年产11万吨乙苯精馏塔工艺设计方案

1 年产 11 万吨乙苯精馏塔工艺设计方案 第 1 章 绪论 计背景 为了加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都在加大塔的研究力度。如今在我国常用的板式塔中主要为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌型塔等。填料种类出拉西、环鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。更加强了对筛板塔的研究，提出了斜空塔和浮动喷射塔等新塔型。同时我国还进口一些新型塔设备，这些设备的引进也带动了我国自己的塔设备的科研、设计工作，加速了我国塔技术的开发。 国外关于塔的研究如今已经放慢了脚步，是因为已经研究出了塔盘的效率并不 取决与塔盘的结构，而是主要取决与物系的性质，如：挥发度、黏度、混合物的组分等。国外已经转向研究“在提高处理能力和简化结构的前提下，保持适当的操作弹性和压力降，并尽量提高塔盘的效率。”在新型填料方面则在努力的研究发展有利于气液分布均匀、高效和制造方便的填料。 经过我国这些年的努力，在塔研究方面与国外先进技术的差距正在不断的减 2. 全塔物料衡算 塔物料衡算 苯的摩尔质量： M=78kg/苯的摩尔质量 :M=92kg/4 4 ) / 9 21(0 / 7 8 0 / 7 8X F 09692/0 / 7 8 0 / 7 8X D ） 2/)8/8/ 均摩尔质量 2 78 =kg/料衡算 4300 10307= kg/h F = h D = F 8= h W = F D = h 3. 塔板数的确定 定理论塔板数 苯 苯 (A) B)饱和蒸汽压数据： 由公式： y = 000P , y = 计算得苯 据如下 ： 3 由上表数据绘制得 （见附图 2） 用作图法求 并选取 R 本设计的进料状态选取的是泡点进料，即 q=1,q 线方程为： 作图得 y = X y= = = = 此可得精、提馏短的操作线方程分别为： y = y = 用图解法求理论板数 求解过程见附图 2，总理论板数 13（包括塔釜）。其中精馏段为 5，提馏段为 8（包括塔釜），第 6 块板为进料板。 全塔板效率 釜液相组成 上查得 81 故 WD = 在液体黏度共线图中查得此温度下苯、甲苯的黏度分别为： A = B =m= 实际塔板数 由 ： 精馏段实际塔板数 （包括塔釜） 故总的实际塔板数 6 （ 包括塔釜） 4 4. 精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算 操作压力 层塔 板压降 P = 0.7 料板压力 P P + 10 = 精馏段平均压力 2D m=2 =精馏段平均温度甲苯的 据，采用内差法求取塔顶、进料层温度 FF 84 8 2 DD 精馏段平均 温度 2 DF = 平均摩尔质量 、 于塔顶，由 1 y , 查平衡线（附图 2）得 1x =1M 11 kg/( 11 m kg/于进料板，由 x , 查平衡线（附图 2）得 y ( 22 m kg/( 22 m kg/有： F V kg/ F L m kg/5 平均密度 气相平均密度 R 2 273)( 8 6 8 4 8 0 101 0 4 3 kg/相平均密度 1 塔顶 ： t 查得 3/815 3/807 3/ 进料： t 查得 3/802 3/795 3/ 平均值 ： 62 7 9 8 0 42 kg/液体平均表面张力m 塔顶： t 查得 .A 21.1 mN/m B 21.5 mN/m D L mmN/m 进料 ： t 查得 .A 20 mN/m B 20.2 mN/m F L mmN/m 平均值 ：2 =2 =20.7 mN/m 液体平均粘度m塔顶 ： t A = B =6 D L m料： t 查得 A = B =F L m均值： F L . 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 径计算 精馏段汽相摩尔流量 ( h 精馏段液相摩尔流量 h 精馏段汽相体积 3600= 精馏段液相体积 3600= 00 36 00 hV hL 根据课本表 6初选板间距 查课本图 6 修正 m /0 20 ）（ 最大允许空塔气速 a x a x 0 6 塔径圆整为 际气速 7 9 2 6 2 7 效塔高计算 精馏段有效高度 P 10()1( 11 提馏段有效高 度 P 16()1(Z 22 精馏塔有效高度 6. 塔板工艺尺寸的计算 流装置 根据本设计中的塔径及负荷大小选用弓形降液管，平流堰，单溢流形式。 对于弓形降液管： 堰长 由 验公式 1 1 0 0 1 0 0 232 05.0得 弓形管宽 理 弓形管截面积 mA f 验算停留时 间 A s 5s 合适。 降液管底隙高度 wo 于受液盘： 了便于侧线采出、低流量液封及改变流向缓冲本设计选取凹形受液盘，这里不设进口堰。 由于 里将塔板分为 3块，为了尽量减小液体夹带入降液管的气泡量，取 08.0根据，取 8 则 21222 布置结果如下： 溢流区 安定区 边缘区 开孔区 wl/m m 2m sw/m cw/m X /m R /m A/ 2m 由于本设计用的是 目标分离物为苯 以取10 来粗算阀孔数目；对于 。 0 m/s s取 176 222000 浮阀在塔板上采用等腰三角形叉排 , 7 由于本设计中采用的是分块式塔板 , 各分块的支撑与焊接 要占去一部分开孔区面积 , 所以 ,t 小于计算值较好 , 这里取 作阀孔排列图（见附图 4）得 163n 则实际的s / 9 核算 在 9 13 之间，上述排列方式可行。 开孔率 020 7. 浮阀塔板的流体力学验算 算塔板压降 干板阻力 界孔速 板上充气液层阻力 设计分离的是苯 相为碳氢化合物，故可取充气系数 0 2 7 Ll 液体表面张力造成的阻力 m k P 0.7 板压降满足要求。 液管液泛校核 为了防止降液管中液体发生液泛现象，应控制降液管内清液层高度)( 无进口堰，故 0 0 4 3 5 1 5 20 wT hHm 显然， )( ，满足设计要求。 10 夹带核算 本次设计中应控制泛点率在 80%内，才能避免过量雾沫夹带，即使 /。 9 8 21 . 2 82. 2 查附图 5 得 C K=1 100% 代入数据得 % 80% 满足设计要求。 重漏液校核 当阀孔的动能因数小于 5 时会出现严重漏夜现象，前面已算出 ,故不会发生 严重漏夜现象。 8. 塔板负荷性能图 沫夹带线 根据设计塔径这里 F 取 1 . V 整理得V 由上述方程就可画出雾沫夹带线。 相负荷下限线 对于平直堰 m ， 当取m 时就可以求出液相负荷下限线。 3 6 0 2m i 取 E=1 整理得 3m 相负荷上限线 11 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 35s, 取 5s 计算。 0 1 1 3m a x （ 液线 对于 重阀，当动能因数 5 时就会出现严重漏液现象，所以去 作为参考值来计算 20 泛线 3222其中220)4(35.5 )1()(0 (153.0 320 )3 6 0 0)(1(1 0 0 代入数据整理得 3222 6 制塔板负荷性能图（见附图 6） 由该图可得： 此塔板的操作区由其液相负荷上、下限线，漏液线及雾沫夹带线决定，且设计的作点在适宜操作区内； 此塔板的气相负荷上、下限分别受其漏液线和雾沫夹带线控制； 此塔精馏段的操作弹性。根据设计的液 下 限 分 别 为 2.0 和 ， 进 而 求 出 操 作 弹 性 K 。 12 9. 浮阀塔工艺设计计算结果汇总工艺设计计算 工艺设计计算结果 项 目 符 号 单 位 计 算 结 果 备注 平均压强 平均温度 平均流量 气相 m3/s 液相 s 实际塔板数 26 板间距 m 塔段的有效高度 Z m 塔径 m 空塔气速 u m/s 塔板型 式 / / 分块式 分 3 块 溢 流 装 置 溢流管型式 / / 单溢流弓形降液管 凹形受液盘 堰长 直堰 堰高 底隙高度 板上清液层高度 m 孔径 0孔间距 t m 排间距 ,t m 孔数 n 个 163 等腰三角形叉排 开孔面积 阀孔气速 0um/s 临界阀孔气速 s 阀孔动能因数 开孔率 单板压降 pp液体在降液管中的停留时间 s 25 降液管内清液层高度 13 10. 总结及分析 此次设计主要从塔的工艺计算、结构设计、力学校核三个方面设计了常压下分离苯 工艺计算方面我主要是设计任务书提供的基本参数进行了物料衡算、塔板数计算、塔体工艺计算、塔板结构设计、流体力学验算等方面进行计算和设计，其中重点对塔体工艺、塔板结构进行了相对详细的分析，最终设计出了符合设计任务要求的精馏塔。但是由于知识水平的不足及 参考资料的有限，在设计中还是存在很多不全面的地方。例如，精馏的特性是反复进行部分汽化和冷凝，也就存在加热和热能利用的问题，而这里就没有对这方面进行详细的计算和说明；在塔板结构设计时，对塔板进行了分块处理，使塔板产生了焊缝，也就对塔板的强度产生了影响，而此次及只是考虑了焊缝对阀空数的影响，没有进行强度计算和分析；再者，本次设计出的单板压降（ 然在设计任务要求的范围 (不低于 0.7 ，但是对于常压操作的精馏塔还是有点偏高，还有改进的空间 等等。另外，此次设计过程中部分样图采用的是高了绘图的效率及精确度。 泛点率 F 小于 80% 气相最大负荷 s 雾沫夹带线控制 气相最小负荷 s 漏液线控制 操作弹性 K / / 14 参考文献 1 王志魁 . 化工原理 M . 北京：化学工业出版社， 2004 2 王明辉 . 化工单元课程设计 M . 北京：化学工业出版社， 2002 3 马江权，冷一欣 . 化工原理课程设计 M . 北京：中国石油出版社， 2005 4 李功样等 . 常用化工单元设备设计 M . 广州：华南理工大学出版， 2003 5 化学工程手册编委会 . 化学工程手册（第 13 篇） 化学工业出版社，1981 附图 1 15 精馏工艺流程图 附图 2 苯 16 苯 附图 3 17 wl、fA、附图 4 18 塔板布置图 附图 5 19 附图 6 20 弓形降液管参数图 附图 7 21 塔板操作负荷性能图 第 1 章 绪论 22 计背景 为了加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都在加大塔的研究力度。如今在我国常用的板式塔中主要为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌型塔等。填料种类出拉西、环鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。更加强了对筛板塔的研究，提出了斜空塔和浮动喷射塔等新塔型。同时我国还进口一些新型塔设备，这些设备的引进也带动了我国自己的 塔设备的科研、设计工作，加速了我国塔技术的开发。 国外关于塔的研究如今已经放慢了脚步，是因为已经研究出了塔盘的效率并不取决与塔盘的结构，而是主要取决与物系的性质，如：挥发度、黏度、混合物的组分等。国外已经转向研究“在提高处理能力和简化结构的前提下，保持适当的操作弹性和压力降，并尽量提高塔盘的效率。”在新型填料方面则在努力的研究发展有利于气液分布均匀、高效和制造方便的填料。 经过我国这些年的努力，在塔研究方面与国外先进技术的差距正在不断的减小。 设计参数 、设计规模：苯 0000t/a 塔设备在化工生产中的作用和地位 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。 精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。 2、生产 制度：年开工 300 天，每天三班 8 小时连续生产 3、原料组成：苯含量为 40%（质量百分率，下同） 4、进料状况：热状况参数 q 自选 5、分离要求：塔顶苯含量不低于 98.塔底苯苯含量不大于 6、建厂地区：大气压为 760来水年平均温度为 15的某地。 23 问题研究 本设计是针对苯 甲苯的分离而专门设计的塔设备。根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液 两相的流量。之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。计算和设计这些之后进行了有关的力学性能计算和一系列的校核。 第 2 章 塔的工艺计算 温的分布 苯和甲苯的混合物是服从拉乌尔定律的理想溶液。在常压下它们的蒸汽压及汽液平衡数据，如下表所示： 表一 苯和甲苯的蒸汽压及汽液平衡数据 ）（ 分数（ 摩尔苯x 分数（ 摩尔苯y 60 300 50 333 57 24 078 432 204 344 559 495 625 659 748 760 0 0 由表一数据作如图 2图 2 将进料、塔顶和釜液的浓度以分子分数表示为： 078%4078%409 6 78%9678%960 5 8 578%578%51 汽相 2 液相 图 2 25 根据图 2釜和进料温度分别为： 00 94,1 0 8,82 由于沸点进料（ q=1），由图 2图 2得与进料液体相平衡的蒸汽组成 66.0式（ 3最小回流比： i n 塔顶的相对挥发度： 02 3 0 03 3 37 6 02 7 6 08 5 2v 塔釜的相对挥发度： 42 47 6 01 6 5 92 1 6 5 91 7 4 8w 则全塔的平均相对挥发度： 平均 图 2液平衡曲线 物料平衡 26 则有： 0 5 8 0 0 01 1 0 0 0 小时）（公斤 /4516P ) 小时）（公斤 /6 48 4W 操作回流比： m 液相流量： 小时）（公斤 / 气相流量： 小时）（公斤 /202324516)1( 液相流量： 小时）（公斤 /2 6 7 1 61 1 0 0 011 5 7 1 611 气相流量： 小时）（公斤 /2 0 2 3 21 塔板数的计算 解法 沸点进料（ q=1）。 q 线方程为一垂线 过 a 点作精馏段操作线，其截距为： 2 Rx p 再由 精馏段操作线交于 接 27 在平衡线和操作线之间作阶梯，得理论板数为 馏段为 5层，第6层为进料板。 分方程法 塔顶馏出物的平均分子量： 均， 塔顶馏出量 ： P 小时）（公斤分子 / 小时）（公斤分子 / 小时）（公斤分子 / 进料液的平均分子量： 均， 进料量： F 小时）（公斤分子 / 328128120011 小时）（公斤分子 / 釜液的平均分子量： 1 8 均， 釜液量： 8 4 时）（公斤分子 / 小时）（公斤分子 / 由下面公式可得 : )1()1()1()1()1(11b)1()1( 28 )00 a= b ) 精馏段操作线与平衡线交点的横坐标由下面公式求得： 24)()( 2 2 =于沸点进料 q=1，所以得： 由公式)lo g (lo 求得精馏段理论板数： )o g ()o gn =） 由下面公式求得： )1(111 ww b )1(1 11 w 29 24)()( 1211111 i )28 a =1 b 28 c=)008 )21 =似计算，取 0 5 8 由公式g，取提馏段理论塔板数（包括塔釜）： o o =） 则全塔理论板数为： N=） 精确计算： （ 1）取精馏段的理论板数为 5层 （ 2）按公式)lo g (lo 计算0 当 n=5 时 公式 变为下面形式： 475.0（ 3）由公式11 求 得： 328 4）由公式 o 4 5 o =） 精确计算的理论板数（全塔包括塔釜）为 5+），与 M、 T 图解法结果基本一致。 利用差分方 程式法可以不必经过逐板计算而直接求得每层塔板上的液体组成。将相应的已知数值带入精馏段和提馏段方程式，简化后可得如下方程式： 精馏段： x 6 6 0 每层塔板上的液体组成 塔板n 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 31 序号 X 全塔理论板数为 11 层，扣除塔釜一层，则理论板数为 10层。 现取全塔效率为，则实际板数为： 实N 取 14（层） 精馏段的实际板数为： 精N （层） 7N 精取 （层） 提馏段的实际板数为： 7714 提N （层） 第层塔板为加料板。 热量平衡 顶蒸汽带出的热量 2 3 2 3 2 时）（千焦 / 液带出的热量 94 9 8 4 时）（千焦 / 0 0 0 时）（千焦 / 流带入的热量 7 1 6 时）（千焦 / 釜加热蒸汽带入的热量 32 7 时）（千焦 / 量损失 设热量损失为，则 44 8 时）（千焦 / 塔的热量平衡 塔径计算 馏段 液体重度： ）米（千克 3/812L 蒸汽重度： ）米（千克 3V /液体的体力流量： 秒）（米时）（米 / 6 333 L 蒸汽的体积流量： 秒）（米时）（米 /3 V 取板间距 H ，板上清液层高度为 h ， 33 则分离空间 1321 查负荷系数图得： C=在 的表面张力为 厘米）（达因 /21 由公式 0 求得： 最大 可求得最大允许空塔速度为： 秒）（米最大 / 5 W 适宜空 塔速度： 秒）（米 /9 7 塔径由公式 ： D 馏段 液体重度： ）米（公斤 31 /780L 汽相重度： V ）米（公斤 3/液体的体积流量： 秒）（米时）（米 / 6 3331 L 蒸汽的体积流量： 34 秒）（米时）（米 /31 V 取 H ； h ； 米则 33.013211111 查负荷系数图得： C 甲苯在 的表面张力为 厘米）（达因 / 由公式 0 得： 最大 求得最大允许空塔速度为： 秒）（米最大 / 5 W 适宜的空塔速度： 秒）（米 /9 1 塔径公式 求得： （米）D 根据计算，精馏段和提馏段塔径选用 D= )， 此时两段的实际空塔速度为： 秒）（米 /W 秒）（米 /相应的空塔动能因数为： 35 均属正常操作范围。 塔板结构 根据塔径和液体的流量，选用弓形降液管，塔板采用电流程和分块式组装。 液装置 取 由公式 （ 1）精馏段 =米） （ 2）提馏段 =46（毫米） 上下两段偃高均选用 50毫米。 当 查表得： 36 22 塔的相对操作面积为： % 0 00 6 由公式L H T 各段的停留时间： （ 1）精馏段 3 （ 2）提馏段 31 秒米及秒米 / W 由公式 米0可求得0h（ 1）精馏段 米0 4 h （ 2）提馏段 米0 5 h 上下两段均选用 毫米500 阀的布置 选用十字架型圆盘浮阀，阀径为 50毫米，阀重 30 32克，塔板上孔径为 40毫米，最大开度 8毫米。 37 由公式 求阀孔的临界速度（或选定适宜的阀孔动能因数0F，求出阀孔速度0W）。 （ 1）精馏段 米 /秒） （ 2） 提馏段 米 /秒） 上下两段相应的阀孔动能因数为： F F 均属正常操作范围。 由公式 %1000