年处理 26 万 t 苯 甲苯混合液浮阀精馏塔设计说明书

年处理26万t苯—甲苯混合液浮阀精馏塔设计说明书本说明书完成一套常压连续精馏装置的工艺设计，用于将苯—甲苯混合液分离为塔顶苯产品与塔釜甲苯为主的釜液。设计内容包括流程与塔板型式的确定、物料与热量衡算、理论板数与实际板数计算、塔板结构与浮阀布置、塔板流体力学验算、塔高与接管尺寸以及主要附属设备的工艺选型。全部计算以年操作7200h、泡点进料、塔顶压力101.3kPa为基准。设计结果为：塔径2.2m，板间距0.5m，F1型重阀单流型塔板44块（精馏段20块、提馏段24块），塔高27.0m；单板压降0.93～0.96kPa，全塔压降约42kPa；提馏段泛点率67.0%，降液管停留时间5.7s，各项水力学判据均满足要求。塔顶冷凝器热负荷5.54MW，塔釜再沸器6.02MW。项目结果依据原料处理量26万t/a（36.11t/h）按7200h/a折算产品流量塔顶13018kg/h，塔釜23093kg/h物料衡算塔板数与塔高44块板，H=27.0mNT=23、E=0.53塔径与板间距D=2.2m，HT=0.50m泛点率67.0%塔板型式F1型重阀、单流型，440个阀孔，开孔率13.8%阀孔气速10.8m/s操作回流比R=2.9（1.72Rmin）Rmin=1.69热负荷冷凝器5.54MW，再沸器6.02MW汽化潜热法估算1.设计任务与设计条件装置处理对象为苯—甲苯二元理想物系。苯为轻组分（A），甲苯为重组分（B），常压下二者相对挥发度在2.3～2.6之间，属易分离物系但产品纯度要求高，故理论板数较多，是本设计的主要矛盾。设计条件见下表。参数取值说明原料处理量26万t/a年操作7200h，折合36111kg/h进料组成xF0.40（摩尔分数）质量分数36.1%，平均摩尔质量86.53kg/kmol塔顶组成xD≥0.995（摩尔分数）质量分数99.57%，满足苯产品要求塔釜组成xW≤0.005（摩尔分数）苯回收率99.25%操作压力塔顶101.3kPa（绝压）常压操作，可用循环水冷凝进料热状态泡点进料，q=1进料温度95.2℃回流比2.9取1.72倍最小回流比塔板型式F1型重阀、单流型板间距0.50m2.设计方案的确定2.1工艺流程原料液经预热器加热至泡点后，由塔中部进入塔内。塔顶蒸汽进入管壳式冷凝器，冷凝液一部分经回流泵送回塔顶作为回流，其余经冷却后作为苯产品采出。塔釜液体由再沸器加热汽化，蒸汽返回塔底作为上升蒸汽，釜液经冷却后排出。流程采用常规双组元精馏，不设中间再沸器与热泵，以降低操作复杂度并保证调节余量。2.2塔板型式选择在泡罩、筛板与浮阀三种塔板中，浮阀塔板的处理能力介于筛板与泡罩之间，操作弹性大（可达3～5倍），阀片随气量自动启闭，低负荷时仍能保持较好板效率，且结构较泡罩简单、造价较低，适合本装置处理量大、负荷可能波动、分离要求高的特点。故选用F1型重阀（阀片质量33g、阀孔直径39mm），塔板采用单流型，液体横流过板、流程长、板效率较高。2.3进料热状态与回流比采用泡点进料：进料温度95.2℃，q=1，此时提馏段蒸汽流量与精馏段相同，提馏段汽相负荷不增加，塔径可上下一致；若采用冷液进料，提馏段汽相流量增大、能耗上升。回流比取R=2.9，为最小回流比1.69的1.72倍：过小则板数急增、塔高失控，过大则冷凝与再沸负荷同步上升而板数减少有限，1.7倍左右是设备费与操作费的较优折中。3.物料衡算全塔稳态操作，忽略压力与组成对摩尔汽化潜热的影响，按恒摩尔流假设计算。以kmol/h为基准，全塔物料衡算与苯组分衡算联立：F=D=W=F−D=250.82校核：FxF=166.93kmol/h，DxD+WxW=165.68+1.25=166.93kmol/h，闭合。塔顶苯回收率99.25%，塔釜苯损失率0.75%。物流摩尔流量kmol/h质量流量kg/h摩尔分数x平均摩尔质量kg/kmol进料F417.33361110.40086.53塔顶产品D166.51130180.99578.18塔釜釜液W250.82230930.00592.07精馏段上升蒸汽V649.414.10kg/s—78.18精馏段回流液L482.910.49kg/s—78.18提馏段下降液L′900.223.02kg/s—92.074.理论板数与实际板数4.1相对挥发度与平衡关系由安托因方程分别求塔顶80.6℃、塔釜110.5℃下苯与甲苯的饱和蒸气压，得α顶=2.59、α釜=2.35。塔内相对挥发度变化不大，取全塔平均值αm=2.46，按理想溶液处理，汽液平衡关系为：y=x0.050.100.200.400.600.800.995y0.11460.21470.38080.62120.78680.90770.99794.2最小回流比与操作回流比泡点进料时q线与平衡线交于x=xF=0.40，对应yq=0.6212，最小回流比：R取操作回流比R=2.9（1.72Rmin），相应V=649.4kmol/h、L=482.9kmol/h。4.3操作线方程精馏段操作线：y=0.7436x+0.2551；q线为x=0.40的垂线，与精馏段操作线交点yi=0.5525；由点（0.005，0.005）与该交点得提馏段操作线：y=1.5600x−0.0028。4.4逐板计算自塔顶xD=0.995起，交替使用平衡关系与操作线逐板向下计算，直至液相组成低于xW=0.005，计算结果见下表。第24块为塔釜（再沸器），故理论板数NT=23块（不含釜），第11块理论板为进料板。板号板上液相x上升汽相y离开平衡y→x*所在段10.99500.99500.9878精馏段20.98780.98960.9749精馏段30.97490.98000.9523精馏段40.95230.96330.9142精馏段50.91420.93490.8538精馏段60.85380.89000.7668精馏段70.76680.82530.6576精馏段80.65760.74410.5418精馏段90.54180.65800.4388精馏段100.43880.58150.3609精馏段110.36090.56020.3412进料板120.34120.52940.3138提馏段130.31380.48680.2783提馏段140.27830.43130.2357提馏段150.23570.36480.1893提馏段160.18930.29250.1439提馏段170.14390.22170.1038提馏段180.10380.15910.0714提馏段190.07140.10860.0472提馏段200.04720.07080.0300提馏段210.03000.04410.0184提馏段220.01840.02590.0107提馏段230.01070.01390.0057提馏段240.00570.00610.0025塔釜4.5总板效率与实际板数按奥康内尔（O′Connell）关联式估算总板效率，全塔平均液相粘度μL=0.31mPa·s：E=0.492(实际板数NP=23/0.53=43.4，取44块。进料位置按第11块理论板折算，位于第21块实际板，即精馏段20块、提馏段24块。为避免进料组成波动影响产品纯度，进料口设置2个（第19、21块板），生产时按分析结果切换。5.塔的工艺条件与物性数据塔顶为xD=0.995的苯，泡点80.6℃；塔釜为xW=0.005的釜液，泡点110.5℃；进料泡点95.2℃。汽相按理想气体计算密度，液相密度取对应温度下的实测值，表面张力与粘度取纯组分值的摩尔加权平均，物性结果见下表。物性项目精馏段提馏段单位平均温度80.6110.5℃操作压力101.3101.3kPa（绝压）汽相平均摩尔质量78.1892.07kg/kmol液相密度ρL815785kg/m³汽相密度ρV2.692.92kg/m³液相表面张力σ2118mN/m液相粘度μL0.300.27mPa·s汽相体积流量QV5.235.68m³/s液相体积流量QL0.01290.0293m³/s说明：44块板累计压降约42kPa，塔釜实际操作压力约145kPa，塔釜温度相应升至120℃左右。本节物性按常压取值，汽相密度偏小、所需塔径偏大，属于偏保守的取法；施工图阶段应按各段实际压力重新核算物性并复核塔径与阀孔气速。6.塔板结构设计6.1塔径按费尔（Fair）泛点关联式估算空塔气速。以泛点气速的78%作为设计气速（浮阀塔推荐0.7～0.8）：F板间距0.50m时，精馏段FLV=1.41×10⁻⁴、Csb=0.139、umax=2.42m/s、设计气速1.89m/s、计算塔径1.88m；提馏段FLV=3.15×10⁻⁴、Csb=0.136、umax=2.23m/s、设计气速1.74m/s、计算塔径2.04m。提馏段汽相负荷较大，为控制段。按标准直径系列圆整取D=2.2m，塔截面积AT=3.80m²。此时精馏段空塔气速1.38m/s、泛点率56.9%，提馏段空塔气速1.49m/s、泛点率67.0%，上下两段共用一个塔径，泛点率均低于80%的上限，且留有负荷上浮约20%的余量。6.2板间距板间距取0.50m。该值需同时满足三项约束：一是保证降液管液面高度Hd不超过0.5（HT+hw）；二是液泛气速有足够余量；三是塔高与造价合理。若取0.45m，提馏段Hd已达219mm而允许值仅250mm，安全裕度不足；取0.50m后允许值升至272mm，裕度约20%，可适应釜液组成波动引起的液相负荷上升。6.3堰与降液管单流型塔板取堰长lw=0.72D=1.58m，堰高hw=45mm。堰上液头按弗朗西斯公式计算，提馏段液相负荷105.6m³/h：h堰上液头46.7mm偏高（推荐10～50mm），说明提馏段液相负荷较大；板上清液层高度hw+how=91.7mm，仍在浮阀塔常用范围（50～100mm）内。若生产中发现板上液层过厚，可将塔板改为双流型以缩短堰长负荷。弓形降液管面积取0.335m²，占塔截面积8.8%（推荐8%～12%）；降液管底隙45mm，底隙流速0.41m/s（宜0.3～0.5m/s）；降液管内液相停留时间τ=大于3～5s的下限，降液管有足够时间分离夹带气泡。6.4浮阀布置选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm。按提馏段汽相负荷确定阀孔数：N=圆整取440个，阀孔总面积0.525m²，相对塔截面积的开孔率13.8%，相对鼓泡区面积（约2.6m²）为20.2%。阀孔按等腰三角形排列，孔中心距75mm，最外侧阀孔与塔壁间留50mm边缘区，与降液管之间留70mm安定区，进口堰侧留60mm分布区。实际阀孔气速精馏段9.96m/s、提馏段10.80m/s，阀孔动能因子F0=u0√ρV分别为16.3与18.5，重阀处于全开状态，操作稳定。结构参数取值说明塔径D2.2m塔截面积3.80m²，两段同径板间距HT0.50m液泛裕度约20%堰长lw/堰高hw1.58m/45mm单流型，堰长=0.72D降液管面积Ad0.335m²占塔截面8.8%，底隙45mm阀孔直径/阀数39mm/440个F1型重阀，等腰三角形排列开孔率13.8%（对AT）对鼓泡区20.2%塔板数44块精馏段20、提馏段247.塔板流体力学验算7.1塔板压降单板压降由干板压降与板上液层阻力两部分组成。干板压降按阀孔局部阻力计算，取阻力系数1.5；板上液层阻力取堰高与堰上液头之和：h段别阀孔气速m/shd/mm液层/mmhp/mmΔp/kPa精馏段9.9625.091.7116.70.93提馏段10.8033.291.7124.90.96单板压降0.93～0.96kPa，处于浮阀塔常用范围（0.5～1.0kPa）内。44块板累计压降约42kPa，据此确定塔釜操作压力约145kPa，再沸器与塔釜法兰的压力等级按0.25MPa选取。7.2液泛校核降液管内液面高度由板上压降、堰高、堰上液头与降液管出口阻力叠加，判据为不大于0.5（HT+hw）：H提馏段Hd=124.9+45+46.7+2.6=219mm，允许值0.5×(500+45)=272mm，裕度19.6%，不会发生降液管液泛，也不会出现气相从降液管返混（淹塔）现象。7.3雾沫夹带以泛点率作为雾沫夹带判据：泛点率低于80%时，夹带量一般小于0.1kg（液）/kg（汽），板效率下降不超过10%。本设计精馏段泛点率56.9%、提馏段67.0%，均满足要求；提馏段为控制段，其气相负荷上限约6.8m³/s。7.4漏液校核以阀孔动能因子判断漏液：F0≥5～6时阀片正常开启、无明显漏液。本设计F0为16.3（精馏段）与18.5（提馏段），远高于临界值，阀片处于全开状态，操作下限有余量；但当气量降至设计值30%以下时会出现漏液，板效率明显下降，故装置最低负荷不宜低于设计负荷的40%。校核项目计算值允许值/判据结论单板压降0.93～0.96kPa0.5～1.0kPa合格降液管液面高度219mm≤272mm合格，裕度19.6%泛点率56.9%/67.0%≤80%合格阀孔动能因子16.3/18.5≥5～6合格降液管停留时间5.7s≥3～5s合格底隙流速0.41m/s0.3～0.5m/s合格8.塔板负荷性能负荷性能图由五条界限围成：雾沫夹带上限（泛点率80%）、液泛线、漏液线（F0=5）、液相负荷下限（how≥6mm）与液相负荷上限（停留时间τ≥3s）。按本设计参数反算各界限对应的流量：界限判据对应流量余量气相上限泛点率80%QV≤6.8m³/s设计值5.68m³/s，1.20倍气相下限F0=5QV≥1.54m³/s可降至27%负荷液相下限how≥6mmQL≥4.9m³/h充分液相上限τ≥3sQL≤201m³/h设计值105.6m³/h，1.9倍气相操作弹性约4.4（6.8/1.54），符合浮阀塔弹性大的特点；液相负荷余量接近2倍，说明该塔对进料组成变化、回流比调整的适应性较好。实际操作点位于负荷性能图的中部偏下，兼顾了板效率与压降。9.塔高、接管与附属设备9.1塔高塔体高度按板间距、顶部空间、釜液空间、封头与裙座累加：塔板部分43×0.50=21.5m，塔顶空间1.0m（布置除沫器与回流管），塔釜空间1.6m（保证釜液停留3～5min并为再沸器返料留位），上下封头各0.45m，裙座2.0m，合计H=27.0m。塔高与塔径之比12.3，属细长塔，须按风载与地震载荷核算壁厚与地脚螺栓，并在塔体中部设置环形加强圈。9.2接管尺寸接管按常用流速选取，塔顶蒸汽管取18～20m/s、回流与出料液管取0.8～1.0m/s、进料管取0.7m/s：接管规格流速说明塔顶蒸汽出口DN60019.0m/s接冷凝器，水平布置回流液入口DN1251.0m/s回流泵出口，塔顶第1块板上方进料口DN2000.93m/s设2个，位于第19、21块板塔釜出料DN2000.93m/s接釜液泵，设于最低液位以下塔釜蒸汽返回DN70015.0m/s再沸器返塔，进口设防冲挡板人孔DN450—每8块板一个，共6个9.3附属设备热负荷按汽化潜热法估算：塔顶苯的汽化潜热取393kJ/kg，塔釜甲苯取360kJ/kg。冷凝器热负荷Qc=5.54MW，采用30℃／40℃循环水，对数平均温差45.4℃，总传热系数取600W/(m²·K)，需传热面积约203m²，选210m²管壳式冷凝器，冷却水用量约477t/h。再沸器热负荷Qr=6.02MW，采用0.4MPa饱和蒸汽（143℃）加热，塔釜温度按120℃计，对数平均温差约23℃，总传热系数取700W/(m²·K)，需传热面积约370m²，选400m²立式热虹吸再沸器，蒸汽耗量约10.2t/h。进料由25℃预热至泡点95.2℃，热负荷约1.3MW，采用0.4MPa蒸汽预热，传热面积约90m²，蒸汽耗量约2.2t/h。回流泵按46.3m³/h、扬程45m选型；釜液泵按105m³/h选型并留20%余量。10.结构设计与材料选择塔体材料选用Q345R（原16MnR），设计压力0.25MPa、设计温度130℃，许用应力[σ]t=170MPa，焊缝系数取1.0。按内压计算筒体理论厚度仅约2mm，实际厚度由刚度、风载与吊装工况控制，取名义厚度12mm；封头采用标准椭圆封头，厚度与筒体一致并加厚2mm作加工减薄补偿。塔板采用4mm厚Q235B钢板，浮阀阀片采用1.5mm厚0Cr18Ni9不锈钢，阀腿冲压成形后与塔板胀接。苯、甲苯对碳钢无明显腐蚀，塔内壁不做衬里，但需在停工期间充氮保护，防止湿气腐蚀。塔体外壁设80mm岩棉保温层，外覆0.5mm镀锌铁皮，减少散热损失并改善操作环境。所有接管法兰采用带颈对焊法兰、缠绕式垫片，密封面为突面；塔体分4段制造、现场组焊，每段长度不超过8m以满足运输限界。11.设计结果汇总项目数值项目数值原料处理量26万t/a（36.11t/h）塔径2.2m进料组成xF0.40板间距0.50m塔顶组成xD0.995塔板数44块（20+24）塔釜组成xW0.005塔高27.0m回流比R2.9（1.72Rmin）堰长/堰高1.58m/45mm理论板数NT23（不含釜）降液管面积0.335m²（8.8%）总板效率E0.53阀孔数/开孔率440个/13.8%操作压力（塔顶）101.3kPa单板压降0.93～0.96kPa塔顶/塔釜温度80.6/110.5℃泛点率（提馏段）67.0%冷凝器热负荷5.54MW（210m²）再沸器热负荷6.02MW（400m²）12.设计评述与待深化事项12.1结果合理性全部水力学判据（压降、液泛、雾沫夹带、漏液、停留时间、底隙流速）均满足工程要求，且裕度分布合理：提馏段因汽相负荷大、液相负荷也大，是塔径、板间距与堰高的控制段，其泛点率67.0%、降液管液面高度裕度19.6%，既不过分保守也不冒险。22m以上的有效塔板段配2.2m塔径，属于大处理量、高纯