苯与甲苯混合液浮阀精馏塔项目设计方案

1 苯 与 甲苯混合液浮阀精馏塔 项目 设计 方案 第一章 化工原理课程设计任务书 计题目：分离苯 甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 始数据及条件 （ 1）生产能力：年处理量苯 工率 300天 /年） （ 2）原 料：苯的含量为 35%（质量分数，下同）饱和液体进料 （ 3）分离要求：塔顶馏出液中苯含量不低于 底釜液中苯含量不高于 （ 4）操作压力：常压 塔顶表压 4 5）回流比： R=(设计者自选 （ 6）塔顶采用全凝器泡点回流 （ 7）塔釜采用间接饱和水蒸气加热 （ 8） 全塔效率为 计内容 （一）工艺设计 1、选择工艺流程，要求画出工艺流程 2、精馏工艺计算 （ 1）物料衡算确定各物料流量和组成； （ 2）经济核算确定适宜的回流比； （ 3）精馏塔实际塔板数。 用适宜回流比通过逐板计算，得到全塔理论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔 2 板数。然后根据全塔效率求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔板数，确定加料板的位置 。 （二）精馏塔设备设计 1、塔和塔板主要工艺结构的设计计算 2、塔内流体力学性能的设计计算； 3、绘制塔板负荷性能图。画出精馏段和提馏段某块的负荷性能图 计要求 1、设计程序简练清楚，结果准确并有汇总表。 计时间：二周 注意事项： 1、 写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源； 2、 每项设计结束后，列出计算结果明细表 3、 图、表分别按顺序编号 4、 按规定的时间进行设计，并按时完成任务 3 4 第二章 塔板的工艺设计 计方案的确定及工艺流程的说明 拟设计一台 年处理苯甲 苯混合液 吨 (开工率 300 天 /年 )的浮阀精馏塔，要求 塔顶馏出液中苯含量不低于 塔底釜液中含苯量不高于 先设计苯 泵送入精馏塔；塔顶上升蒸汽采用冷凝器冷凝后部分回流，其余作为塔顶产品冷却后送至贮槽；塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。操作压力为常压 101.3 取泡点进料。 图 1 精馏流程工艺图 塔物料衡算 表 1 苯和甲苯的物理性质 项 目 分子式 分子量 沸点 C/ 临界温度 苯 66苯 875 料、塔顶及塔底产品的摩尔分数 3 5 ) / 9 2 . 1 . 3 5 / 7 8 . 1 1 0 . 3 5 / 7 8 . 1 1X F 10 . 9 9 8 / 7 8 . 1 10 . 9 9 8 / 7 8 . 1X D ） X 均摩尔质量 ： k m o 料衡算 ： hk m 6924300 7102. 7 hk m o hk m o 板数的确定 定理论塔板数 平衡图的绘制 。 表 2 苯和甲苯物系在总压为 y）关系 温度 4 88 92 96 100 104 108 110.6 x 1 y 1 6 图 2 苯和甲苯的汽 、液平衡数据 用 并选取 R （ 1）本设计的进料状态选取的是泡点进料，即 q=1, 作图得 x- 取操作回流比 R= 2） 求精馏塔的气液相负荷 )/(5 3 hk m o )/(1()1( hk m o （ 3）求操作线方程： 精馏段操作线方程： 1 1= 0 0 0 图解法求理论板数 y x 图 3 梯级法求理论板数 总理论板数 23（包括塔釜）。其中精馏段为 馏段为 括塔釜），第12块板为进料板。 际塔板数 由 T /： 精馏段实际塔板数 20 提馏段实际塔板数 19（包括塔釜） 故总的实际塔板数 2P=39（ 包括塔釜） 馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算 作压力P = 8 每层塔板压降 P =进料板压力 += P P 0塔底操作压力 k p k p 精馏段平均压力 k p 提馏段压力 作温度 根据苯 的 据，采用内差法求取塔顶、进料层温度 塔顶温度 进料板温度 底温度 DF = 馏段平均温度：32 02 WF 平均摩尔质量 塔顶平均摩尔质量计算： 查平衡曲线，得 x (1M 11 kg/k 1( 11 m kg/k 料板平均摩尔质量计算： 由图解理论板，得 y ，查平衡曲线，得 x )/( k m o V m )/( k m o L m 9 塔底平均摩尔质量计算： 由 xx w,查平衡曲线。得 k m o l 9 2 . 1 09 2 . 1 30 . 0 0 2 )-(17 8 . 1 10 . 0 0 2 m k m o v w m / 0 精馏段平均摩尔质量： k m o k m o 提馏段平均摩尔质量： k m o k m o 均密度计算： 相平均密度计算。 由理想气体状态方程，即： 精馏段： 31 / 1 2 提馏段： 32 / 3(3 1 5 液相平均密度依下式计算： 1 += 表 3 苯和甲苯的液相密度 )/( 3 温度 80 90 100 110 120 A苯 815 甲苯 810 70 10 利用上表数据内差求取： 塔顶 ： , 3 /A 3L D M/ M 33 / 4,/ 7, 进料： 进料板液相的质量分率： 3 2 6 3/ 5, 46 7 73 2 M 33 / 9,/ 4, 0 塔底： 3/ M 精馏段液相平均密度为： 31 /142 提馏段液相平均密度为： 32 /952 体平均表面张力计算： 液相平均表面张力依下式计算： ni 表 4 液体表面张力 )/( 温度 80 90 100 110 120 A 苯 21,27 甲苯 11 塔顶： , 差法求得， A / M / 9 同理求得，进料： M / 6 0 ，求得，塔底： M / 精 馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为： 体平均粘度计算 . 计算公式为： x 液体粘度 )( 温度 80 90 100 110 120 A 苯 甲苯 内差法求得塔顶 )3 1 g()9 9 3 0 g(9 9 L D M /解得 内差法求得：进料板： )g()g( 12 解得 2 5 2 3 0 同理求得塔底： )2 5 g ()0 0 2 3 g (0 0 L W M /解得 精馏段液相平均黏度为： 提馏段液相平均黏度为： 馏塔的塔体工艺尺寸计算 径的初步设计 首先精馏塔的气液相负荷 hk m o m o hk m l m o 1( hk m o hk m o ( 精馏段的汽液相体积流率为： 0 0 0 0 3111 0 0 1 53 6 0 0 0 0 3111 提馏段的气液相体积流率为： 0 0 0 0 3222 13 0 0 2 0 0 0 0 3222 可由史密斯关联图查出式中 ,)m a xm a x 图 4 史密斯关联图 表 6 塔径与板间距的关系 塔径m ,板间距 20050005000馏段， 横坐标数值： ( 21211111 取板间距： 则板上液层高度 查图可知 : 0 0(,2020 14 m/a x 取安全系数 空塔系数为： 8 7 m a s 圆整： 2211 .1 横截面积 ， 则空塔气速为： 5 提馏段，横坐标数值： ( 21212222 取板间距： 则板上液层高度 查图可知 : 0 0(,2020 m / a x 取安全系数 空塔系数为： m a s 圆整： 2222 .1 横截面积 ， 则空塔气速为： 15 5 馏塔有效塔高度的计算 精馏段有效高度为： 20(1 （ 精精提馏段有效高度为： 19(1 （ 提提在进料板上方开一人孔，其高度为 精馏塔的有效高度为： 提精 板工艺尺寸的计算 流装置 长 l （单溢流） w 取 图 5 液流收缩系数计算图 出口堰高：本设计采用平直堰，堰上高度 下式计算： 1,)(1000 2 取近似 16 精馏段： 0 0 1 0 0(11 0 0 2 取板上液层高度 5 9 0 提馏段： 7 0 2 0 0(11 0 0 2 取板上液层高度 形降液管的宽度和横截面 图 6 弓形降液管的参数 得，查图,则可知： 3 7 0 验算降液管内停留时间： 精馏段： 提馏段： 17 2 0 停留时间 都大于 5s，故降液管可用。 液管底隙高度 精馏段：取降液管底隙的流速 0 1 则提馏段：取降液管底隙的流速 则 故满足要求。,20, 板布置及浮阀数目与排列 板分布 本设计塔径 D=采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板 。 表 7 塔径与塔板分块数的关系 塔径 /00400800200板分块数 3 4 5 6 由表知，塔板分为三块。 阀数目与排列 馏段：取阀孔动能因子 为：则孔速1u,12 每层塔板上浮阀数目为：（本设计使用 1F 型重型阀， 18 了尽量减小液体夹带入降液管的气泡量，取破沫区宽度 ，根 据缘区宽度取 算塔板上的鼓泡区面积 , 即 cs 22 a =m ,此设计为分块式塔板，浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心 ,距 ，则排间距：，考虑到采用分块式塔板，而 各 分块的支撑与焊接要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距因小于计算值，故取 。以等腰 三角形方式作图，排得阀数 54块。按 N=54块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 9板开孔率 =%馏段：取阀孔动能因子 则,12oF 每层塔板上浮阀数目为： t=75算排间距 a ，取 00 ，求得阀数为 54块，再按 54块重新核算孔速及阀孔动能系数： 阀孔动能因数变化不大，仍在 9板开孔率 =% 19 第三章 浮阀塔板的流体力学验算 相通过浮阀塔板的压降 可通过计算。 馏段 干板阻力： 21211111 板上充气液层阻力： 取 L 0 3 1 液体表面张力所造成的阻力： 0 0 111 柱高度为与单板的压降相当的液 ： 0 2 50 8 馏段 干板阻力： 22222222 故 20 板上充气液层阻力： 取 L 0 3 2 液体表面张力所造成的阻力： 222 柱高度为与单板的压降相当的液 ： 8 0 2 塔 为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度： 即),(馏段 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度： 液体通过液体降液管的压头损失：（无进口堰） 0 0 9 2 0 1 5 1 5 2111 板上液层高度： 0 9 ,0 5 9 ，已选定取 2 5 4 5 9 1 wT 求。所以符合防止淹塔的要可知 ,)( 11 21 馏段 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度： 液体通过液体降液管的压头损失： （无进口堰） 0 0 9 5 0 2 5 1 5 2222 板上液层高度： 0 9 ,0 5 2 ，已选定取 5 5 2 2 则 求。所以符合防止淹塔的要可知 ,)( 22 沫夹带 馏段 液体板上流经长 度 ; 板上液流面积： 查物性常数 K=点负荷系数图 C 泛点率 %F 对于一般的大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足 气）的要求液 ( 馏段 泛点负荷系数图取物性常数 22 泛点率 %F 由计算可知，符合要求。 板负荷性能图 沫夹带线 泛点率 = 据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率 80%计算： 馏段 V 整理得： 1 即s 值算出任取两个直线，馏段 整理得： . 表 8 物 沫夹带线上的气、液体积流量 精馏段 )/( 3 ( 3 馏段 )/(3 ( 3 23 泛线 )(由此确定液泛线，忽略式中h)3600(1000 1()( 3222l 而24 馏段 ： ) 0 0(11 0 0 9 0 2 5 4 整理得： 3212121 即 3212121 516 7 21.0 馏段： ) 0 0(11 0 0 2 0 5 5 整理得： 3222222 即 3222222 5 3 63.0 表 9 液泛线上的气、液体积流量 精馏段 )/( 31 ( 31 馏段 )/( 32 ( 32 24 相负荷上限线 液体在降液管中的最大流量应保证液体在降液管中的停留时间不低于 3 3 ，以 =5： 0 0 6 0 3m a x 液线 对于 5 24精馏段： 1 8 32m i 提馏段： 32m i 相负荷下限线 取堰上液层高度 006.0限条件作出液相负荷下限线，该线与为与气相流量无关的竖直线。 0 0 3 6 0 01 0 0 2m i n 000 5 (,0 332m i 则 制塔板负荷性能图 由以上 1 25 图 7 精馏段塔板负荷性能图 图 8 提馏段塔板负荷性能图 由塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气 、液负荷 下的操作点 A（设计点）处在适宜操作区的适中位置； 塔板的气相负荷上限受液泛控制，操作下限由漏液控制； 按固定的气液比，由图可查出塔板的气相负荷上限 )/8 2 8 3 33m a x s 气相负荷下限 )/1 7 1 8 33m i n s 。 所以精馏段操作弹性： ；提馏段操作弹性： 阀塔工艺设计计算结果汇总 26 表 10 浮阀塔工艺设计计算结果汇总表 10 项目 符号 单位 计算数据 备注 精馏段 提馏段 塔径 D m 板间距 m 塔板类型 单溢流弓形降液管 分块式塔板 空塔气速 u 长 m 堰高 m 板上液层高度 m 腰三角形叉排 降液管底隙高 阀数 N 54 54 同一横排孔心距 阀孔气速 阀动能因子 邻横排中心距离 临 界阀孔气速 心距 t m 排间距 t m 单板压降 停留时间 清夜层高度 m 58 泛点率 F % 气相负荷上限 液泛控制 气相负荷下限 液控制 27 第四章 塔附件设计 管 表 11 接管的规格 公称直径 保温设备接管长 保温设备接管长 使用公称压力（ 15 80 130 4 2050 100 150 0350 150 200 0500 1）进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、 T 型进料管，本设计采用 直管进料管，管径计算结果如下： 3 所以取，尺寸选取查参考教材常用的推荐 338,320 3 0 1 则管内径为 32长为 150材料为 2）回流管 采用直管回流管，取 同样查得应取尺寸 38 则管内径 ,管长为 150料为 （ 3）塔釜出料管 0 0 8 93 6 0 0 0 0 3 直管出料，取 ,/6.1 w 28 6 0 0 8 查表取 38 则管内径 ，管长为 150料为 （ 4）塔顶蒸汽出料管 直管出气，取气速 u=20m/s, s 1 3018 ，管长为则取内径查表取 。 （ 5）塔釜进气管 采用直管，取气速 u=20m/s, s 2 。，管长为则取内径查表取 1 5 0 m 25 （ 6）法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，采用相应法兰。 进料管接管法兰： 5010326 回流管接管法兰： 5010326 塔釜出料管法兰： 5010326 塔顶蒸汽管法 兰： 5010106 塔釜蒸汽进气法兰： 5010206 体与封头 （ 1）筒体 取 焊 缝 系 数 1 7 0,1 0 0 0, 应力公称直径腐蚀裕量 a 温度由上面的计算知在泡点则设计压力 液相 29 平均密度 5 3 塔高 ， 则 液 柱 产 生 的 静 压 力 ： ，则计算压力 2 4 4 0 ，圆整壁厚选 3用材质为16 。 （ 2） 封头 表 12 封头的部分选型标准 公称直径 曲面高度 直边高度 壁厚 S 内表面积 F 容积 V 质量 G 1000 250 25 3 4 6 8 0 10 10 2 12 117 14 14 137 16 16 157 18 18 178 50 20 20 03 封头分为椭圆形封头，蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径21 5,2 5 0,1 0 0 0 o 封内表面积直边高度查得曲面高度1 1 5 4,41 0 0 选用封头容积 封 。 30 沫器 本设计采用上装式不锈钢丝网除沫器，优点：比表面积大、质量轻、空隙大且使用方便。设计气速选取： 1 系数 ， 除沫器直径 s 0 3 1 。 类型：标准型，材料：不锈钢丝（ 1119 ，规格： 00 5200,厚度取 125 座 本设计采用筒形裙座，由于裙座内径大于 800取壁厚 16基础环内经： )1621 0 0 0( 3 基础环外经： 3 3 621 0 0 0( 3 圆整： ,18;1 4 0 0;8 0 0 裕量取基础环厚度，考虑到腐材料：钢号 板标准选用 274，考虑再沸器，裙座高度取 脚螺栓直径取 柱 ,15 因此需设吊柱 查相关资料分析：吊柱标准选用 吊质量选500 孔 （ 1） 人孔主要由筒节、法 兰、盖板和手柄组成标记为： （ 2） 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定，本设计中共 39块板，需设 4个人孔。人孔直径取 450 中人孔处塔板间距为 600 （ 3）人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。 31 总体高度的设计 (1) 塔的顶部空间高度：塔内最上层（除沫器）与塔顶的间距，由于T 1 1 9 间高度为此设计中取塔的顶部空 。 （ 2）塔的底部空间高度：塔内最下层到塔底间距 ,考虑到釜液停留时间 (取 5再沸器安 装高度，此间距取 有效封裙顶底 . 32 第五章 附属设备设计 凝器的选择 3 液体汽化热 )/( 温度 80 90 100 110 1