甲苯混合液浮阀精馏塔工艺设计书

1 甲苯混合液 浮阀精馏塔工艺设计书 1 工艺要求与数据 （ 1） 料液为苯 甲苯混合液，含苯 40 %（质量分数） （ 2） 4 % %（质量分数） （ 3）年生产能力： 7万吨（进料） 2 设计条件 （ 1）连续常压操作、中间加料、泡点回流 （ 2）泡点进料 （ 3）年生产时间 330天 （ 4）塔釜用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力 300 5）设塔顶冷凝用水进口温度为 25 3 设计内容 （ 1） 精馏流程设计及论证 （ 2） 工艺计算 （ 3） 塔盘设计（精馏段、提馏段各选一块） （ 4） 精馏段、提馏段流体力学条件校核 （ 5） 主要辅助设备的选型（再 沸器、冷凝器） （ 6） 控制系统、节能措施、工艺调整、故障处理、废液处理的方案 4 设计成果 （ 1） 设计说明书（含评价与体会） （ 2） 设计图纸（画在设计说明书中：流程图、 、作图法求理论塔板数、负荷性能图 2张）、（画在图纸上：塔盘布置图 1张、浮阀塔工艺条件图 1张） 目 录 2 绪 论 3 第一章 设计方案的选择和论证 1、设计流程 5 2、设计要求 6 3、设计思路 6 4、相关符号说明 7 第二章 塔的工艺计算 1、基础物性数据 9 2、塔的工艺计算 10 3、逐板计算法求理论板数计算 11 4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 12 5、精馏塔的工艺尺寸的计算 16 6、塔板流体力学校核 23 7、塔板负荷性能图 27 8、设计结果一览表 31 9、辅助设备的选型 33 10、塔附件设计计算 34 第三章 安全与环保 1、安全注意事项 38 2、环境保护 39 第四章 设计过程的评述和讨论 1、回流比的选择 39 2、塔高和塔径 40 3、进料状况的影响 40 4、热量衡算和节能 40 5、精馏塔的操作和调节 41 结束语 42 参考文献 43 绪 论 3 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为 板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要求是：（ 1）生产能力大；（ 2）传热、传质效率高；（ 3）气流的摩擦阻力小；（ 4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（ 5）结构简单，材料耗用量少；（ 6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不 易堵塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类：（ 1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、 S 型、多降液管塔板；（ 2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。 浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为 F1 型（ V 1 型）、 V 4 型、十字架型、和 A 型，其中 F 1 型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（ 1118 81）。其阀孔直径为 39阀质量为 33g，轻阀为 25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。 浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单 。 化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，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 次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏 4 操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。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。 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。 本设计书对苯和甲苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工 艺计算，辅助设备计算 ,塔设备等的附图 。 采用浮阀精馏塔，塔高 ，塔径 ，按逐板计算理论板数为 12。算得全塔效率为 顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为 10，提馏段实际板数为 12。实际加料位置在第 11块板 (从上往下数 )，操作弹性为 过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。 塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用 加热蒸汽压力 300 热，用 15循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。 由 于时间仓促，再加上水平有限，书中难免有不妥之处，恳请 老师 批评指正。 编者 2011/4/20 第一章 设计方案的选择和论证 1、 设计流程 5 本设计任务为分离苯 、 甲苯混合物。对于二元混合物的分离， 采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。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 釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 精馏工艺流程图 2、 设计要求 总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节3 6 约能源和成本，少量的污染。 精馏塔对塔设备的要求大致如下： 生产能力大 ， 即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 效率高 ， 气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 流体阻力小 ， 流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 有一定的操作弹性 ， 当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 结构简单，造价低，安装检修方便。 能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等 本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。 3、 设计思路 在本次设计中，我们 进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性 ，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器 这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最 7 低。在设计时要根据实际需要选定回流比。 图 1设计思路流程图 本设计采用连续精馏操作方式、 常压操作 、泡点进料、 间接蒸汽加热 、 选 R=塔顶选用全凝器 、 选用浮阀塔。 在此 使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。 从苯 甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷 的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。 4、 相关符号说明 塔板开孔区面积 , 降液管截面积 , 塔板工艺计算 流体力学验算 塔负荷性能图 冷凝器与再沸器的选 型 塔附属设备计算 8 筛孔总面积 , 塔截面积 , 流量系数 ,无因次； C 计算 的负荷系数 ,m/s 气相负荷因子 ,m/s； d 填料直径 ,m 筛孔直径 ,m； D 塔径 ,m； 液体夹带量 ,） /）； 总板效率 ,无因次； F 气相动能因子 ,(s ）； 筛孔气相动能因子， (s ) ； g 重力加速度 , h 填料层分段高度 ,m； 进口堰与降液管间的水平距离 ,m； 与干板压降相当的液柱高度 , 与液体流过降液管的压降相当的液柱 ； 塔板上鼓泡层高度 ,m； 与板上液层阻力相当的液柱高度 ,m； 板上清液层高度 ,m； 降液管的底隙高度 ,m； 堰上液层高度 ,m； 出口堰高度 ,m； h,W 进口堰高度 ,m； 与阻力表面张力的压降相当的液柱高度 ； H 板式塔高度 ,m； 降液管内清液层高度 ,m； 塔顶空间高度 ,m； 进料板处塔板间距 ,m； 人孔处塔板间距 ,m； 塔板间距 ,m； 堰长 ,m； 液体体积流量 ,m3/h； 液体体积流量 ,m3/s； 理论板层数； P 操作压力 , P 压力降 , 气体通过每层筛板的降压 , t 筛孔的中心距 ,m； u 空塔气速 ,m/s； 气体通过筛孔的速度 ,m/s； 漏液点气速 ,m/s； u 0 液体通过降液管底隙的速度 ,m/s； 气体体积流量 ,m3/h； 气体体积流量 ,m3/s； 液体质量流量 ,kg/s； 气体质量流量 ,kg/s； 边缘无效区宽度 ,m； 弓形降液管宽度 ,m； 泡沫区宽度 ,m； x 液相摩尔分数； X 液相摩尔比； y 气相摩尔分数； Y 气相摩尔分比； Z 板式塔的有效高度 ,m； 泛点气速 ,m/s； 下标 9 最大的； 最小的； L 液相的； V 气相的 液体在降液管内停留时间 ,s； 粘度 ,s； 开孔率或孔流系数，无因次； 表面张力 ,N/m； 密度 ,kg/ 第二 章 塔板的工艺设计 1、 基础物性数据 表 1 苯、甲苯的粘度 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 苯 1 苯、甲苯的密度 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 3/kg m 苯 3/kg m 1 苯、甲苯的表面张力 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 /mN m 苯 /mN m 1 苯、甲苯的摩尔定比热容 温度 0 50 100 150 苯 / ( )kJ k 苯 / ( )kJ k 1 苯、甲苯的汽化潜热 温度 20 40 60 80 100 120 10 苯 /kJ 苯 /kJ 、 塔的工艺计算 物料衡算 ： 含苯 40 4 % %（质量分数） 年产量 7 万吨 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 0 0 =D=4 4 =W = =均摩尔质量 ： F=kg/ D=kg/ W=kg/物料衡算生产时间按 330天 /年 F= =kg/h) 而 = = = D=h) W=h) 根据最少回流比计算式 据工艺条件满足 R=精馏段操作线方程式为 4330 1077 1 y R a= y= 对于饱和液体进料 q=1,原料液进入加料板后全部进入提馏段。 即： L =L+L+F=h) 3、 逐板计算法求理论板数的计算 由于采用全凝器泡点回流故 代入相平衡方程求出 1x ， 所以 ，所以代入相平衡方程求出 2x =所以代入相平衡方程求出 3x =理可得： (1 3 2 3 同理：代于相平衡方程可得：提馏段：故第六层为加料板。 12 通过上述计算可得出： 有 5 层精馏段， 7 层提馏段（包括再沸器）第六层为加料板。 通过摩尔分数，苯与甲苯气液相平衡图可查出： DD ， 塔底： 0353.0 平均温度： 由平均温度可在粘度表中查出： 苯的粘度 甲苯的粘度 s s 精馏 段 : 块 提馏段 : 块 4、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (1)操作压力的计算 塔顶的操作压力 每层塔板的压降 进料板压力 精馏段平均压力 塔底压力 提馏段 （ 2）温度 ，根据操作压力通过试差计算 P= ,塔顶 , , 精馏段温度 , 提馏段温度 k p ap w 5 wD p 苯苯 5 1 1 提 K P aP m 82/) 5( K P 5 )(k p t t FD 2 WF 13 (3)平均摩尔质量 塔顶 x = kg/= kg/进料板： = kg/= kg/塔 底 ： 01846.0= kg/= kg/ 2 =83.3(kg/ 2 =kg/ 2 =83.3(kg/ 2 =kg/(4)平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程式计算，即 液相平均密度计算 液相平均密度计算依下式计算，即： y )108 精。精3/ 7 1(3 1 1 6 。提。提 1 14 塔顶液相平均密度的计算 由 ，查液体在不同温度下的密度表得： 3/ 3/ 1 LD m3/m 进料板液相平均密度的计算 由 ，查液体在不同温度 下的密度表得 3/ 3/797 3 3 7 LF m3/m 精馏段的平均密度为 3/ 52/) 0( 塔底液相平均密度的计算 由 查液体在不同温度下的密度表得 3/779.5 3/ 0 18 8 8 Lw m3/779.7 提馏段的平均密度 3/ 02/) 07 7 9 (5)液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算，即 ni 15 塔顶液相平均表面张力的计算 由 ，查液体表面张力共线图得 m / 进料板液相平均表面张力的计算 由 ，查液体表面张力共线图得： m / 7 塔底液相平均表面张力的计算 由 ，查液体表面张力共线图得： m / 1 8 4 8 4 精馏段平均表面 张力 提馏段平均表面张力 9( (6)液体平均黏度计算 液相平均黏度依下式计算，即 x 塔顶液相平均黏度的计算 由 ，查气体黏度共线图得： 6 sm p m 3 0 精馏段液相平均黏度的计算： 由 ，查气体黏度共线图得： sm p m 精馏段液相平均黏度 精馏段液相平均黏度的计算 由 ，查气体黏度共线图得： sm p m 2 4 1 5 8 4 提馏段液相平均黏度 2 6 2 7 5、 精馏塔工艺尺寸的计算 （ 1） 塔径的计算 精馏段气液相体积流率 )/(1( hk m o 精馏段的气、液相体积流率 0 0 0 0 3 )/( hk m o 0 0 3 53 6 0 0 23 6 0 0 3 提馏段的气、液相体积流率 7 )/(hk m o 0 0 0 0 3 )/(hk m （ 2） 塔板工艺尺寸计算 塔径 空塔气速m a x()安全系数m a x 精馏段 m a 精精精取板间距 上板液层高度 图中参数值为 ； T 由 m 式中 C 由 20( 求取，其中 20C 由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为 根据以上数据 ,由史密斯关联图查得 时的 C: 0 0( a x 取安全系数为 空塔气速 0 0 6 03 6 0 53 6 0 0 3, 0 4 3 5()3 6 0 6 0 00 0 ( 2121 18 m a x 按标准塔径圆整 塔截面积为 222 5.0 精馏段 取板间距 上板液层高度 图中参数值 T 由 m 式中 C 由 20( 求取，其中 20C 由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为 0 8 0()3 6 0 6 0 00 0 ( 2121 根据以上数据 ,由史密斯关联图查得 时的 C: 0 0( a x 取安全系数为 空塔气速 7 a x 19 按标准塔径圆整 。 塔截面积 222 5.0 塔的有效高度 Z 精 =（ N 精 * 提 =（ Z 提 *1*精馏塔的有效高度为 :Z=m (3)塔板主要工艺尺寸的计算 溢流装置计算 因塔径 ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 堰长 5 溢流堰高度 ，选用平直堰，堰上液层高度 下式计算，即：32)(近似取 E= 2 取板上清液层高度 0 故 5 弓形降液管宽度 截面积 由 ，查弓形降液管参数图得： Dl w 20 f 则： ， 验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理 降液管底隙的流速 ，则： 3 0 0 0 3 6 0 00 0 5 6 0 000 w 7 0 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 塔板布置与浮阀数目及排列 塔板的分块， 因 00 ，故塔板采用分块式； 查塔板块数表得塔极分为 3块。 选用 重阀，阀孔直径 9底边孔中心距 t=75馏段计算 取阀孔动能因子 2 孔速 浮阀数 个）(1 3 70 3 02 取 ， 孔区面积计算。开孔区面积 算 w 50 21 )s 0(2 1222 a 其中 2 故 21222 mA a 筛孔计算及其排列。浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75算其排间距 h h= )(5.1 s 考虑到塔 的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积 t =100 t=75t =等腰三角形叉排方式作图，排得阀数 140个 按 N=140重新核算孔速及阀孔动能因数 0 6 2 8 1 1 2F 阀孔动能因数 化不大，仍在 912范围内 塔板开孔率 (140)/( 220 提馏段 堰长 堰长 口堰高 h=3600 600 m /h 故采用平直堰：堰上高度32)( 22 近似取 E= 621( 0 2 =液管的宽度 降液管的面积 ： 工设计手册得 ： 故 f=留时间： 3( 5s）符合要求 降液管底隙高度 h0 4 塔板布置及浮阀数目、浮阀排列 取阀孔动能因子： 2 孔速： 31200 浮阀数：（个） s 取无效区宽度 ： 定区宽度： 孔区面积： 23 2 2 2 12 ( s i n )180a xA x r x r r )(）（）（）（ 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排方式 取同一横排的孔心 距 a=75估算排间距 h= )/(考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距可采用 a=75mm,h=新排列阀孔。实际孔数为： 个1 400 a )s/(s 阀孔 动能因子变化不大，仍在 912 的合理范围内，故此阀孔实排数适用。 (140)/( 220 % 6、 塔板流体力学校核 精馏段 气相通过浮阀塔板的压力降 P c lh h h h 干板阻力 24 0 mh c 0 4 5 计算塔板上含气液层阻力 由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数 ，已知板上液层高度 ,h 所以依式 Ll mh l 计算液体表面张力所造成的阻力 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为 mh p 换算成单板压降 K p 6 3 50 8 (设计允许值 ) 提馏段 气相通过浮阀塔板的压力降 P c lh h h h 干板阻力 0 mh c 2 ) 计算塔板上含气液层阻力 由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数 ，已知板上液层高度 ,h 所以依式 Ll mh l 25 计算液体表面张力所造成的阻力 由于采用浮阀塔板 ，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为 mh p 换算成单板压降 K p (设计允许值 ) 精馏段计算 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度 (HT+ Hd=hp+hl+体通过塔板的压强降所相当的液体高度 已算 体通过降液管的压头损失，因不设进口堰 故 2 板上液层高度，前已选定 =已选定 (HT+ =见 (HT+符合防止淹塔的要求 提馏段计算 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度 (HT+ Hd=hp+hl+体通过塔板的压强降所相当的液体 高度 已算 体通过降液管的压头损失，因不设进口堰 故 2 板上液层高度，前已选定 26 则 =已选定