分离苯-甲苯混合液浮阀式精馏塔设计

目录 前 言 .1 1.工艺流程的确定及说明 .3 2.精馏工艺设计 .4 2.1 物料衡算：.4 2.2 平衡关系和塔内操作温度的确定 .4 2.3 回流比的确定 .5 2.4 理论板数的计算.6 2.5 实际板数的计算.7 2.5.1 全塔效率 .7 3.精馏塔设备设计 .8 3.1 塔盘结构设计计算 .8 3.1.1 塔板初步设计 .8 3.1.2 溢流装置计算 .9 3.1.3 浮阀数目及排列 .10 3.2 塔板流体力学验算 .11 3.2.1 塔板压力降 hp.11 3.2.2 液泛 .11 3.2.3 雾沫夹带 .13 3.2.4 漏液 .13 3.2.5 液面落差 .13 3.3.2 液相负荷上限线 .14 3.3.3 液相负荷下限线 .14 3.3.4 液泛线 .14 3.3.5 漏液线 .16 4 结果与讨论 .16 4.1 设计结果.16 前 言 课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运 用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在 整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作， 在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动 下（有时加质量剂） ，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中 各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相 向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传 热的过程。 主要设备：精馏装置系统一般有精馏塔，塔顶冷凝器、塔釜再沸器等相关 设备组成 芳香族化合物是化工生产中重要的原材料，而苯和甲苯各有其重要作用。 苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料、树脂，合成农 药、合成橡胶、合成纤维和洗涤剂等等。甲苯不仅是有机化工合成的优良溶 剂，而且可以合成异氰酸酯、甲酚等化工产品，同时还可以用来制造三硝基 甲苯、苯甲酸、对苯二甲酸、防腐剂、染料、泡沫塑料等。 本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯甲苯的分离。精馏塔 是大型的设备组装件，分为板式塔和填料塔两大类。板式塔又有筛板塔、泡 罩塔、浮阀塔等。鉴于设计任务的处理量不大，苯甲苯体系比较易于分离， 待处理料液清洁的特点，设计决定选用浮阀塔。 浮阀塔于 20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔 和筛板塔的优点，现已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油、化学工 业中使用最普遍。浮阀塔板的结构特点是在塔板上有若干大孔，每个孔上装 有一个可以上下浮动的阀片。浮阀塔具有以下优点：生产能力大。由于浮 阀塔板较大的开口率，故其生产能力比泡罩塔大，与筛板塔相似。操作弹 性大。由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的 负荷操作范围比较宽。塔板效率高。气体压强降及液面落差较小。塔 的造价低。结合以上浮阀塔的特点，决定使用浮阀塔来精馏分离此混合液。 1.工艺流程的确定及说明 进料时可以采用离心泵直接进料的方式，同时采用饱和液体进料，这种进 料方式使原料也加入后不会在加料板上产生汽化或冷凝，进料全部作为提馏 段的回流液，两段上升蒸汽流量相等。原料液在 25时从贮罐（R-101）用离 心泵输送到塔前预热器（E-101）中预热，然后再加一个换热器直至接近泡点 温度为止，由精馏塔（T-101）进料口进入塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝器， 在进料板上液体有一部分与自塔上部下部的回流液体混合后逐板溢流，最后 流到塔底。料液的一部分与自塔底上升的蒸汽相互接触进行热和质的传递过 程，上升的蒸汽由塔釜再沸器（E-104）经饱和蒸汽换成 108.08蒸汽由塔最 下面一块板上进入塔内，逐层上升与溢流液体进行传质，最后经塔顶冷凝器 （E-102）循环水冷凝成 81.13下的饱和液体进入回流罐（R-104） ，一部分 重新回流，一部分经塔顶冷却器（E-103）用进口温度 15的井水冷却到 25，输入苯贮槽。塔底产品甲苯经换热器（E-101）冷却至 25输入甲苯贮 槽（R-102） ，再沸器内水蒸气换热后变成同温度水可用于工人取暖和淋浴。 2.精馏工艺设计 2.1 物料衡算： 计算基准：以 1h 进料量为基准。 年产 6.5 万吨 即hkgGF/8125 8000 1065000 3 WF=0.40 4402 . 0 92/60 . 0 78/40 . 0 78/40 . 0 / )1 (/ / BFAF AF F MwMw Mw x WD=0.95 9573 . 0 92/05 . 0 78/95 . 0 78/95 . 0 D x WW=0.05 0584. 0 92/95. 078/05 . 0 78/05 . 0 W x 84.8592)4402 . 0 1 (784402 . 0 )1 ( FBFAF xMxMM hkmol M G F F F /65.94 84.85 8125 对全塔进行物料衡算有 F=D+W F=D+W F x D x W x 即 94.65=D+W 94.650.4402=D0.9573+W0.0584 解得 D=40.20kmol/h W= 54.45kmol/h 2.2 平衡关系和塔内操作温度的确定 表 2-1 苯-甲苯物系在总压 101.3kPa 下的平衡数据 溫度PA0/kPaPB0/kPax=(P-PB0)/(PA0-PB0)y=PA0 x/P 80.1101.339.0112.597 84114.144.50.8160.9192.564 88128.450.80.6510.8252.528 92144.157.80.5040.7172.493 96161.365.60.3730.5942.459 100180.074.20.2560.4552.426 104200.383.60.1520.3002.396 108222.494.00.0570.1252.366 110.6237.7101.3002.346 =（2.564+2.366）/2=2.465 根据表中数据画 t-x-y 图。 由 XF=0.4402 查图可得 tF=94 由 XD=0.9573 查图可得 tD=81.13 由 XW=0.0584 查图可得 tW=108.08 则塔内的定性温度 t=（81,13+108.08）/2=94.61 2.3 回流比的确定 进料方程： x=xF=0.4402 平衡方程 x x x x y 465 . 1 1 465 . 2 11 联立两方程组可得 y=yq=0.6592 得 Rmin=1.3612 4402 . 0 6592 . 0 6592 . 0 9537 . 0 qq qD xy yx 取 R=1.6Rmin=2.1779 2.4 理论板数的计算 由图解法求理论塔板数，见图 精馏段操作线方程 3012 . 0 6853 . 0 11 x R x x R R y D 由图可得共有 12.5 块理论塔板，精馏段有 6 块，提馏段有 6.5 块（包括 再沸器） 。 2.5 实际板数的计算 2.5.1 全塔效率 由塔内定性温度为 94.61，可查得 苯=0.270mPa.s ，甲苯=0.278mPa.s 则 L=0.44020.2710-3+（1-0.4402）0.27810-3=0.2745 mPa.s 则 L=2.460.2745=0.6752 由此查精馏塔效率关联图可得 E=0.51 取浮阀塔的系数为 1.2， ET=0.511.2=0.612 2.5.2 实际板数 精馏段塔板数为 6/0.612=9.8 圆整 10 块 提馏段塔板数为 5.5/0.612=8.99 圆整 10 块 则第 11 块板为加料板。 3.精馏塔设备设计 3.1 塔盘结构设计计算 精馏段操作数据如下： 物料 苯 分子量 78 操作压力 101.325kPa 操作温度 86.8 液相密度 L 807.5kg/m3 气相密度 v 2.66 kg/m3 液相表面张力 20.3mN/m 液体最大流量 LS 0.0023 m3/s 气体最大流量 VS 1.040m3/s 精馏塔的气相负荷;（1）L=RD=87.55kmol/h LS=LM/3600L=0.0023 m3/s （2）V=（R+1）D=127.75 kmol/h VS =VM/3600V=1.040m3/s 3.1.1 塔板初步设计 （1）暂定溢流型式 初选单溢流，取板间距 HT=400mm。 （2）估计塔径 0.04 2 1 2 1 66 . 2 5 . 807 040 . 1 0023 . 0 V L h h V L 板间距 HT=0.400m，取板上液层高度 hL=0.06m 则 HT-hL=0.40-0.06=0.34m 根据以上数据，可由史密斯关联图查得 C20=0.08 又物系表面张力 =20.3mN/m，无需校正，即 C=C20=0.08 则 极限空塔气速1.3916m/s 66 . 2 66 . 2 5 . 807 08 . 0 max V VL Cu 取安全系数为 0.8，则空塔气速 u=0.8umax=0.83m/s 则塔径m u V D S 287 . 1 83 . 0 040 . 1 44 按标准塔径可圆整为 D=1.4m，则塔截面积 AT= 2 22 54.1 4 4 . 1 4 m D 实际空塔气速 u=VS/AT=0.68m/s 塔径 D=1.4m2.2m，单溢流合适；D1.5m，HT=0.40m 合适。 3.1.2 溢流装置计算 由于圆形降液管只适用于小直径塔，且易造成液相流量增大，形成淹塔， 故选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下： （1）堰长 lw 取堰长 lw=0.60D，即 lw=0.601.4=0.84m （2）出口堰高 hw hw=hL-how 采用平直堰，则 3 2 1000 84 . 2 W h OW l L Eh 取 E=1 mhOW023 . 0 84 . 0 36000023 . 0 1 1000 84 . 2 3 2 hw=hL-how=0.06-0.023=0.037m （3）弓形降液管宽度 Wd和截面积 Af lw/D=0.6， 由图可查得 Af/AT=0.055，Wd/D=0.11 则 Af=0.0551.54=0.0847m2 ，Wd=0.111.4=0.154m 液体在降液管中的停留时间5s s L HA S Tf 7304.14 0023 . 0 40 . 0 0847 . 0 降液管尺寸合理。 （4）降液管底隙高度 ho ho=hW -0.006=0.046-0.006=0.040m 3.1.3 浮阀数目及排列 （1）浮阀数 此次实际采用的是 F1型重阀，Fo912 时，板上所有阀全开，操作性能 好。 初取阀孔动能因数 FO=10 则 sm F u V /13 . 6 66 . 2 10 0 0 do=0.039m 142 13 . 6 039 . 0 040 . 1 4 4 2 0 2 0 u d V N S （2）浮阀的排列 取无效区宽度 WC=0.05m，安定区宽度 WS=0.075m 由于塔径 D=1.3m，需采用分块式塔板四块 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，因为这种叉排方式气液接触效果较 好。取同一横排的孔心距 t=75mm=0.075m 考虑到塔径较大，必须采用分块式塔板，而分块式的支承与衔接也要占 用一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜太大，故可取 t=65mm=0.065m 按 t=75mm，t=65mm 以等腰三角形叉排方式画出浮阀排列图，见图 5， 排得阀孔数为 140 个，按 N=140 重新核算孔速及阀孔动能因子 其中，sm N d V u S /22 . 6 140039 . 0 040 . 1 4 4 22 0 0 则 ，仍在 912 范围内，作出的阀数能15.1066 . 2 22 . 6 00 V uF 满足要求。 塔板的开孔率 在 10%14%范围内，合适。% 5 . 12 22 . 6 78 . 0 0 u u 3.2 塔板流体力学验算 3.2.1 塔板压力降 hp hp=h板+h液+h表 （1）干板压降 h板 液柱 板 m g u h L V 035 . 0 5 . 80781. 92 66. 222. 622. 6 34. 5 2 34 . 5 2 0 （2）板上充气液层阻力 h液 本物系是苯和甲苯的混合液，液相为碳氢化合物，可取充气系数 o= 0.5 h液=ohL=0.50.06=0.030m 液柱 （3）液体表面张力所造成的阻力 h表 对于浮阀塔，此阻力很小，可忽略不计。 因此 hp= 0.035+0.030=0.065m 液柱 3.2.2 液泛 为了防止液泛现象的发生要求控制降液管中清液层高度 Hd（HT+hw） Hd=hp+ hd +hL （1）hp=0.065m 液柱 （2）液体通过降液管的压头损失 因不设进堰口，故按下式计算 液柱m hl L h W S d 00685 . 0 040 . 0 84 . 0 0023 . 0 153 . 0 153 . 0 2 2 0 （3）板上液层高度 前已选定板上液层高度为 hL= 0.06m 则 Hd = 0.065+0.00685+0.06=0.193 m 液柱 取 =0.5，又已选定 HT=0.40m，hw=0.046 则 （HT+hw）=0.5（0.40+0.046）=0.223 m 可见，Hd（HT+hw） ，符合防止液泛的要求，降液管高度足够， HT=0.40m 合适。 3.2.3 雾沫夹带 %100 36 . 1 bF LS VL V S AKC ZLV 泛点率 板上液体流径长度 ZL=D-2Wd= 1.0-20.154=1.092m 板上液流面积 Ab=AT-2Af=1.54-20.0847=1.3706 m2 苯和甲苯物系为正常系统，按物性参数表中 K=1.0，又查得负荷系数 CF=0.125（内差法） % 2 . 31%100 3706 . 1 125 . 0 0 . 1 092 . 1 0023 . 0 36 . 1 66 . 2 5 . 807 66 . 2 040 . 1 泛点率 由于泛点率80%，故可知雾沫夹带量能够满足 ev0.1kg（液）/kg（气） 的要求。 3.2.4 漏液 6，故不漏液。08.10 0 F 3.2.5 液面落差 对于浮阀塔板，在塔径不很大时可忽略液面落差。 3.3 塔板负荷性能图 3.3.1 雾沫夹带线 %100 36 . 1 bF LS VL V S AKC ZLV 泛点率 %100 3706 . 1 125 . 0 0 . 1 092 . 1 36 . 1 66. 2 5 . 807 66 . 2 SS LV 按泛点率为 80%计算并化简结果如下：VS= 40.9LS+4.39 由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 LS值，依式算出 相应的 VS值，LS=0 时 VS=4.39m/s， LS=0.008m/s 时 VS=3.44m/s。因此可作 出雾沫夹带线。 3.3.2 液相负荷上限线 以 =5s 作为液体在降液管中停留时间下限 则 sm HA L Tf S /006776 . 0 5 40 . 0 0847 . 0 3 max 求出的值为常数，在负荷性能图上为一条竖直线。 max S L 3.3.3 液相负荷下限线 取堰上液层高度 how=0.006m 作为液相负荷下限的条件 即 m l L Eh W S OW 006 . 0 3600 1000 84. 2 3 2 min smLS/0007 . 0 3600 84 . 0 84 . 2 1000006 . 0 3 2 3 min 值为常数，在负荷性能图上该线也为一条竖直线。 min S L 3.3.4 液泛线 液泛线由下式确定 （HT+hw）=hp+hd+hL= +ohL + hL L V g u 2 34 . 5 2 0 2 0 153 . 0 hl L W S 即 0.5(0.40+0.046) =+0.50.06+0.07 5 .80781 . 9 2 66 . 2 140039 . 0 4 34 . 5 2 2 S V 2 041 . 0 . 0 153. 0 S L 则可将上式简化为：Vs2= 10.64-26103.02LS2-64.77LS2/3 在操作范围内，任取若干个 LS值，列于表 3-1 中，据表中数据做出液泛 线。 液泛线的 VS LS关系 LS/（m3/s）0.0020.0040.0060.008 VS/ (m3/s)2.882.742.572.36 3.3.5 漏液线 取 Fo=5 作为发生漏液的下限 则 smNdV V S /476 . 0 66 . 2 5 130039 . 0 4 5 4 32 2 0min 据此可做出与液