分离苯-甲苯混合液浮阀式精馏塔

目录前言11工艺流程的确定及说明22精馏工艺设计321物料衡算322平衡关系和塔内操作温度的确定323回流比的确定424理论板数的计算425实际板数的计算5251全塔效率5252实际板数53精馏塔设备设计631塔板结构设计计算6311塔板的初步设计6312溢流装置计算7313塔板布置、浮阀数目及排列832塔板流体力学验算9321塔板压力降9322液泛9323雾沫夹带10324漏液10325液面落差1133塔板负荷性能图11331雾沫夹带线11332液泛线11343漏液线12334液面负荷上限12335液面负荷下限124结果与讨论13参考文献14致谢15前言精馏是分离液体混合物（含可液化气体混合物）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。精馏是精馏装置主题核心设备，气液两相在塔内多级逆向接触进行传质，传热，实现混合物的分离。为保证精馏过程能稳定，高效的操作，适宜的塔型和合理的设计是关键的。根据塔内气液接触部件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。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。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。化工生产中所处理的原料、中间产物、粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存、运输、加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。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（R101）用离心泵输送到塔前预热器（E101）中预热，再加一个换热器直至接近泡点温度925为止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。，由精馏塔（T101）进料口进入塔内，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（E104）经饱和蒸汽换成10808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（E102）循环水冷凝成8113下的饱和液体进入回流罐（R104），一部分重新回流，一部分经塔顶冷却器（E103）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（E101）冷却至25输入甲苯贮槽（R102），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21物料衡算计算基准以1H进料量为基准。年产5万吨即HKGGF/625080153WF044617092/578/4/BFAFMWXWD0959302/578/90DWW005WX84524141FBFAFMHKMOLGF/8724560对全塔进行物料衡算有FDWFDWXDW即7281DW728104402D09573W00584解得D3089KMOL/HW4192KMOL/H22平衡关系和塔内操作温度的确定表21苯甲苯物系在总压1013KPA下的平衡数据溫度PA0/KPAPB0/KPAXPPB0/PA0PB0YPA0X/P8011013390112597841141445081609192564881284508065108252528921441578050407172493961613656037305942459100180074202560455242610420038360152030023961082224940005701252366110623771013002346（25642366）/22465根据表中数据画TXY图。由XF04911查图可得TF9246由XD09537查图可得TD8113由XW00584查图可得TW10808则塔内的定性温度T（811310808）/2946123回流比的确定进料方程XXF04402平衡方程XXY465121联立两方程组可得YQ06592得RMIN13612402659037QDX取R13RMIN1769624理论板数的计算由图解法求理论塔板数，见图图几精馏段操作线方程3406891XRXYD提馏段操作线方程261XWQFLQL由图可得共有125块理论塔板，精馏段有6块，提馏段有65块（包括再沸器）。25实际板数的计算251全塔效率由塔内定性温度为9461，可查得苯0270MPAS，甲苯0278MPAS则L04402027103（104402）027810302745MPAS则L2460274506752由此查精馏塔效率关联图可得E051取浮阀塔的系数为12，ET051120612252实际板数精馏段塔板数为6/061298圆整10块提馏段塔板数为55/0612899圆整10块则第11块板为加料板。3精馏塔设备设计31塔盘结构设计计算只计算精馏段，提馏段省略。精馏段操作数据如下物料苯分子量78操作压力101325KPA操作温度868液相密度L8075KG/M3气相密度V266KG/M3液相表面张力203MN/M液体最大流量LS00022M3/S气体最大流量VS09605M3/S附加说明（1）LRD5466KMOL/HLSLM/3600L00022M3/S（2）V（R1）D11793KMOL/HVSVM/3600V09605M3/S311塔板初步设计（1）暂定溢流型式初选单溢流，取板间距HT450MM。（2）估计塔径0042121658079VLH板间距HT0450M，取板上液层高度HL007M则HTHL045007038M根据以上数据，可由史密斯关联图查得C20008又物系表面张力203MN/M，无需校正，即CC20008则极限空塔气速13916M/S625807MAXVLU取安全系数为08，则空塔气速U08UMAX083M/S则塔径UVDS2148309654按标准塔径可圆整为D14M，则塔截面积AT2225414MD实际空塔气速UVS/AT062M/S塔径D14M22M，单溢流合适；D15M，HT045M合适。可选开人孔处的HT06M，进料板处的HT09M则I精馏段（N精馏段1N开人孔数）HTN开人孔数HT（711）045106285M312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LW060D，即LW06014084M（2）出口堰高HWHWHLHOW采用平直堰，则321084WHOWLE取E1MHO02384036218422HWHLHOW00700230047M（3）弓形降液管宽度WD和截面积AFLW/D06，由图可查得AF/AT0055，WD/D011则AF005515400847M2，WD011140154M液体在降液管中的停留时间5SSLHASTF32517048降液管尺寸合理。（4）降液管底隙高度HOHOHW0006004700060041M313浮阀数目及排列适（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FO10则SMFUV/136200DO0039M136039544202UDNS（2）浮阀的排列取无效区宽度WC005M，安定区宽度WS0075M由于塔径D14M，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T75MM0075M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T65MM0065M按T75MM，T65MM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130个，按N130重新核算孔速及阀孔动能因子其中，SMNDVUS，仍在912范围内，作出的阀数能6180VF满足要求。塔板的开孔率在1014范围内，合。430U32塔板流体力学验算321塔板压力降HPHPH板H液H表（1）干板压降H板液柱板MGULV038578192634523450（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O05H液OHL050070035M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HP003800350073M液柱322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（HTHW）HDHPHDHL（1）HP0073M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MHLLHWSD045218402153153020（3）板上液层高度前已选定板上液层高度为HL007M则HD00730004520070148M液柱取05，又已选定HT045M，HW0047M则（HTHW）05（0450047）02735M可见，HD（HTHW），符合防止液泛的要求，降液管高度足够，HT045M合适。323雾沫夹带1036BFLSVLSAKCZ泛点率板上液体流径长度ZLD2WD140201541092M板上液流面积ABAT2AF15420084713706M2苯和甲苯物系为正常系统，按物性参数表中K10，又查得负荷系数CF0125（内差法）839103706125092876950泛点率由于泛点率80，故可知雾沫夹带量能够满足EV01KG（液）/KG（气）的要求。324漏液6，故不漏液。081F325液面落差对于浮阀塔板，在塔径不很大时可忽略液面落差。33塔板负荷性能图331雾沫夹带线1036BFLSVLSAKCZ泛点率103761250987SSLV按泛点率为80计算并化简结果如下VS2952LS311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，LS0时VS311M/S，LS0008M/S时VS287M/S。因此可作出雾沫夹带线。332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SMHALTFS/0762354087MAX求出的值为常数，在负荷性能图上为一条竖直线。A333液相负荷下限线取堰上液层高度HOW0006M作为液相负荷下限的条件即MLLEHWSOW06360184232MINSLS/738432MIN值为常数，在负荷性能图上该线也为一条竖直线。INS334液泛线液泛线由下式确定（HTHW）HPHDHLOHLHLVGU2345020153LWS即0504500470500758071926345S0072041853SL则可将上式简化为VS210642610302LS26477LS2/3在操作范围内，任取若干个LS值，列于表31中，据表中数据做出液泛线。表31液泛线的VSLS关系LS/（M3/S）0002000400060008VS/M3/S288274257236335漏液线取FO5作为发生漏液的下限则SMNDVVS/47602513094543220MIN据此可做出与液体流量无关的水平漏液线。将以上五条线标绘在同一VSLS直角坐标系中，画出塔板的负荷性能图。将设计点（00022，09605）标绘在中，如P点所示，由原点O及P作操作线OP。4结果与讨论41设计结果现将计算结果汇总于表41中。表41浮阀塔工艺设计计算结果总表项目计算数值及说明备注塔径D/M140板间距HT/M040实际塔板数20空塔气速U/M/S068溢流型式单溢流降液管型式弓形降液管堰长LW/M084堰高HW/M0047降液管宽度WD/M007降液管底隙高度HO/M0041浮阀排列形式等腰三角形叉排浮阀数N/个199阀孔气速UO/M/S699阀孔动能因数FO1140孔心距T/M0075指同一横排的孔心距排心距T/M0080相邻横排中心线距离单板压降HP/M液柱液体在降