苯-甲苯连续板式精馏塔的设计方案.doc

苯-甲苯连续板式精馏塔的设计方案1.1 精馏塔 精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高 本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。1.2 再沸器 作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。 本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。 立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。1.3 冷凝器以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。1.4 精馏设计方案的制定及说明精馏塔的类型筛板塔附层设备换热器，全凝器，预热器，再沸器 泵原料泵，回流泵及其他流程结构单流程操作压力4kPa(表压)进料状态泡点进料操 作 条 件 回流方式：冷回流，强制回流（全回流）冷却介质：20普通水 加热介质：水釜底加热方式：间接蒸汽加热热能综合利用为了节约能源考虑经济性及合理性，可以用高温釜液来预热原料以回收部分热能，节约加热介质，可以用较低温度的原料液冷却塔顶蒸汽，同时可节省部分冷却剂。1.5 基础数据的搜集表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.96895.0甲苯BC6H5CH392.14110.6318.64107.9 表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa100.92117.45136.01156.77179.90205.56383.75，kPa38.8645.9054.1164.4574.0385.97101.10表3 常温下苯甲苯气液平衡数据温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2620表4 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m21.1319.8818.6617.4416.24甲苯，mN/m21.5720.4519.3418.2517.17表5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/815.2804.0792.6780.9768.9甲苯,kg/811.56801.52791.378088770.25表6 液体粘度温度()8090100110120苯（mP.s）0.32040.28960.26270.23900.2181甲苯0.32100.29310.26770.24420.2225表7 Antoine 常数值组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58 表8常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.工艺计算2.1生产要求: 原料液组成：苯34.5%（wt%）。产品中：苯含量98.5% 残夜中：苯含量1% 2.2塔的物料衡算：料液及塔顶.塔底产品含苯摩尔分数:平均摩尔质量:Mf=0.38378.11+(1-0.383)92.13=86.767kg/molMd=0.98778.11+(1-0.987)92.13=78.29kg/molMw=0.01178.11+(1-0.011) 92.13=91.98kg/mol物料衡算:总物料衡算 : D+W=F易挥发组分物料衡算 : DXd+WXw=FXfF=kmol/hD=14.497kmol/hW=23.536kmol/h设计成泡点进料后: (查得Xf=0.383时Yf=0.608)2.3理论板层数NT的求取=1.68由逐板计算法借助EXCEL算出各个回流比下理论塔板数：R数值LVLVL/VDXd/V精馏段操作线方程L/(L-W)W*Xw/(L-W)提镏段操作线方程1.0Rmin1.680 24.355 38.852 62.388 38.852 0.627 0.368 y=0.627x+0.3681.606 0.00666 y=1.606x-0.006661.1Rmin1.848 26.790 41.287 64.823 41.287 0.649 0.346 y=0.649x+0.3461.570 0.00627 y=1.570x-0.006271.2Rmin2.016 29.226 43.723 67.259 43.723 0.668 0.327 y=0.668x+0.3271.538 0.00592 y=1.538x-0.005921.3Rmin2.184 31.661 46.158 69.694 46.158 0.686 0.310 y=0.686x+0.3101.510 0.00561 y=1.510x-0.005611.4Rmin2.352 34.097 48.594 72.130 48.594 0.702 0.294 y=0.702x+0.2941.484 0.00533 y=1.484x-0.005331.5Rmin2.520 36.532 51.029 74.565 51.029 0.716 0.280 y=0.716x+0.2801.461 0.00507 y=1.461x-0.005071.6Rmin2.688 38.968 53.465 77.001 53.465 0.729 0.267 y=0.729x+0.2671.440 0.00484 y=1.440x-0.004841.7Rmin3.142 45.544 60.041 83.577 60.041 0.759 0.238 y=0.759x+0.2381.392 0.00431 y=1.392x-0.004311.8Rmin3.024 43.839 58.336 81.872 58.336 0.751 0.245 y=0.751x+0.2451.403 0.00444 y=1.403x-0.004441.9Rmin3.192 46.274 60.771 84.307 60.771 0.761 0.235 y=0.761x+0.2351.387 0.00426 y=1.387x-0.004262.0Rmin3.360 48.710 63.207 86.743 63.207 0.771 0.226 y=0.771x+0.2261.372 0.00410 y=1.372x-0.00410精馏段操作线方程L/(L-W)W*Xw/(L-W)提馏段操作线方程y=0.627x+0.3681.606 0.00666 y=1.606x-0.00666y=0.649x+0.3461.570 0.00627 y=1.570x-0.00627y=0.668x+0.3271.538 0.00592 y=1.538x-0.00592y=0.686x+0.3101.510 0.00561 y=1.510x-0.00561y=0.702x+0.2941.484 0.00533 y=1.484x-0.00533y=0.716x+0.2801.461 0.00507 y=1.461x-0.00507y=0.729x+0.2671.440 0.00484 y=1.440x-0.00484y=0.759x+0.2381.392 0.00431 y=1.392x-0.00431y=0.751x+0.2451.403 0.00444 y=1.403x-0.00444y=0.761x+0.2351.387 0.00426 y=1.387x-0.00426y=0.771x+0.2261.372 0.00410 y=1.372x-0.00410相平衡方程为: R NTRNT*(R+1)1.2Rmin212.016 63.3360 1.3Rmin212.184 66.8640 1.4Rmin192.352 63.6880 1.5Rmin182.520 63.3600 1.6Rmin172.688 62.6960 1.7Rmin163.142 66.2656 1.8Rmin163.024 64.3840 1.9Rmin163.192 67.0720 2.0Rmin163.360 69.7600 图1 最优回流比的选择由图可得最优回流比R=1.6Rmin=2.688由图得NT17（包括再沸器）。 其中精馏段理论板数为8层，第9 层为加料板。3.塔的工艺条件及物性数据计算3.1操作压强的计算 Pm取每层塔板压强 P=0.7kPa条件规定了塔顶压强： =101.325+4=105.325kPa进料板压强： =105.325+9*0.7=111.625kPa 精镏段平均操作压强：=塔釜压强： 提馏段平均操作压强：kPa 3.2操作温度塔顶温度 : 由安托尼方程 (t/C，P/kPa)和拉乌尔定律: (=0.968,Pd=105.325KPa)试差得出81.96C 同理：进料温度97.932C精馏段平均温度 tm= (81.96+97.932)/2=89.946C塔釜温度=115.135C提馏段平均温度tm=(97.932+115.135)/2=106.534C3.3平均摩尔质量计算由 查平衡曲线得 进料段 查平衡曲线得 则精馏段平均分子量 提馏段气、液混合物平均摩尔质量:3.4平均密度计算（1）气相平均密度计算精馏段气相密度 由理想气体状态方程计算 即提馏段气相密度塔顶液相平均密度计算 由tD81.96C 查手册得834.8 829.21/（0.987/834.8+0.013/829.2）=834.7液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 () =838.9kg/m3进料板液相平均密度的计算tF97.932，查手册得795.02 kg/m3 793.4 kg/m3进料板液相的质量分率 .精馏段平均液相密度为塔釜液相平均密度： 查有机液体相对密度共线图得提留段的平均密度为：3.5液体平均表面张力的计算m由tD=81.96 查手册，得 A=20.88 B=21.35 由 tF97.932 查手册，得A=18.91 B=19.57塔釜液相平均表面张力由，查手册得提馏段液相平均表面张力3.6液体粘度计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度的计算由 tD81.96，查手册得 解得 进料板液相平均粘度的计算由tF97.932 精馏段液相平均粘度的计算由=115.135C 提馏段液相平均粘度的计算4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1实际板层数的求取:=2.47 筛板塔k=0.9将数值带入求得0.4770.495Nm=16.77，进料在第18块板4.2塔径的计算(1)精馏段：精馏段的气、液相体积流率为由液泛系数 式中C由式得到，其中的C20由史密斯关联图查得，图的横坐标为表9 塔径与塔间距关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600取板间距HT0.35m 板上清液层高度hl0.05m查图得 图2 史密斯关联图 C200.063取安全系数为0.7，则操作空塔气速为 根据标准塔径圆整后为 D0.90m塔截面积为 实际空塔气速为（2）提馏段：提馏段的气，液相体积流率为提馏段塔径取板间距则，查图得。又取安全系数为0.7，则空塔气速为塔径按标准塔径圆整后为塔截面积为 气体的实际气速：4.3精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m。故精馏塔的有效高度为5.塔板主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置计算 因塔径 D0.9m可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（提馏段右上角加 区分）1 溢流堰长取 溢流堰高度hw由 选用平直堰，堰上液层高度由近似取E1，则取板上清液层高度 hL0.05m故 2 形降液管宽度Wd 和截面积Af由弓形降液管的参数图, D0.7图3弓形降液管的宽度与面积，得，故， ,计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）则 故降液管设计合理。液管底隙高度ho: 取液体通过降液管底隙的流速（根据经验一般取0.07-0.25）再由得 则 hw-h0=0.02830.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h=50mm5.2塔板布置塔板的分块因D800mm，故塔板采用整块式。 (2) 边缘区宽度的确定取Ws=Ws=0.085m，Wc=0.045m。（Ws=70100mm Ws=50100mm小塔Wc一般为3050mm）开孔区面积计算开孔区面积Aa 按式 计 算其中 故 3 孔计算及排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径do5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 筛孔数目n为 个个开孔率为 = =0.101*0.48=0.0484气体通过阀孔的气速为 气体通过阀孔的气速为 6.筛板的流体力学验算6.1塔板压降干板阻力hc的计算干板阻力hc由式 计算取板厚为3mm, 由.67查“干筛孔的流量系数图”图4干筛孔的流量系数图得，c0=0.772故 液柱液柱气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力h1由式计算 查“充气系数关联图”，图5充气系数关联图得 液柱液柱液体表面张力的阻力的计算液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即液柱液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即 液柱 液柱气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值） （设计允许值）6.2液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 6.3液沫夹带液沫夹带量由式计算，根据设计经验 代入数据得， 故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内6.4漏液对筛板塔，漏液点气速u0,min可如下计算实际孔速稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。6.5液泛 为防止发生液泛，降液管内液层高度应服从 关系，取则 而 故不会发生液泛现象。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。7.塔板负荷性能图7.1液漏线由得 表10 漏液线数据表 漏液线精馏段提馏段0.0005370.2690.2430.0030.2920.2650.00450.3020.2740.0050.3040.2770.00520.3060.278由上表数据即可作出精馏段、提馏段漏液线.7.2液沫夹带线以为限， 在操作范围内，任取几个数据计算值，列表得 表11液沫夹带线数据表 液沫夹带线精馏段提馏段0.0005370.8450.8850.0030.7290.7710.00450.6760.7190.0050.6600.7030.00520.6540.697由上表数据即可作出精馏段、提馏段液沫夹带线。7.3液相负荷下限线液相负荷下限线取平堰.堰液层高度=0.006作为液相下限条件 取E=1.0 =E（）得 =0.000537表12液相负荷下限数据表液相负荷下限线0.00053700.0005370.8据此可作出与气体流量无关的精馏段、提馏段垂直液相负荷下限线。7.4液相负荷上限线以作液体在降液管中的停留时间下限，由表13液相负荷上限数据表液相负荷上限线0.005200.00520.8据此可作出与气体流量无关的精馏段、提馏段垂直液相负荷上线7.5液泛线令 由 联立得 忽略，将与的关系代入上式，并整理得 式中将有关数据代入，得故 在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表。 表14 液泛线数据表 液泛线精馏段提馏段0.0005370.9540.9300.0030.7540.8280.00450.5130.7570.0050.3770.7300.00520.3030.719由上表数据即可作出精馏段、提馏段液泛线。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下表15负荷性能图数据总表液气比线Ls/(m3/s)Vs(m3/s)取点O00P0.00110.413 P0.00240.41漏液控制点（min）精馏段0.0005370.269提馏段0.243液泛控制点（max）精馏段0.00220.83提馏段0.00440.76液相负荷下限线0.00053700.0005370.8液相负荷上限线0.005200.00520.8在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。图6 精馏段负荷性能图图7 提馏段负荷性能图 在负荷性能图上，作操作点P，连接OP，即为操作线，由图可知，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制。 操作弹性为8.工艺计算汇总表 所设计筛板的主要结果汇总表:表16 设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段（1）提馏段（2）最小回流比Rmin1.681.68 最优回流比R2.6882.688各段平均压强PmkPa108.475114.425各段平均温度tm89.946106.534平均流量气相VSm3/s0.4130.41液相LSm3/s0.00110.0024理论板数Nt块89(含釜)理论进料位置块 第9层总板效率Et0.4770.495实际进料位置第18层实际塔板数N块1718板间距HTm0.350.35塔的有效高度Zm5.65.95塔径Dm0.90.9空塔气速um/s0.6490.645塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.630.63堰高hwm0.04030.034溢流堰宽度Wdm0.1370.137管底与受业盘距离hom0.0120.025板上清液层高度hLm0.050.05孔径domm55孔间距tmm1515孔数n个17921792开孔面积m20.480.48筛孔气速uom/s8.5338.47塔板液柱高度hP液柱高度 m0.056210.05827每层塔板降 450.2450.1液体在降液管中停留时间s18.778.6降液管内清液层高度Hdm0.109450.11182雾沫夹带eVkg液/kg气0.01150.0119负荷上限液泛控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VSmaxm3/s0.830.76气相最小负荷VSminm3/s0.2690.243操作弹性3.093.139.塔附件设计9.1各接管尺寸的确定 9.1.1进料管本设计采用直流进料板进料体积流量取适宜的输送速度，故管径经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：9.1.2 .釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：9.1.3 .回流液管回流液体积流量 利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：9.1.4 .塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量： 取适宜速度，那么 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：9.1.5 .再沸气产生的蒸汽进口管通入塔的水蒸气体积流量： 取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：9.2筒体与封头9.2.1筒体 精馏段提馏段D=900， 壁厚选4mm 所用材质直径为A3 9.2.2封头封头采用椭圆形封头。塔顶/塔釜：由公称直径DN=900mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 h1=225mm，直边高度h0=25mm，厚度=4mm选用封头 DN9004，JB/T4737-959.2.3裙座由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取16mm基础环内径：基础环外径：圆整 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2.5m， 地角螺栓直径取M309.2.4人孔一般每隔68层塔板设艺人孔（安装检修用），人孔处的板间距最小为600mm时,人孔直径一般为450600mm,其伸出塔体的简体长200250mm,人孔中心距操作平台为8001200mm。本设计取4个人孔，每个直径为450mm，设置人孔板间距为800mm，伸出塔体筒体长为200mm，人孔中心距操作平台400mm。9.2.5塔顶空间塔顶空间为最上层塔板与塔顶间的距离，为了利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取（1.52.0）,取9.2.6塔釜空间釜液体积流量为Ls m3/s，取釜液在釜内的停留时间6min，装填系数取0.5，塔釜高h/塔釜直径D=1:2。塔釜液量 塔釜体积 m=1.032m 塔釜高度 m9.2.7塔高9.计算式为： 圆整得, 塔高为20m9.3回流冷凝器Tf=97.932C,Cp1=155.700KJ* ,Cp2=179.300 KJ*Td=81.96C, Cp1=150.900 KJ* ,Cp2=173.700 KJ*Tw=115.135C ,Cp1=161.300 KJ* ,Cp2=185.800 KJ*=0.383*155.700+0.617*179.300=170.26 KJ*=0.987*150.900+0.013*173.700=151.20 KJ*=0.011*161.300+0.989*185.800=185.53 KJ*出料液温度：81.96(饱和蒸汽）81.96(饱和液体）塔顶气体：冷凝水25-38 温度推动力： 汽化热： 传热量：由于是低黏度有机物和水的混合液，取传热系数K=500W/m2k，则传热面积选择浮头式换热器 表17 冷凝器的选型DN/mmN中心排管数管程流通面积/管长/m换热面积/426270.11163 3.739.4再沸器塔底温度tw=115.135 用t0=135的饱和蒸汽加热到t1=120C则 由tw=115.135 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=0.410m3/s 密度 则：取传热系数K=600W/m2k，则传热面积选择浮头式换热器 表18再沸器的选型DN/mmN中心排管数管程流通面积/管长/m换热面积/500490.00914.52.679.5原料预热器采用300Kpa的过热饱和水蒸汽t=120 把苯和甲苯从t1=20加热到t2=tF=97.932（泡点温度）平均温度下查表得则则C取K=600W/m2k 得换热面积 采用固定管板式换热器 表19预热器的选型DN/mmN中心排管数管程流通面积/管长/m换热面积/219 1 70.005823.139.6泵的计算及选型列出液体进口和出口两截面的机械能衡算方程，以求所需压头H。由于存在误差，取H=(1.051.2）He计据操作条件， 初步设计输送管路上安装有90标准弯头3个，闸阀2个，则取管壁绝对粗糙度查表：摩擦系数与雷诺数Re及相对粗糙度/ d的关系图知：=0.036查表得有关管件的局部阻力系数分别是：90标准弯头=0.75，闸阀(全开）=0.17，进口突然收缩=0.5，据初步设计，取管长l=(1.5-2.0) Z,本设计中取则 取 则：液体流量： 依此查化工原理课本，可选型号为IS65-50-1的离心泵 表20泵的选型名称当量长度与管径之比le/d名称当量长度与管径之比le/d闸阀全开9标准阀全开300半开225半开475水表盘式350弯头9035管道能量损失换热器的阻力损失利用伯努利方程 以水槽和管道出口为两截面P1=P2=P0, u1=0 z1=0=289.8w轴功率=266.6w扬程可选择泵为IS 5032-160 转速1450 扬程8m 流量6.3 轴功率 0.29kw 电机功率0.55kw 所选电机 表21泵电机类型型号 Y132S-2极数2极额定功率7.5Kw额定电压380V9.7塔附件设计的主要结果汇总表表22塔附件主要结果汇总表1进料管mm3632回流管mm5733塔顶蒸汽接管mm18084釜液排出管mm3235塔釜进气管mm18086封头mmDN9004 JB/T4737-957裙座高度m2.58冷凝器换热面积 Am23.379冷凝器类型mm浮头式换热器19210再沸器换热面积 Am22.6711再热器类型mm浮头式换热器252.512加热器换热面积 Am23.1313加热器类型mm固定管板式换热器19214泵类型IS 5032-16015泵电机类型Y132S-2使用主要符号说明:表23主要符号说明符 号说 明单 位符 号说 明单 位塔顶堰上层高度进料板弓形降液管高度塔釜截面积液相塔截面积气相