.4m ,可选用但溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： （1）堰长 由液体负荷及溢流形式可知，单溢流堰长满
15、足,本设计采用（2）溢流堰高度 溢流堰高度计算公式： 选用平直堰，堰上液层高度依下列计算公式取上层液高度 得（3） 弓形降液管宽度以及截面积由,得 所以 液体在降液管中停留的时间，一般不小于35s，以保证溢流液中的泡沫有足够的时间在降液管中得到分离。在求的降液管截面积之后，应按照下列验算降液管内液体的停留时间，即： 带入数据得： 故降液管设计合理。（4 ）降液管底隙高度 计算公式 取则： 故降液管底隙高度设计合理2.5.2 塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因数F0=10 ，孔速为u0每层塔板上的浮阀数：其中为阀孔直径，取值为取边缘区宽度Wc=0.06m,破沫区宽度Ws=0.07m，鼓泡区面
16、积为Aa，即： 由于在阀孔的排列中，叉排气液接触较好，而且对于大塔，当塔板采用分块式结构时，不便按正三角形，所以对本设计的浮阀排列方式采用等腰三角形交叉，取同一横排的孔心距t=75mm ,则估算排间距为 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而个快的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用67.6mm，应小于此值。故去t=65mm 按t=75mm,t=65mm以等腰三角形叉排方式作图，得阀数N=207按N=207 重新核算孔速及阀孔动能因数： 阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率= 2.6.1 气相通过浮阀塔板的压降可根据 计算塔板压降（1） 干板阻力 临界孔速 因,则可按下式计算：（2） 板上充气液层阻力 本设计分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数，可得 （3） 客服表面张力所造成的阻力 因本设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为：单板压降 2.6.2 淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度 可用下列公式计算。即（1） 与气体通过塔板的压降相当的液
