苯与甲苯混合液浮阀精馏塔项目设计方案.doc

苯与甲苯混合液浮阀精馏塔项目设计方案第一章 化工原理课程设计任务书1.1 设计题目：分离苯甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计1.2 原始数据及条件（1）生产能力：年处理量苯-甲苯混合液2.7万吨（开工率300天/年）（2）原 料：苯的含量为35%（质量分数，下同）饱和液体进料 （3）分离要求：塔顶馏出液中苯含量不低于99.8%塔底釜液中苯含量不高于0.2%（4）操作压力：常压101.325Kpa操作 塔顶表压4Kpa单板压降0.7Kpa（5）回流比：R=(1.12.0)由设计者自选（6）塔顶采用全凝器泡点回流（7）塔釜采用间接饱和水蒸气加热（8）全塔效率为0.61.3 设计内容（一）工艺设计1、选择工艺流程，要求画出工艺流程2、精馏工艺计算（1）物料衡算确定各物料流量和组成；（2）经济核算确定适宜的回流比；（3）精馏塔实际塔板数。用适宜回流比通过逐板计算，得到全塔理论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。然后根据全塔效率求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔板数，确定加料板的位置。（二）精馏塔设备设计1、塔和塔板主要工艺结构的设计计算2、塔内流体力学性能的设计计算；3、绘制塔板负荷性能图。画出精馏段和提馏段某块的负荷性能图1.4 设计要求1、设计程序简练清楚，结果准确并有汇总表。1.5 设计时间：二周注意事项：1、 写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源；2、 每项设计结束后，列出计算结果明细表3、 图、表分别按顺序编号4、 按规定的时间进行设计，并按时完成任务 45第二章 塔板的工艺设计2.1 设计方案的确定及工艺流程的说明拟设计一台年处理苯甲苯混合液2.7万吨(开工率300天/年)的浮阀精馏塔，要求塔顶馏出液中苯含量不低于99.8%，塔底釜液中含苯量不高于0.2%。先设计苯-甲苯混合液经预热器加热后，用泵送入精馏塔；塔顶上升蒸汽采用冷凝器冷凝后部分回流，其余作为塔顶产品冷却后送至贮槽；塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。操作压力为常压101.3 ，采取泡点进料。图1 精馏流程工艺图2.2 全塔物料衡算表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强苯78.1180.1288.56833.4甲苯92.13110.6318.574107.72.2.1 进料、塔顶及塔底产品的摩尔分数2.2.2 平均摩尔质量： 2.2.3 物料衡算： 2.3 塔板数的确定2.3.1 确定理论塔板数平衡图的绘制。表2 苯和甲苯物系在总压为101.3kpa下t-x（y）关系温度80.184889296100104108110.6x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.30.1250图2 苯和甲苯的汽、液平衡数据用AUTOCAD作图求R 并选取R（1）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Ye=0.609R=取操作回流比R=1.5R=2.64（2） 求精馏塔的气液相负荷（3）求操作线方程：精馏段操作线方程： = =2.3.2 用图解法求理论板数Nyx图3 梯级法求理论板数总理论板数N=23（包括塔釜）。其中精馏段为11.7，提馏段为11.3（包括塔釜），第12块板为进料板。2.3.3 实际塔板数N由E=N/N得：精馏段实际塔板数N=11.7/0.6=19.5,取20提馏段实际塔板数N=11.3/0.6=18.8,取19（包括塔釜）故总的实际塔板数N=N+N=39（包括塔釜）2.4 精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算2.4.1 操作压力塔顶操作压力=101.325+4=105.325每层塔板压降=0.7进料板压力N=105.325+200.7=119.325塔底操作压力2.4.2 操作温度根据苯-甲苯的t-x-y 数据，采用内差法求取塔顶、进料层温度塔顶温度进料板温度=95.54C塔底温度精馏段平均温度：=C提馏段平均温度：=C2.4.3 平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量计算：, 查平衡曲线，得kg/k molkg/k mol进料板平均摩尔质量计算：由图解理论板，得，查平衡曲线，得塔底平均摩尔质量计算：由,查平衡曲线。得精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量：2.4.4 平均密度计算：2.4.4.1 气相平均密度计算。由理想气体状态方程，即：精馏段：提馏段：2.4.4.2液相平均密度计算。液相平均密度依下式计算：表3 苯和甲苯的液相密度温度8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770利用上表数据内差求取：塔顶：进料板液相的质量分率：精馏段液相平均密度为：提馏段液相平均密度为：2.4.5 液体平均表面张力计算：液相平均表面张力依下式计算：表4 液体表面张力温度8090100110120苯21,2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31塔顶：内差法求得，精馏段液相平均表面张力为：提馏段液相平均表面张力为：2.4.6 液体平均粘度计算.计算公式为：表5 液体粘度温度8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.32110.2860.2640.2640.228精馏段液相平均黏度为：提馏段液相平均黏度为：2.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.5.1 塔径的初步设计首先精馏塔的气液相负荷精馏段的汽液相体积流率为：提馏段的气液相体积流率为：图4 史密斯关联图表6 塔径与板间距的关系塔径，0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0200-300250-350300-450450-600400-600精馏段，横坐标数值：取板间距：:取安全系数0.7，则空塔系数为：圆整：，则空塔气速为：提馏段，横坐标数值：取板间距：查图可知:取安全系数0.7，则空塔系数为：圆整：，则空塔气速为：2.5.2 精馏塔有效塔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：2.6 塔板工艺尺寸的计算2.6.1 溢流装置2.6.1.1 堰长（单溢流）图5 液流收缩系数计算图出口堰高：本设计采用平直堰，堰上高度按下式计算：精馏段：，取板上液层高度提馏段：，取板上液层高度2.6.1.2 弓形降液管的宽度和横截面图6 弓形降液管的参数,则可知：验算降液管内停留时间：精馏段：提馏段：停留时间都大于5s，故降液管可用。2.6.1.3 降液管底隙高度精馏段：取降液管底隙的流速提馏段：取降液管底隙的流速2.7 塔板布置及浮阀数目与排列2.7.1 塔板分布本设计塔径D=1.0m，故采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板 。表7 塔径与塔板分块数的关系塔径/mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分块数3456由表知，塔板分为三块。 2.7.2 浮阀数目与排列2.7.2.1 精馏段：取阀孔动能因子每层塔板上浮阀数目为：（本设计使用型重型阀，）为了尽量减小液体夹带入降液管的气泡量，取破沫区宽度，根据的大小，边缘区宽度取计算塔板上的鼓泡区面积,即=0.470,此设计为分块式塔板，浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心,距，则排间距：，考虑到采用分块式塔板，而各分块的支撑与焊接要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距因小于计算值，故取。以等腰三角形方式作图，排得阀数54块。按N=54块重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在9-13范围内，塔板开孔率=2.7.2.2 提馏段：取阀孔动能因子每层塔板上浮阀数目为：按t=75mm,估算排间距，取，求得阀数为54块，再按54块重新核算孔速及阀孔动能系数：阀孔动能因数变化不大，仍在9-13范围内，塔板开孔率=第三章 浮阀塔板的流体力学验算3.1 气相通过浮阀塔板的压降可通过计算。3.1.1 精馏段干板阻力：板上充气液层阻力：取液体表面张力所造成的阻力：3.1.2 提馏段干板阻力：板上充气液层阻力：取液体表面张力所造成的阻力：3.2 淹塔为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度：3.2.1 精馏段单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：液体通过液体降液管的压头损失：（无进口堰）板上液层高度：3.2.2 提馏段单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：液体通过液体降液管的压头损失：（无进口堰）板上液层高度：3.3 物沫夹带3.3.1 精馏段液体板上流经长度;板上液流面积：查物性常数K=1.0，泛点负荷系数图泛点率对于一般的大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足。3.3.2 提馏段泛点率由计算可知，符合要求。3.4 塔板负荷性能图3.4.1 物沫夹带线泛点率=据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：3.4.1.1 精馏段0.8=整理得：0.066=3.4.1.2 提馏段整理得：表8 物沫夹带线上的气、液体积流量精馏段0.00210.00251.0381.032提馏段0.0030.00350.9370.9293.4.2 液泛线由此确定液泛线，忽略式中而3.4.2.1 精馏段：整理得：即3.4.2.2 提馏段：整理得：即表9 液泛线上的气、液体积流量精馏段0.00090.0020.0040.0060.7870.7590.6390.798提馏段0.00090.0020.0040.0060.7380.7170.6860.6573.4.3 液相负荷上限线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.即液体降液管内停留时间，以=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则：3.4.4 漏液线对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则精馏段：提馏段：3.4.5 液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线与为与气相流量无关的竖直线。 3.5 绘制塔板负荷性能图由以上1-5作出塔板负荷性能图如下：图7 精馏段塔板负荷性能图图8 提馏段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气、液负荷下的操作点A（设计点）处在适宜操作区的适中位置；塔板的气相负荷上限受液泛控制，操作下限由漏液控制；按固定的气液比，由图可查出塔板的气相负荷上限气相负荷下限。所以精馏段操作弹性：；提馏段操作弹性：3.6 浮阀塔工艺设计计算结果汇总项目符号单位计算数据备注精馏段 提馏段塔径1.0 1.0 板间距0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u0.5770.536堰长0.650.65堰高0.05940.0523板上液层高度0.070.07等腰三角形叉排降液管底隙高0.0250.054浮阀数5454同一横排孔心距阀孔气速7.036.53浮阀动能因子12.2412.29相邻横排中心距离临界阀孔气速5.725.25孔心距0.0750.075排间距0.1120.112单板压降678.6671.6停留时间24.4711.36清夜层高度0.156158泛点率35.3737.4气相负荷上限0.8350.820 液泛控制气相负荷下限0.1850.171漏液控制表10 浮阀塔工艺设计计算结果汇总表10第四章 塔附件设计4.1 接管表11 接管的规格公称直径DN不保温设备接管长保温设备接管长使用公称压力（）1580130420501001501.6703501502001.6705001.0（1）进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、型进料管，本设计采用直管进料管，管径计算结果如下：则管内径为32mm,管长为150mm, 材料为Q345R（2）回流管采用直管回流管，取同样查得应取尺寸,管长为150mm,材料为 Q345R.（3）塔釜出料管查表取，管长为150mm,材料为Q345R.（4）塔顶蒸汽出料管直管出气，取气速u=20m/s,。（5）塔釜进气管采用直管，取气速u=20m/s,（6）法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，采用相应法兰。进料管接管法兰：回流管接管法兰：塔釜出料管法兰：塔顶蒸汽管法兰：塔釜蒸汽进气法兰：4.2 筒体与封头（1）筒体取焊缝系数操作压力:0.101液相平均密度，则液柱产生的静压力：，则计算压力，壁厚，圆整壁厚选3mm,所用材质为16。（2） 封头表12 封头的部分选型标准公称直径曲面高度直边高度壁厚S内表面积F容积V质量G10002502531.160.15127.44436.7546.26655.5764.88874.1983.54010101.210.16297.212121171414137161615718181785020201.240.170203封头分为椭圆形封头，蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径。4.3 除沫器本设计采用上装式不锈钢丝网除沫器，优点：比表面积大、质量轻、空隙大且使用方便。设计气速选取：，除沫器直径。类型：标准型，材料：不锈钢丝（），规格：DN 3005200,厚度取125mm。4.4 裙座本设计采用筒形裙座，由于裙座内径大于800mm,故取壁厚16mm,基础环内经：基础环外经：圆整：材料：钢号Q235-A,钢板标准选用GB 3274，考虑再沸器，裙座高度取2.2m,地脚螺栓直径取M22。4.5 吊柱查相关资料分析：吊柱标准选用HG 5-1373-80，起吊质量选500kg。4.6 人孔（1） 人孔主要由筒节、法兰、盖板和手柄组成标记为：HG21515-95。（2） 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定，本设计中共39块板，需设4个人孔。人孔直径取450 mm，其中人孔处塔板间距为600 mm。（3）人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。4.7 塔总体高度的设计(1)塔的顶部空间高度：塔内最上层（除沫器）与塔顶的间距，由于。（2）塔的底部空间高度：塔内最下层到塔底间距,考虑到釜液停留时间(取5min）和再沸器安装高度，此间距取1.5m.第五章 附属设备设计5.1 冷凝器的选择5.1.1热负荷表13 液体汽化热温度8090100110120r苯394.1386.9379.3371.5363.2甲苯379.9373.8367.6361.2354.6利用内差法查上表得苯的气化潜热为：394.0 ，甲苯的气化潜热为：,则平均气化潜热为：5.1.2 冷凝水用量5.1.3 总传热系数查表知当管程内走冷却水，壳程内走有机物蒸汽时，5.1.4 泡点回流时的平均温差5.1.5 换热面积A依上述数据查资料知应选用固定管板式换热器,公称直径400mm，管程数为2，管子根数为94，换热长度为3000mm,换热面积为21.4。5.1.6 初选换热器规格立式固定管板式的规格如下：公称直径 400mm公程换热面积为A 21.4管程数为 2管数n 94管长L 3.0m管子直径 管子排列方式 正三角形换热器的实际换热面积，该换热器所要求的总传热系数5.1.7 核算总传热系数表14 在定性温度下，苯和井水物性数据物性温度密度/黏度/比热容/导热系数苯80.14814.80.3071.0940.148井水37.51993.10.6904.1740.6275.1.7.1 计算管程对流传热系数5.1.7.2 计算壳程对流传热系数因为立式管壳式换热器，壳程走苯蒸汽，冷凝离开换热器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式 5.1.7.3 确定污垢热阻5.1.7.4 总传热系数=0.00104+0.000172+0.000062+0.0000250+0.000402=0.00193，表明该换热器的传热面积裕度符合要求。5.1.7.5 核算壁温与冷凝液流型核算壁温时，一般忽略管壁热阻，按以下近似计算公式计算：核算流型：冷凝负荷5.1.8 计算压强降5.1.8.1 计算管程压降 对5.1.8.2 计算壳程压力降壳程走蒸汽，可忽略压降，由此可知，所选换热器是合适的。5.2 再沸器的选择5.2.1 热负荷5.2.2 加热蒸汽用量本设计采用绝压为3505.2.3 平均温差5.2.4 换热系数同理取K=6005.2.5 换热面积，考虑到10%的热损失，查知应选用釜式再沸器，管程数为4，管子数为106，长度为45000mm，换热面积为36.6。5.2.6 初选换热器的规格格为传热管按正三角形排列，传热管排列是一个正六边形，排在正六边形内的传热管数为：若设b为正六边形对角线的传热管数目，a为正六边形的边长b=2a+1,算出a=6,b=13.管程水气化体积流量：5.2.7 传热系数的校核壁温取160，凝液膜的平均温度为：（160-28.3/2）=145.85壳程流体在145.85下的有关物性数据：汽化热 蒸汽导热系数 蒸气密度 蒸汽黏度 液相密度 管程流体在110.50下的物性数据：气化潜热 凝液密度 凝液黏度 凝液导热系数 凝液定压比热容 气相密度 5.2.7.1 管内表面传热系数 :5.2.7.2 沸腾状态的确定：管内外污垢热阻：沸腾侧传热温度差t=28.3-14.22=14.085.2.7.3 管外核状沸腾表面传热系数=51.61(0.738+0.00740+1.68=28.47=44.755.2.7.4 总传热系数K5.2.7.5 传热面积裕度H5.2.7.6 热流密度计算所以所设计的再沸器是适宜的。5.3 塔附件及附属设备设计的主要结果汇总表15 塔附件及附属设备汇总1进料管mm38X32回流管mm38X33塔顶蒸汽接管mm18X34釜液排出管mm38X35塔釜进气管mm25X36封头mm7裙座高度m2.28冷凝器热负荷QC522.199冷凝水流量 wkg/s8.3310冷凝器换热面积 Am221.411冷凝器类型mm12再沸器热负荷QB563.613饱和水蒸气消耗量 wkg/s0.26214再沸器换热面积 Am236.615再热器类型mm16加热器蒸汽流量wkg/s3.2217筒体壁厚mm318除沫器类型mm不锈钢丝网除沫器19吊柱质量kg50020人孔直径mm45021塔体总高度m22.