年产10万吨苯-甲苯混合液精馏浮阀塔设计

总评化工原理课程设计10万t/a苯-甲苯混合液精馏浮阀塔设计学生姓名学 院化学与生物工程学院专 业能源化学工程班 级1701学 号指导教师设计时间2019.12.09-2019.12.20 化学工程教研室制设计说明本课程设计主要设计出了苯甲苯的分离设备板式浮阀精馏塔。本设计采用了板式浮阀精馏塔对苯甲苯进行了分离提纯，采用逐板计算法计算了塔板数，其总理论塔板数为12块，精馏段5块，提馏段7块（包括再沸器），第6块塔板为进料板。通过塔体工艺设计计算，塔径为1.8m，塔总高17m，利用流体力学的验算，操作点在负荷性能图的正常操作范围内，此塔的工艺尺寸是符合要求的。其中精馏塔的工艺设计计算了包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核、塔板的负荷性能图的绘制及热量的衡算。塔的附属设备中，所有接管采用的是无缝钢管，塔顶、塔釜的冷凝器、再沸器选用了管壳式换热器。关键词：设计；苯和甲苯；精馏；浮阀塔DesigndescriptionInthiscourse,theseparationequipmentofbenzene-toluene-platefloatvalverectifyingtowerisdesigned. Inthisdesign,thebenzene-toluenewasseparatedandpurifiedintheplatefloatingvalverectifyingcolumn,andthenumberoftraywascalculatedbyplatebyplatemethod.Thetotaltheoreticaltraynumberwas12,therectifyingsectionwas5,thedistillingsectionwas7,andthesixthtraywasthefeedplate.Throughthecalculationofthetowerbodyprocessdesign,thetowerdiameteris1.8mandthetotalheightofthetoweris16.91m.Bythecheckoffluidmechanics,theoperatingpointiswithinthenormaloperatingrangeoftheloadperformancediagram,andtheprocesssizeofthetowerisinlinewiththerequirements.Theprocessdesignoftherectifyingtowerincludesthedesignandcalculationofthetowerheight,thediameterofthetowerandthedimensionsofthetowerplate,thelayoutofthetowerplate,thecheckingofthehydrodynamicpropertiesofthetowerplate,thedrawingoftheloadperformancediagramofthetowerplateandthebalancecalculationoftheheat.Intheauxiliaryequipmentofthetower,allthenozzlesaremadeofseamlesssteeltubes,andthecondenserandreboilerofthetowertopandtowerkettlearemadeofshellandtubeheatexchangers.Keywords:Design; benzeneandtoluene;Distillation;Floatvalvetower目 录1设计任务及方案确定31.1设计任务书31.1.1.设计题目31.1.2.设计任务31.1.3.设计内容31.1.4.设计时间31.2设计要求41.3设计思路41.4设计方案的确定52塔板的工艺设计62.1精馏塔全塔物料衡算62.2物性参数的计算62.2.1温度62.2.2密度72.2.3混合液体表面张力的计算82.2.4黏度102.2.5相对挥发度112.2.6气液相体积流量计算112.3理论塔板的计算122.3.1精馏段理论塔板的计算122.3.2提馏段理论塔板的计算132.4塔径的初步计算142.4.1精馏段塔径计算142.4.2提馏段塔径计算142.5溢流装置152.5.1堰长152.5.2弓形降液管的宽度和横截面152.5.3降液管底隙高度的计算162.6塔板布置162.6.1塔板分布162.6.2浮阀数目与排列163塔板的流体力学计算193.1气相通过浮阀塔板的压降193.1.1精馏段气相压降的计算193.1.2提馏段气相压降的计算193.2淹塔193.2.1精馏段板上液层高度的计算203.2.2提馏段板上液层高度的计算203.3雾沫夹带203.3.1精馏段雾沫夹带的计算203.3.2提馏段雾沫夹带的计算213.4塔板负荷性能图213.4.1物沫夹带线213.4.2液泛线223.4.3液相负荷上限线223.4.4漏液线233.4.5液相负荷下限线233.4.6负荷性能图234塔附件设计264.1接管264.1.1进料管264.1.2回流管264.1.3塔釜出料管264.1.4塔顶蒸气出料管274.1.5塔釜进气管274.1.6法兰274.2筒体与封头274.2.1筒体274.2.2封头274.3除沫器284.4裙座284.5吊柱284.6人孔285塔总体高度的设计295.1塔的顶部空间高度295.2塔的底部空间295.3塔体高度29课程设计评述31课程设计心得体会32致 谢33参考文献34附 录一 工艺流程图35附录二设备布置图36化工原理课程设计评价表371 设计任务及方案确定1.1 设计任务书1.1.1. 设计题目10万吨苯甲苯混合液精馏浮阀塔设计1.1.2. 设计任务物料处理量 10104t/a苯组成%（摩尔分数） 45%回流比 2Rmin塔顶馏出液含甲苯 97% 塔底釜残液含甲苯 4%操作周期 7920小时/年塔板效率 55% 操作压力 常压进料状态 q=0.97单板压降 =0.6kPa塔板类型 浮阀塔工作日 330天1.1.3. 设计内容完成板式精馏塔物料衡算、热量衡算、板式塔的结构设计计算及附属设备的设计和选型，绘制带控制点的工艺流程图和精馏塔的设备条件图，编写设计说明书，具体内容如下： 设计方案的确定和说明； 板式精馏塔的物料衡算； 板式精馏塔的热量衡算； 板式塔的工艺尺寸计算； 板式塔附属结构设计； 板式塔辅助装置设计； 绘制生产工艺流程图（A4图纸）； 绘制板式塔设计条件图（A1图纸）1.1.4. 设计时间2019年12月9日2019年12月20日设计学生： 指导教师1.2 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。 流体阻力小，流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。有一定的操作弹性，当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。结构简单，造价低，安装检修方便。能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。1.3 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。在设计时要根据实际需要选定回流比。本设计采用连续精馏操作方式、常压操作、气液混合物进料、间接蒸汽加热、选R=2Rmin、塔顶选用全凝器、选用浮阀塔。1.4 设计方案的确定本设计任务为分离苯甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气液混合物进料，将原料液通过预热器加热至气液混合后送入精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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1.5-2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。图表 1-1 工艺流程图2 塔板的工艺设计2.1 精馏塔全塔物料衡算 总物料衡算：D+W=160 苯物料衡算：0.97 D+0.04W=1600.45 联合解得 ：D =70.54 kmol/h W=89.46 kmol/h 苯年处理量：1600.45 78.1133024=44541.4464t/a甲苯年处理量：1600.5592.1333024=64217.8944t/a生产能力：年处理苯甲苯混合液10万吨（开工率330天/a）2.2 物性参数的计算 2.2.1 温度苯摩尔分数温度（）苯摩尔分数温度（）液相x气相y液相x气相y0.0000.000110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.0001.00080.2表2-1 苯和甲苯二元物系的汽液平衡组成利用上表2-1中数据由拉格朗日插值可求得tF 、tD 、tW 。tF : =， tF=93.41tD :=， tD=80.8tW :=， tw=108.55精馏段平均温度：1 =87.11提馏段平均温度：2 =100.982.2.2 密度已知：混合液密度：=+(为质量分率，为平均相对分子质量)，不同温度下的苯-甲苯的密度见表2-2。表2-2苯和甲苯的液相密度温度t/()8090100110120815803.9792.5780.3768.9800800.2790.3780.3770.0 精馏段流体密度的计算1 =87.11液相组成 x1 :=， x1 =0.6871气相组成 y1 ：=， y1 =0.8454所以 L1 =78.110.6871+92.13(1-0.6871) =82.50 (kg/mol)V1 =78.110.8454+92.13(1-0.8454) =80.28 (kg/mol)提馏段流体密度的计算2 =100.98 液相组成 x2 : =， x2 = 0.2339气相组成 y2 ：=， y2 =0.4141所以 L2 =78.110.2339+92.13(1-0.2339) =88.86 (kg/mol)V2 =78.110.4141+92.13(1-0.4141) =86.33 (kg/mol)求得在1与2下苯和甲苯的密度。1 =87.11，= ， =807.11 kg/m3 = ， =800.14 kg/m32 =100.98，= ， =791.52 kg/m3 = ， =789.32 kg/m3精馏段的液相密度:=+=804.66 kg/m3气相密度：=2.72 kg/m3提馏段液相密度:=+=789.73 kg/m3气相密度：=2.81 kg/m32.2.3 混合液体表面张力的计算不同温度下苯和甲苯的表面张力见表2-3。表2-3苯和甲苯的表面张力温度t/()809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31精馏段表面张力的计算1 =87.11：Vm = =115.2 (cm3/mol)Vo = =96.78 (cm3/mol)苯表面张力为： ， =20.410甲苯表面张力为： ， =20.91由公式：= = =0.1905B=lg =lg 0.1905 = - 0.7201Q =0.441() =0.441() = - 0.0612A= B+Q = - 0.7813联立方程组 A=lg ， 代入求得： ， 提馏段表面张力的计算2 =100.98：Vm= =116.73 (cm3/mol)Vo = =98.71 (cm3/mol)苯表面张力为： ， =18.73甲苯表面张力为： ， =19.79由公式：= = =3.078B=lg =lg 3.078 = 0.488Q =0.441() =0.441() =-0.0689A= B+Q= 0.419联立方程组 A=lg ， 代入求得： ， 2.2.4 黏度不同温度下的苯和甲苯液体黏度见表2-4表2-4苯和甲苯的液体粘度温度t/()80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.2281 =87.11：，2 =100.98：，精馏段黏度计算 =0.28740.68710.29320.3129 =0.2892 mpa.s提馏段黏度计算 =0.25280.23390.26300.7661 =0.2606 mpa.s2.2.5 相对挥发度精馏段挥发度计算由x1=0.6871;y1=0.8454;x1=0.3129;y1=0.1546所以 提馏段挥发度计算由x2=0.2339;y2=0.4141;x2=0.7661;y2=0.5859 所以 平均挥发度：2.2.6 气液相体积流量计算由相平衡公式、q线方程可得：联立方程得：xq=0.4436 yq=0.6584 取R=2Rmin =21.451=2.902精馏段L=RD=2.90270.54=204.71 kmol/h V=(R+1)D=(2.902+1) 70.54=275.25 kmol/h已知：L1 =82.50 (kg/mol) V1 = =80.28 (kg/mol)=804.66 kg/m3 =2.72 kg/m3则有质量流量：L1=L1L=82.50204.71=16888.575 (kg/h)V1=V1V=80.28275.25=22097.07 (kg/h)体积流量：Ls1=(m3/h)Vs1=(m3/h)提馏段L=L+qF=204.71+0.97160= 359.91 kmol/h V=V-(1-q)F=275.25-(1-0.97) 160=270.45 kmol/h已知：L2 =88.86 (kg/mol) V2 = =86.33 (kg/mol)=789.73 kg/m3 =2.81 kg/m3则有质量流量：L2=L2L=88.86359.91=31981.60 (kg/h)V2=V2V=86.33270.45=23347.95 (kg/h)W=L2 V2=31981.60-23347.95=8633.65 (kg/h)体积流量：Ls2=(m3/h)Vs2=(m3/h)2.3 理论塔板的计算采用逐板计算法确定理论塔板数2.3.1 精馏段理论塔板的计算相平衡：y1=操作线:同理可得: 因此第6块板为精馏塔的进料板。即N精=5已知： 所以ET=0.49(2.490.2892)-0.245=0.531 ， 故NP精=10块2.3.2 提馏段理论塔板的计算xm= x6=0.398操作线：相平衡：同理可得： 所以总的理论塔板数为12块（包括塔釜）。即N精=5块 N提=12-5-1=6 块已知： 所以ET=0.49(2.310.2606)-0.245=0.555 ， 故NP提=10块全塔所需实际塔板数：NP=NP提+NP精=10+10=20块全塔效率：100% =55%加料板位置在第11块塔板。2.4 塔径的初步计算2.4.1 精馏段塔径计算由，式中C可由史密斯关联图查出：横坐标数值：取板间距：HT =0.47(m) ，hL =0.07 (m) ，则HT - hL =0.4 (m)查图可知C20 =0.08，(m/s) (m/s)(m)横截面积：AT =0.7851.732 =2.35 (m2)，空塔气速：(m/s)2.4.2 提馏段塔径计算横坐标数值：取板间距：HT= 0.47(m) ，hL=0.07 (m) ，则HT- hL=0.4 (m)查图可知C20 =0.08，(m/s) (m/s)(m)圆整：D2 =1.8m， 横截面积：AT=0.7851.82 =2.545 (m2)，空塔气速：(m/s)2.5 溢流装置2.5.1 堰长取lw =0.65D=0.651.8=1.17 (m)出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度how如下计算： 近似取E=1 精馏段 mm 提馏段 m m2.5.2 弓形降液管的宽度和横截面查图得：则Af =0.07212.545=0.183m2 Wd =0.1241.8=0.223m验算降液管内停留时间;精馏段停留时间s提馏段停留时间s停留时间5s，故降液管可使用。2.5.3 降液管底隙高度的计算精馏段取降液管底隙的流速 m/s 则m提馏段取降液管底隙的流速 m/s 则m因为不小于20mm，故满足要求。2.6 塔板布置2.6.1 塔板分布本设计塔径D=1.8m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。2.6.2 浮阀数目与排列精馏段取阀孔动能因子F0 =11，则孔速为： m/s每层塔板上浮阀数目为：块取边缘区宽度Wc =0.06m，破沫区宽度WS =0.09m计算塔板上的鼓泡区面积，即：其中mm所以m2取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距：mm考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用84mm，而应小点，故取t=65mm，按t=75mm，t=65mm，以CAD作图得浮阀塔板布置图，排得阀数256个。按N=256重新核算孔速及阀孔动能因数。m/s阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内。塔板开孔率=提馏段 取阀孔动能因子F0 =11，则孔速为： m/s每层塔板上浮阀数目为：块按t=75mm，估算排间距 mm取t=65mm，以CAD作图得浮阀塔板布置图，排得阀数256个按N=256重新核算孔速及阀孔动能因数。m/s阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内。塔板开孔率=浮阀数排列方式如图3-1所示：图3-1 塔板布置图3 塔板的流体力学计算3.1 气相通过浮阀塔板的压降可根据计算。3.1.1 精馏段气相压降的计算 干板阻力：m/s因 ,故m板上充气液层阻力：取，m 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： mPa3.1.2 提馏段气相压降的计算干板阻力：m/s因 ,故m板上充气液层阻力：取，m 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： mPa3.2 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 精馏段板上液层高度的计算单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：m液体通过液体降液管的压头损失： m板上液层高度：hL =0.07m，则 m取则m可见所以符合防止淹塔的要求。3.2.2 提馏段板上液层高度的计算单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：m液体通过液体降液管的压头损失： m板上液层高度：hL =0.07m，则 m取，则m可见所以符合防止淹塔的要求。3.3 雾沫夹带3.3.1 精馏段雾沫夹带的计算泛点率=泛点率=板上液体流经长度：m板上液流面积： m2查物性系数K=1.0，泛点负荷系数图CF =0.13泛点率= =50.30%泛点率=对于大塔，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eV 800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：圆整：Dbi=1600mm，Dbo=2100mm；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3m，地脚螺栓直径取M30。 4.5 吊柱对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，是经济又方便的一项设施，一般取15m以上的塔物设吊柱。本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=1800mm,可选用吊柱500kg。s=1000mm，L=3400mm，H=1000mm。材料为A3。4.6 人孔本塔中共20块板，需设置2个人孔，每个孔直径为450mm。在设置人孔处，板间距为600mm，裙座上应开2个人孔，直径为450mm.5 塔总体高度的设计5.1 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间为1200mm。5.2 塔的底部空间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，釜液停留时间取5min。 =2.99m5.3 塔体高度课程设计评述工程设计本身存在一个多目标优化问题，同时又是政策性很强的工作。设计者在进行工程设计时应综合考虑诸多影响因素，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则。首先，要满足工艺和操作的要求。所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。其次要满足经济上的要求。 要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。最后还要保证生产安全 。生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一