精馏塔及其主要附属设备设计

《精馏塔及其主要附属设备设计》由会员分享，可在线阅读，更多相关《精馏塔及其主要附属设备设计（36页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

1、一、前言精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。 本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、操作线方程、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是否合理，换热器和泵及各种接管尺寸的选用是否正确，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的

2、提高。二设计任务书1设计题目精馏塔及其主要附属设备设计2工艺条件生产能力：25吨/小时（料液）年工作日：300工作日原料组成：34%的二硫化碳和66%的四氯化碳（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液 97%的二硫化碳，釜液5%的二硫化碳操作压力：塔顶压强为常压进料温度：58进料状况：饱和液体泡点进料加热方式：直接蒸汽加热塔 型：板式塔3设计内容1确定精馏装置流程; 2工艺参数的确定；基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板效率，实际塔板数等。3主要设备的工艺尺寸计算；板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4流体力学计算；流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5.主要附属设

3、备设计计算及选型.4.设计结果总汇将精馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总5.参考文献列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期。 三精馏塔的设计计算【主要基础数据】: 二硫化碳的四氯化碳的物理性质 项目分子式分子量沸点()密度二硫化碳76.146.51.260四氯化碳153.876.81.595二硫化碳四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表温度（）液相摩尔分数（%）气相摩尔分数（%）76.70074.92.968.2373.16.1515.5570.311.0626.6068.614.3533.2563.825.8549.0559.339.0863.405

4、5.353.1874.7052.366.3082.9051.475.7487.8048.586.0493.2046.3100.0100.0液体的表面张力温度46.55876.5二硫化碳28.526.824.5四氯化碳23.622.220.2【设计计算】1.设计方案的确定 本设计任务为分离二硫化碳四氯化碳混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用饱和液体泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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。塔釜采用直

5、接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。精馏塔工艺流程简图2.塔的物料衡算料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量物料衡算原料处理量：总物料衡算：易挥发组分物料衡算：联立解得：3塔板数的确定理论板层数NT的求取四氯化碳二硫化碳属理想物系，可采用图解法求理论板层数。（1）相对挥发度的计算根据二硫化碳四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求全塔温度： 塔顶温度 进料温度 塔釜温度 精馏段平均温度提馏段平均温度 根据二硫化碳四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求汽相组成：塔顶处汽相组成 进料处汽相组成 塔釜处汽相组成 相对挥发度的求解塔顶处相对挥

6、发度进料处相对挥发度塔釜处相对挥发度精馏段平均相对挥发度 提馏段平均相对挥发度 总相对挥发度 平衡线方程（2）求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图1中对角线上，自点作垂线 即为进料，该线与平衡线的交点坐标为最小回流比为取操作回流比为 （3）求精馏塔的气、液相负荷 （4）求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为提馏段操作线过点和精馏段操作线方程与线方程的交点，连接即为提馏段操作线方程塔板计算图（5）图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图1所示。求解结果为总理论板数为 精馏段理论板数为 提馏段理论板数为 进料板位置 （6）全塔效率粘度计算经查表时；时；精馏段平均粘度

7、提馏段平均粘度平均粘度由公式（7）实际板数精馏段: 提馏段:4.塔工艺条件及物性数据计算（1）操作压强的计算塔顶压强 常压 取每层塔板压降则：进料板压强：塔釜压强： 精馏段平均操作压强： 提馏段平均操作压强： （2）平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：因为是全凝器 查平衡曲线,得 进料摩尔质量的计算：由, 查平衡曲线,得 ；塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：由查平衡曲线,得 精馏段平均摩尔质量：提馏段平均摩尔质量：（3）平均密度计算：不同温度下的密度及质量分数列表位置温度（）塔顶 46.8122515430.94120.0588进料口 58120815210.20310.7969塔釜 74.

8、0118414900.02540.9746 液相密度： 塔顶部分： 进料板处： 塔釜处： 故精馏段平均液相密度： 提馏段的平均液相密度： 气相密度：精馏段的平均气相密度 提馏段的平均气相密度 （4）液体平均表面张力 的计算 不同温度下的表面张力位置温度（）塔顶 46.828.423.6进料口 5826.822.3塔釜 74.024.520.4液相平均表面张力依下式计算，及 塔顶液相平均表面张力的计算 ； ； 进料液相平均表面张力的计算 ； 塔釜液相平均表面张力的计算 则 精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为： （5）液体平均粘度的计算 不同温度下的粘度位置温度（）塔顶 46.8

9、0.300.68进料口 580.290.60塔釜 74.00.250.5 液相平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度： 进料板液相平均粘度： 塔釜液相平均粘度： 精馏段液相平均粘度：提馏段液相平均粘度：5精馏塔气液负荷计算精馏段： 提馏段： ； 基本物性数据名称精馏段提留段平均温度 52.466.0平均压力 108.8119.8液体平均摩尔质量 104.69138.65气体平均摩尔质量 93.41126.12气相平均密度 3.755.36液相平均密度 1343.51463.1平均表面张力 26.0122.18平均黏度 0.4070.495 6.塔体和塔板的工艺尺寸计算（1）塔径的计算塔径参考

10、下表，初选板间距HT=0.45m,取板上液层高度HL=0.07m 故： 表 塔板间距与塔径的关系塔径0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.42.4板间距200300300350350450450600500800800初选板间距,取板上液层高度,故精馏段： 图 史密斯关联图查史密斯关联图得：=0.081；依公式 取安全系数为0.7，则空塔气速为： 故：； 按标准，塔径圆整为则空塔气速为 塔的横截面积 提馏段： ；查史密斯关联图得：=0.08依公式：； 取安全系数为0.7；为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸故:塔的横截

11、面积:空塔气速为板间距取0.45合适 （2）精馏塔的有效高度计算已知全塔板间距，在进料板上方开一人孔，人孔的直径选择为，考虑清理和维修的需要，一般每层塔板设一人孔，据此选择全塔的人孔数为4个，设人孔处的板间距等于，精馏段有效高度： 提馏段有效高度： 精馏塔有效高度： （3）塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置 因塔径，可采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下：精馏段： 溢流堰长 为，即：；出口堰高 由 液流收缩系数计算图查液流收缩系数计算图，则得堰上液高度：故：降液管宽度与截面积 求的列线图 弓形降液管的参数有查弓形降液管参数图得故： 降液管底隙高度取液体通过降液管底

12、隙的流速依式计算降液管底隙高度， 即： 提馏段：溢流堰长为0.75，即：；出口堰高 ；由 ，查手册知查液流收缩系数计算图，则降液管宽度与降液管面积有查弓形降液管参数图故： 降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 依式计算降液管底隙高度（4）塔板布置 因，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为4块 表 塔板分块数塔径，8001200140016001800200022002400塔板分块数3456 塔板的结构参数取无效区（边缘区）宽度=0.04 ,安定区宽度=0.08开孔取面积计算精馏段：依下式计算开孔区面积 其中 故: 提馏段：依下式计算开孔区面积 其中 故： （5）筛孔数n与开孔率 取筛孔的

13、孔径为 正三角形排列，例 所处理的物系腐蚀性， 则选用板厚为的碳 筛孔的正三角形排列 钢板,取， 故孔中 心距.依下式计算塔板上筛孔数n ,即 依下式计算塔板上开孔区的开孔率，即： （在515%范围内） 精馏段每层板上的开孔面积为气孔通过筛孔的气速提馏段每层板上的开孔面积为气孔通过筛孔的气速 7.筛板的流体力学验算（1）气体通过筛板压降相当的液柱高度 根据 干板压降相当的液柱高度根据，查干筛孔的流量系数图精馏段由下式得提馏段由下式得精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度由图充气系数与的关联图查取板上液层充气系数为0.5 则=提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度由图充气系数与的关联图查取板

14、上液层充气系数为0.5 则精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度由 提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度由 故精馏段 单板压降 =（设计允许值）故提馏段 单板压降 =（设计允许值）（2）精馏段液沫夹带量的验算 由式=； 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带提馏段液沫夹带量的验算 由式=； 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带（3）精馏段漏液的验算 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液提馏段漏液的验算 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液 （4）精馏段液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 由计算 二硫化碳四氯化碳属一般物系，取=0.5，则=0.5（0

15、.45+0.0543）=0.252m 故，在设计负荷下不会发生液泛提馏段液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 由计算 二硫化碳四氯化碳属一般物系，取=0.5，取=0.5，则 故，在设计负荷下不会发生液泛8.塔板负荷性能图精馏段漏液线（气相负荷下限线）由=4.4= =- = 整理得: 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表 0.00150.01000.02000.02500.54320.59800.63940.6566液沫夹带线以为限，求关系如下：由 故： 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表 0.00150.01000.02

16、000.02503.51512.93152.45392.2468液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准. 取，则 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 故 此据可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线液泛线令 由 ；联立得 忽略，将与，与，与的关系代入上式，并整理得 式中 将有关数据代入，得 故 或 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表0.00150.01000.02000.02501.96731.65090.8312-0.3566精馏段负荷性能曲线提馏段漏液线（气相负荷下限线）由=4.4= =- = 整理得:在操作范围内，任取几个值，

17、依上式计算出值，计算结果列于下表0.00150.01000.02000.02500.46720.51560.55210.5672液沫夹带线以为限，求关系如下：由 故： 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表0.00150.01000.02000.02503.2843.16852.71322.5162液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准. 取，则 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 故 此据可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线液泛线令 由 ；联立得 忽略，将与，与，与的关系代入上式，并整理得 式中 将有关数据代入，得 故 或

18、 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表 0.00150.01000.02000.02501.80021.62161.41311.2907提馏段负荷性能曲线9.精馏塔的工艺设计计算结果总表 表精馏塔的工艺设计计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强108.8119.8各段平均温度52.466.0平均流量气相1.821.72液相0.00440.0105实际塔板数 块149板间距 0.450.45塔的有效高度 6.553.95塔径 1.61.6空塔气速0.9060.856塔板溢流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长 1.21.2堰高 0.05430.0

19、409溢流堰宽度 0.2880.288管底与受液盘距离 0.02440.0583板上清液层高度 0.070.07孔径 55孔间距 17.517.5孔数 个33623362开孔面积0.06780.0678筛孔气速21.6620.14塔板压降0.0690.067液体在降液管中停留时间26.6710.75降液管内清液层高度0.1430.141液沫夹带0.0150.016负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制四.热量衡算1.比热容计算 不同温度下二硫化碳四氯化碳的比热容位置温度（）塔顶 46.877133进料口 5878136塔釜 74.079141 则塔顶平均热容进料平均热容塔釜平

20、均热容2.汽化潜热计算当时， 塔顶以0为基准，则0上升热量 塔顶馏出液热量: 回流液热量：因为是泡点回流，所以有 , 则 进料热量 ： 塔底残液热量： 冷凝器消耗的热量: 再沸器提供的热量,（全塔范围内列热量衡算式）塔釜热损失为10%，则塔釜热损失 再沸器实际热负荷 解得 五塔附属设备设计计算或选择1塔体结构根据实际的工作经验，及相似条件下的精馏塔的相关参数的选择。为有利于出塔气体夹带的液滴沉降，可选取塔顶空间，塔底空间，全塔共有23块塔板，考虑清理和维修的需要，选择全塔的人孔数为4个，在进料板上方开一人孔，人孔的直径选择为，伸出塔体的筒长为，人孔中心距操作平台，设人孔处的板间距等于，封头高度

21、，裙座高度精馏塔总高2接头管设计 接管尺寸由管内蒸气速度及体积、流量决定。各接管允许的蒸汽速度查表得出（1）塔顶蒸气出口管径 取u=20.0m/s, ,根据工艺标准，选取规格为的热轧无缝钢管。（2）回流管管径 取u=1.0m/s, ,根据工艺标准，选取规格为的热轧无缝钢管。（3）加料管管径 取u=1.5m/s, 根据工艺标准，选取规格为的热轧无缝钢管。（4）塔釜出料管管径取u=1.5m/s, 根据工艺标准，选取规格为的热轧无缝钢管。3塔顶回流冷凝器的选择 塔顶回流冷凝器通常是采用管壳式换热器，有卧式、立式或管外冷凝器等形式。按冷凝器与塔的相对位置区分有整体式及自流式、强制循环式。在这个设计的生

22、产中，由于产量比较大，宜选用强制循环式。4.再沸器（蒸馏釜）的选择该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热交换设备，常用的有以下几种：内置式再沸器，釜式再沸器，热虹吸式再沸器，强制循环式再沸器。综合考虑其生产的传热条件及经济效率选择热虹吸式再沸。5.泵的选择（1）原料泵：泵的升扬高度为进料口高度即 所以选泵的类型为 （2）回流泵： ，泵的升扬高度所以选泵的类型为 （3）釜液泵： ，泵的升扬高度，所以选泵的类型为 参考文献:1.过程工程原理，谭天恩、李伟，化学工业出版社，20132.化工原理课程设计 柴诚敬、王军、张缨，天津大学出版社，20063.化工工艺制图李平，高等教育出版社，20104.化工工艺设计手册 中国石化集团上海工程有限公司，化学工业出版社 5.化学工程师手册 机械工业出版社，2001附录：精馏塔装配图（A1）36