浮阀精馏塔工艺设计书.doc

浮阀精馏塔工艺设计书第一章 设计方案的选择和论证1、设计流程 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 1.7 倍。塔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 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。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-全能器连种不同的设置。在 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 低塔板工艺计算流体力学验算4塔负荷性能图。在设计时要根据实际需要选定回流比。 冷凝器与再沸器的选型 塔附属设备计算 图 1-2 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=1.7Rmin、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。图1-2第二章 塔板的工艺设计2.2.1 全塔物料衡算 根据工艺的操作条件可知: 料液流量 F=(10-0.5*19)t/h=2.25Kg/s =94.285Kmol/h料液中易挥发组分的质量分数xf =(30+0.5*19)%=39.5%;塔顶产品质量分数 xd = 98%,摩尔分数为 97.6%;塔底产品质量分数 xw= 2%,摩尔分数为 1.7%; 由公式: F=D+W F*xf=D*xd+W*xw 代入数值解方程组得: 塔顶产品(馏出液)流量 D=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s; 塔底产品(釜液)流量 W=53.218Kmol/h=1.360 Kg/s.2.3.2.分段物料衡算 . 泡点方程 根据 xa 从化工原理P204 表 61 查出相应的温度 根据以上三个方程,运用试差法可求出 Pa*,Pb* 当 xa=0.395 时,假设 t=92 Pa*=144.544P,Pb*=57.809P, 当 xa=0.98 时,假设 t=80.1 Pa*=100.432P,Pb*=38.904P, 当 xa=0.02 时,假设 t=108 Pa*=222.331P,Pb*=93.973P, t=92,既是进料口的温度, t=80.1是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度, t=108是釜液需被加热的温度. 根据衡摩尔流假设,全塔的流率一致,相对挥发度也一致. a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500(t=80.1) 所以平衡方程为 y=ax/1+(a-1)x=2.500x/(1+1.500x),最小回流比 Rmin 为 Rmin=xd/xf-a(1-xd)/(1-xf)/(a-1)=1.426, 所以 R=1.5Rmin=2.139, 所以精馏段液相质量流量 L(Kg/s)=RD=2.139*0.89=1.904, 精馏段气相质量流量 V(Kg/s)=(R+1)D=3.139*0.89=2.794, 所以,精馏段操作线方程 yn+1=R*xn/(R+1)+xd/(R+1)=0.681xn+0.311因为泡点进料,所以进料热状态 q=1 所以,提馏段液相质量流量 L(Kg/s)=L+qF=1.904+1*2.25=4.154,提馏段气相质量流量 V(Kg/s)=V-(1-q)F=2.794. 所以,提馏段操作线方程 ym+1= Lxm/ V-Wxw/ V=1.487xm-0.008 3.3.3 理论塔板数的计算 (1)联立精馏段和提馏段操作线方程解得 xd=0.3759 且前面已算得 xw=0.017 (2)用逐板计算法计算理论塔板数 第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致,所以 y1=xd,然后可以根据平衡方程可 得 x1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求 yn,用平衡方程求 xn,一直到 xnxd,共需 n-1 块精馏板,第 n 块板为进料板. 第一板 第二板 第三板 第四板 第五板 第六板 第七板 第八板 第九板 y1=xd 0.9514 0.9592 0.9039 0.9268 0.8351 0.8799 0.7456 0.8189 0.6440 0.7497 0.5451 0.6823 0.4621 0.6258 0.4008 0.5840 0.3596 y2=0.681x1+0.311 y3=0.681x2+0.311 y4=0.681x3+0.311 y5=0.681x4+0.311y6=0.681x5+0.311 y7=0.681x6+0.311 y8=0.681x7+0.311 y9=0.681x8+0.311 x1=y1/y1+a(1-y1) x2=y2/y2+a(1-y2)x3=y3/y3+a(1-y3) x4=y4 /y4+a(1-y4) x5=y5/y5+a(1-y5) x6=y6/y6+a(1-y6) x7=y7/y7+a(1-y7) x8=y8/y8+a(1-y8) x9=y9/y9+a(1-y9) x9xd 所以本设计中共需八块精馏板,第九块板为进料板. 从第十块板开始,用提馏段操作线求 yn,用平衡方程求 xn,一直到 xnxw. 第十板 第十一板 第十二板 第十三板 第十四板 第十五板 第十六板 y10=1.487x9-0.008 0.3080 0.4500 0.2466 0.3587 0.1828 0.2638 0.1254 0.1784 0.0799 0.1108 0.0475 0.0626 y11=1.487x10-0.008 y12=1.487x11-0.008 y13=1.487x12-0.008 y14=1.487x13-0.008 y15=1.487x14-0.008 y16=1.487x15-0.008 x10=y10/y10+a(1-y10) x11=y11/y11+a(1-y11) x12=y12/y12+a(1-y12) x13=y13/y13+a(1-y13) x14=y14/y14+a(1-y14) x15=y15/y15+a(1-y15)x16=y16/y16+a(1-y16) 第十七板 y17=1.487x16-0.008 x17=y17/y17+a(1-y17) 3.3.4 实际塔板数的计算 根据内插法,可查得:苯在泡点时的黏度 a(mPa.s)=0.25,甲苯在泡点是的黏度 b(mPa.s)=0.27,0.0260 0.0307 0.0125x176mm,符合要求. 底隙流速,ub(m/s) =Ls/lw/hb=0.2544130,而且不大于 0.3 0.5,符合要求. 塔盘及其布置 由于直径较大,采取分块式,查表得分三块,厚度取位 4mm. 降液区的面积按 Ad 计算,取为 0.115m2, 受液区的面积按 Ad 计算,取为 0.115m2, 入口安定区得宽度 bs(mm),一般为 50100,本设计取为 60. 出口安定区得宽度 bs(mm),一般为 50100,本设计取为 60. 边缘区宽度 bc(mm),一般为 5075,本设计取为 50, 有效传质区,Aa(m2)= 2*x*(r2-x2)0.5+r2*arcsin(x/r)=24.59287702. 塔板结构如下两图 浮阀数排列 选择 F1 型重型 32g 的浮阀 阀孔直径给定,d0(mm)=39mm, 动能因子 F0 一般取为 8 12,本设计取为 11.5. 阀孔气速,uo(m/s)=F0/v0.5= 6.940790424, 阀孔数 n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614,取 104. 实际排列时按等腰三角形排,中心距取为 75mm, 固定底边尺寸 B(mm)= 70,所以 实际排出 104 个阀孔,与计算个数基本相同. 所以,实际阀孔气速 uo(m/s)=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938 实际阀孔动能因子,F0=u0*v0.5=11.48368564, 开孔率 =n*d0*d0/D/D = 0.10985,一般 10%14%,符合要求. 3.3.7 塔板的流体力学(1) 液沫夹带量校和核 液体横过塔板流动的行程,Z(m) =D-2*bD=0.62 塔板上的液流面积,Ab(m2) =At-2*Ad=1.08 物性系数,K,查表得 =1 泛点负荷因数,Cf=0.125,见下页图.F2=Vs*v/(l-v)0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf=0.41815191, F1=Vs*v/(l-v)0.5/At/K/Cf/0.78=0.397830445, 泛点率 F1(0.80.82),F!,F2 均符合要求. ,塔板阻力的计算与较核 临界孔速 u0c(m/s) =(73/v)(1/1.875)= 5.7525979hd,合格. 液体在降液管中停留时间较核 平均停留时间 =Ad*Ht/Ls=7.740082575s,( 不小于 35 s),合格. 严重泄漏较核 泄漏点气速 u0=F0/(v0.5) =3.017734967,F0=5, 稳定系数,k=u0/u0= 2.2967371271.52,合格. 3.3.8 全塔优化(如下图) 曲线 1 是过量液沫夹带线,根据 F2=Vs*v/(l-v)0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf 得,方程 Vh=6588-14.289Lh, 曲线 2 是液相下限线,根据 Lh=(0.002840.6667)*lw*(how1.5) Lh(m3/h)=2.690007381, 曲线 3 是严重漏液线, 根据 Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/(v0.5) F0=5 得 Vh(m3/h)= 1349.696194, 曲线 4 是液相上限线,根据 Lh=Ad*Ht/*3600 Vh=(2.98*10E7-0.4*10E6*Lh0.67-13.49*Lh2)0.5, 曲线 5 必过的五点(0, 5461)(10,5268)(20,5150) (0, 5461)(10,5268)(20,5150) 作图如下 Vmax(m3/h)= 4779,Vmin(m3/h)= 1349 操作弹性=Vmax/Vmin=,3.542624166,大于 2,小于 4,合格 14 3.3.9 塔高 规则塔体高 h=Np*Ht=13.5m, 开人孔处 (中间的两处人孔)塔板间距增加为 0.6m,进料处塔板间距增加为 0.6m, 塔两端空间,上封头留 1.5m ,下封头留 1.5m, 釜液停留时间 为 20min , 填充系数 =0.7, 所以体积流量 V(m3/h)=Lh*/l/ =1.679350119 , =5s 得 Lh(m3/h)= 37.26, , 得 曲 线 5 是 降 液 管 泛 线 , 根 据 hd800mm，故裙座壁厚取 16mm3 基础环内径： Dbj = (1400 + 2 16) 0.3 10 = 1132mm3 基础环外径： Dbo = (1400 + 2 16) + 0.3 10 = 1732mm圆整 Dbj = 1200mmDbo = 2000mm基础环厚度，考虑到腐蚀余量取 18mm 考虑到再沸器，裙座高度取 2.2m， 地角螺栓直径取 M22 采用 Q-235B 人孔数目 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。 对于处理不38需要经常清洗的物料， 可隔 810 块塔板设置一个人孔； 对于易结垢、 结焦的物系需经常清洗，则每隔 46 块塔板开一个人孔。人孔直径 通常为 450mm，本设计选择 DN500mm 人孔，其中人孔处塔板间距为 600mm，人孔数一共 2 个。 塔总体高度的设计 塔的顶部空间高度为 1200m （取除味器到第一块板的距离为 600mm）塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的 距离，取塔底空间为 1.45m塔总体高度 H=H 底 +H 有效 +H 裙+H 封+h 顶=1.45+9+2.2+0.49+1.2+1.2=15.54m第三章 安全与环保1、安全注意事项 苯类产品是易燃、易爆、有毒的无色透明液体，其蒸汽与空气 混合能形成爆炸性混合物，因此，应特别注意防火，强化安全措施。 不准有明火和火花，设备必须密封，以减少苯蒸汽挥发散发入容 器中，设备的放散管应通入大气，其管口用细金属网遮蔽，使贮槽或 蒸馏设备中的苯类产品不致因散出蒸汽回火而引起燃烧， 厂房应设有 良好的通风设备，防止苯类蒸汽的聚集。 所有金属结构应按规定在几个地点上接地， 为防止液体自由下落 而引起静电荷的产生， 将引入贮槽中所有管道均应安装到接近贮槽的 底部，电动机应放在单独的厂房内。 应设有泡沫灭火器和蒸汽灭火装置，不能用水灭火。 工人进入贮槽或设备进行清扫或修理前,油必须全部放空,所有 管道均需切断,设备应用水蒸汽彻底清扫后才允许进入并注意通风, 检修人员没有动火证严禁在生产区域内动火。 进入生产区域或生产无关人员，不得乱动设备和计量仪表等。39及时清除设备管线泄漏情况， 严防中毒着火、 爆炸等事故的发生。 泄漏应急处理迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离， 严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器， 穿消防防护服。尽可能切断泄漏源，防止进入下水道、排洪沟等限制 性空间。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性 分散剂制成的乳液刷洗，洗液稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑 围堤或挖坑收容；用泡沫覆盖，抑制蒸发。用防爆泵转移至槽车或专 用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。 2、环境保护 认真执行环境保护方针、政策、坚持污染防治设施与生产装置同 时设计、同时施工、同时投产。现将“三废”治理措施分析述如下： 废水：各设备间接冷却水回收用于炼焦车间熄焦用，工艺产品分 离水送往生化装置进行处理。 设备冲洗水经初步沉淀和油水分离后送 入生化处理。 废气：水凝气体回收引入列管户前燃烧，产品贮槽加水喷淋装置 和氮密封措施，防止挥发污染大气环境。 废渣：生产过程中生产的废渣送往回收工段作为原料使用。 定期检测个生产岗位苯含量和生产下水中各污染均含量， 严防超标现 象的发生。第四章 设计过程的评述和讨论1、回流比的选择 回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一， 且回流比是影 响精馏操作费用和投资费用的重要因素。 总费用中最低所对应的回流 比即为适宜回流比。在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选 取。通常，操作回流比可取最小回流比的 1.12 倍。我计算的回流比 为 1.33，我取的回流比 R=1.7Rmin=2.26。402、塔高和塔径 影响塔板效率的因素有很多， 概括起来有物性性质塔板结构及 操作条件三个方面。 物性性质主要是指黏度密度表面张力扩散 系数及相对挥发度等。 塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开 孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响 塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中 所用的板效率数据， 一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验 数据。因此，我通过经验数据和查表在综合算得塔径为 1.40m，塔高 为 13.04m。 3、进料状况的影响 由于不同进料状况的影响， 使从进料板上升蒸汽量及下降液体量 发生变化， 也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提留段的液体量发生 了变化。4、热量衡算和节能 对连续精馏装置的热量