年产2.9万吨丙烯精馏浮阀塔结构设计的设计书

1 年产 吨丙烯精馏浮阀塔结构设计的设计方案 第一部分 工艺计算 设计方案 本设计任务为分离丙烯混合物，在常压操作的连续精馏塔内分离丙 知塔底的生产能力为丙烯 吨 /年，进料组成为 的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为 底釜液的组成为 对于二元混合物分离采用连续精馏流程，设计中进料为冷夜进料，将原料液通过泵送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比小，故操作回流 比取最小回流比的 釜采用间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。 年产量： 料液初温： 2535 料液浓度： 50%（丙质量分率） 塔底产品浓度： 98%（丙烯质量分率） 塔顶苯质量分率不低于 97% 每年实际生产天数： 330天（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强： 4 压） 冷却水温度： 30 饱和水蒸汽压力： 压 ) 设备型式：浮阀塔 厂址：沈阳地区（基本风压： 5 /，地质：地震烈度 7级，土质为类场地土，气温： 0） 2 取塔基本参数 甲苯 苯 甲苯 苯 甲苯 液平衡关系及平衡数据 表 1压下苯 甲苯的汽液平衡组成 求回流比 （ 1） kg/摩尔分率： 50/(50/0/D=（ 97/（ 97/） = 2/(2/8/ 1压下丙烯的汽液平衡组成 Ct o/ 5 90 95 100 105 x y 40.0 3 进料、塔顶和塔底产品平均相对分子质量： 丙 *丙烯 *（ 1= =D=丙烯 *（ 1= =kg/W=丙烯 *（ 1= =kg/2)根据汽液平衡组成表（表 1利用 内插法求塔顶温度 釜温度 料 温度 a. 塔顶温度 8 0 . 1- 1 0 0 0 2 5 8 1 . 0 9 7 4 4 D + 求得： b. 塔釜温度 1 0 . 6- 1 0 0 0 2 5 8 0 0 2 5 3 W 求得 : c. 进料液温度 10090 412 t (3)回流比的确定 a、已知泡点进料 q = 1 且求得 t 在此温度下，利用表 1插法计算丙和丙烯的饱和蒸汽压 , 4 pp b、求相对挥发度 F = c、求 4 = 5 4 =d、 R = 已知： D= 8 0 根据物料恒算方程： F=D+W F=D+0 . 0 2 3 5 4 1 2 求得： F=h D=h 根据基础数据求 V、 V 、 L、 L hk m o 1 9 5 . 1 21 1 1 . 0 718 4 . 0 5 由于 q=1，所以精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等： V =V=（ R+1） D=（ ） h 表 1馏塔物料恒算表 5 物 料 流量 （ h） 组 成 进料 F ： 烯： 顶产品 D ： 烯： 釜残液 W ： 烯： 馏段上生蒸汽量 V 提馏段上生蒸汽量 V 精馏段下降液体量 L 提馏段下降液体量 L 量衡算 （ 1）热量恒算的物流示意图 图 1量横算物流示意图 （ 2） 加热介质和冷却剂的选择 a、加热介质的选择 常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气，饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂， 由于饱和水蒸气冷凝时的热传递膜系数很高，可通过改变蒸汽压力，准确控制加热温 度；而燃料燃烧所排放的烟道气温度可达到 100，适用于高温加热，缺点是烟 道气比热膜系数很低，加热温度控制困难。 6 本设计选用 300113的 饱和水蒸气做加热介质。水蒸气不易腐蚀加热管， 且成本相对较低，塔结构也不复杂。 b、冷却剂的选择 常 用的冷却剂是水和空气因地，应因地制宜加以选用，受当地的气温限制，冷却 水一般为 10 25，如需 冷却到很低温度，则需采用低温介质，如冷却盐水，氟里昂 等。 本设计取沈阳夏季平均气温 25 35。 （ 3）理想气体定压比热容的计算 根据公式 : =A 32 式中： 理想气体定压比热容 ( k) T 所取的温度 K 表 1馏塔物料恒算表 温度 t t t 苯 苯 t 温度下： )1(21)( = ) =(k) )1(21)( ) =(k) 温度下：温度下： )1(21)( = )5 4 1 8 . 0 515 4 1 . 6 51 =(k) (注：式中下标 1 为苯，下标 2 为苯 ) 度下： r )(11 211)1( = 0 . 39 0 5 3 4 6 0 0 0 =kg )(2 222)1( = 0 . 37 7 4 5 0 7 0 0 0 =均值 )1(21 ) =顶 ）（甲苯苯 ）7 4 = 4） 相关数据计算 a、塔顶以 0 为基准， 时 ，塔顶上升气体的焓值为 )(= . 0 731 4 4 . 5 . 1 411 4 4 . 5 2 =h b、回流液的焓 8 )(= =h c、馏出液的 因为馏出液与回流口组成一样 所以 k) . 1 416 0 . 4 7)( h d、 冷凝器消耗4 5 1 1 5 2 2 . 53 8 3 7 5 . 079 7 7 4 5 8 . 66 2 2 7 3 5 6 . 1 e、进料口 1 7 3 6 6 8 7 . f、塔底残液焓 1 0 1 5 4 2 9 g. 再沸器（全塔范围列衡算式） 设再沸器损失能量 损 /5031821 （ 5）热量衡算表 9 表 1量衡算表 平均比热)/( 热量 Q 进料 736687 冷凝器 4511522 塔顶馏出液 38375 塔底釜残液 015428 再沸器 4528639 板数计算 论塔板数计算 用内插法求塔顶，塔底饱和蒸汽压。 塔顶温度下 1i n =R 查图 n N 含塔釜 ) 10 进料的相对挥发度 F 塔顶与进料相对挥发度 1x =n N N=馏段理论塔板 9 块，理论总塔板 际塔板数计算 t 温度下，查表苯，甲苯的粘度分别是 1(21 ) = = 90 = 9 . 4 . 块 精馏段实际塔板 17 块，总塔板 30 块 的气液负荷计算 （ 1）丙烯的密度 查表 11 表 1烯的密度 温度 苯 丙烯 1、甲苯的液相粘度 苯 s 甲苯 s 相关的流量及物性参数 (1)塔顶条件下的流量及物性参数 气相平均相对分子量和液相平均分子量相同， 即： =相密度： 3/ 液相密度： 32211/09 液相粘度： 3/2 ）(21 塔顶出料口质量流量： D /1 3 2 4 . 5 911 4 4 . 5 D /6 5 8 6 . 1 68 4 . 0 （ 2）塔底条件下的流量及物性参数 气相平均相对分子量和液相平均相对分子量： 即： M 气相密度： 3/ 液相密度： 3/液相粘度： )1(21 s 塔底残留液的质量流量： W / W / （ 3）进料条件下的流量及物性参数 气液平均平均分子量 / 液相密度 13 3/7 9 9 . 气相密度： 3/05 液相粘度： )(21 进料质量流量： 由于 q=1，所以精馏段上升蒸汽量等于提馏段上升蒸汽量， 所以 F / F /7 0 9 5 . 5 08 4 . 0 58 4 . 4 2 F /1 6 4 7 2 . 0 31 9 5 . 1 28 4 . 4 2 （ 4）精馏段的流量及物性参数 33/sm p 2 9 8 液相黏度： 气相流量： D / 14 液相流量： D /6 8 4 0 . 8 32 7 0 9 5 . 5 06 5 9 6 . 1 62 （ 5）提馏段的流量及物性常数 ： 33/ 气相流量： W / 液相流量： W / （ 6）数据结果表 塔顶 进料 塔釜 M 3/ 15 1顶、塔釜、进料液的数据结果表 精馏段 提馏段 平均相对分子量 kg/相密度 V m 相密度 L m 相粘度 L 相质量流量 kg/h 相质量流量 kg/h 液相平均张力 表 1度 g/苯 g/ x 精馏段： 提馏段： 16 第二部分 精馏塔主要尺寸的设计计算 相体积流率为 4 . 5 23600 3 由 m a x ， 式中 由c 计算，0 由史密斯关联图查取，其中 20c 2/1 取板间距 上液层高度 h L= H T - h L =史密斯关联图得 C 20 取安全系数 按标准塔径圆整 塔截面积为 22 实际空塔气速 8 6/ 17 4 . 5 23600 3 3 由 m a x ， 式中 由c 计算，0 由史密斯关联图查取，其中 20c 图的横坐标为 2/12/1 取板间距 上液层高度 h L= h L =史密斯关联图得 C 20 取安全系数 按标准塔径圆整 塔截面积为 22 实际空塔气速 5 3 86/ （ 1）溢流装置计算 18 因塔径 D=选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： 1堰长 : w 2流堰高度 ，选用平直堰，堰上液层高度 3/近似取 E=1 ，则 mh w 3弓形降液管宽度 截面积 f 由 查 图 得 W d mA f mW d 验算液体在降液管中停留时间 3600 ，故降液管设计合理。 4降液管底隙高度 0h 00 3600 ，取 0 ，故底隙设计合理 选用凹形受液盘。深度 0 (2)浮阀孔计算及其排列 去动能因子 10 求孔速 0u 即 u 0 =s，每层塔板上的浮阀数，即 N= 162)4 19 取 S 开孔区面积计算 开孔面积 a a r c s 02222 其中 c 故 2222 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。 取同一横排孔中心距 t ，则可估算排间距 a， 考虑到他的直径较大，采用分块式塔板，而各分块板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 80应小于此值，故取 ，t =65 t=75 ，t =65等腰三角形叉排方式 ，排的阀数 156个。 按 N=156重新核算孔速及阀动能因数： s）d（/4/0 N 1 0 . 3 82 . 8 5 56 . 1 4 4F 0 浮阀动能因数变化不大， 开孔率 =（ 1）溢流装置计算 因塔径 D=选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： 1堰长 : w 20 2流堰高度 ，选用平直堰，堰上液层高度 3/近似取 E=1 ，则 mh w 3弓形降液管宽度 截面积 f 由 查 图 得 W d mA f mW d 验 算 液 体 在 降 液 管 中 停 留 时 间 ，故降液管设计 合理。 4降液管底隙高度 0h 00 3600 ，取 0 9 2 43 6 0 0 0 00 ，故底隙设计合理 选用凹形受液盘。深度 0 (2)浮阀孔计算及其排列 去动能因子 10 求孔速 0u 即 u 0 =s，每层塔板上的浮阀数，即 N= 165)4取 S 开孔区面积计算 21 开孔面积 a a r c s 02222 其中 c 故 2222 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。 取同一横排孔中心距 t ，则可估算排间距 a， 考虑到他的直径较大，采用分块式塔板，而各分块板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 80应小于此值，故取 ，t =65 t=75 ，t =65等腰三角形叉排方式 ，排的阀数 156个。 按 N=156重新核算孔速及阀动能因数： s）d（/4/0 N 1 0 . 5 92 . 9 6 9 56 . 1 4 4F 0 浮阀动能因数变化不大， 开孔率 =（ 1） 气相通过浮阀塔板的压降 ph=1h +h1干板阻力 计算 22 故 c，故 2板上充气液层阻力：本设备分离苯和甲苯的混合液。即液相为氢化物，可取充气系数 液柱0 . 0 3 0 m 3液体表面张力所造成的阻力：阻力很小 忽略不计 因此，与气体流经一层浮阀塔板的压降所相当液柱高度 为 0 3 00 . 0 3 2 9p 则单板压降 （ 2） 淹塔 为了防止淹塔现象发生，要求控制降液管中清液层高度 ）hH（ 1与空气通过塔板的压强降所相当的液柱高度 2液体通过降液管的压头损失，因此不改进口堰 L（20sd w 3板上液层高度 0 . 1 2 4 0 0 0 9 0 6 2 9h 0 . 0 6 m m h 则 0 . 0 4 7 4h , ， . 0 4 7 .5） ）符合防止淹塔要求。hH（ （ 3） 雾沫夹带 23 泛点率 =及 泛点率 = 上液体流经长度 L 流面积板上液 0 . 1 2 6c 苯和甲苯为正常系统 F 泛点率 =及 泛点率 = 6 . 9 1 2 8 5 5 4 . 4 72 . 8 5 5 1 气相通过浮阀塔板的压降 ph=1h +h1干板阻力 计算 9 3 . 1/7 3 . 1u 故 2板上充气液层阻力：本设备分离苯和甲苯的混合液。即液相为氢化物，可取充气系数 24 液柱0 . 0 3 0 m 3液体表面张力所造成的阻力：阻力很小 忽略不计 因此，与气体流经一层浮阀塔板的压降所相当液柱高度为 0 3 00 . 0 3 2 2p 则单板压降 8 . 5 （ 2） 淹塔 为了防止淹塔现象发生，要求控制降液管中清液层高度 ）hH（ 1与空气通过塔板的压强降所相当的液柱高度 2液体通过降液管的压头损失，因此不改进口堰 L（20sd w 3板上液层高度 0 . 1 2 4 0 0 0 9 0 6 2 9h 0 . 0 6 m m h 则0 . 0 3 6 8h , ， . 0 3 6 .5） ）符合防止淹塔要求。hH（ （ 3） 雾沫夹带 泛点率 = 0 3 1-及 泛点率 = 25 上液体流经长度 L 流面积板上液 0 . 1 2 6c 苯和甲苯为正常系统 F 泛点率 = 9 . 4 01001 . 3 10 . 1 2 611 . 0 50 . 0 0 61 . 3 6- 2 . 9 6 9 5 8 . 5 2 2 . 9 6 9 5 及 泛点率 0 . 6 1 2 9 6 9 5 8 . 5 22 . 9 6 9 5 又要计算的泛点率都小于 0080 故可满足 （气）0 . 1 k g/)液(v 1. 雾沫夹带线 泛点率 = 按泛点率为 0080 计算如下： 1 2 8 5 5 4 . 4 72 . 8 5 500s 整理得 1 3 2 01 . 4 2 8 （ 1） 由式（ 1）知 雾沫夹带为直线，则在操作范围内任取两个 。依式子（ 1）算出相应 列于表 1中，据此可做出雾沫夹带线（ 1） 26 表 2 此做出雾沫夹带线（ 1） 。 2. 液泛线