【苯-乙苯常压精馏塔设计】 某精馏塔在常压下分离苯甲苯

【苯-乙苯常压精馏塔设计】 某精馏塔在常压下分离苯甲苯目录1 课程设计任务书 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -3 2 前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 32.1塔设备的化工生产中的作用和地位- - - - - - - - - - - - - 3 2.2设计方案- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 4 2.3符号说明- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 3 物料衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -53.1进料组成- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 3.2全塔物料衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -3 3.3相对挥发度确定- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 6 3.4理论塔板数和进料位置确定- - - - - - - - - - - - - - - - - - -7 3.5实际板数和实际进料位置确定- - - - - - - - - - - - - - - - - 8 3.6精馏塔的气液负荷- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 9 4 热量衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -114.1塔顶冷却水用量- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 11 4.2塔釜饱和水蒸气用量- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -11 4.3液体平均表面张力- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -12 5 塔板工艺尺寸计算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -125.1塔径计算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -12 5.2溢流装置- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 13 5.3弓形降液管宽度和截面- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 15 5.4降液管底隙高度- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 17 5.5筛孔计算及其排列- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -17 5.6塔有效高度的计算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 18 6 塔板流体力学验算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 196.1气相通过浮阀塔板的压强降- - - - - - - - - - - - - - - - - - -19 6.2淹塔- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -20 6.3雾沫夹带- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -217 塔板负荷性能图 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 217.1、雾沫夹带线 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -21 7.2、液泛线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 22 7.3、液相负荷上限线 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -23 7.4、漏液线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 23 7.5、液相负荷下限线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 25 9 辅助设备的计算及选型- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -26 9.1、裙座- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -26 9.2、吊柱- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -26 9.3、冷凝器的选择 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 26 9.3、再沸器的选择 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 27 10 计算结果列表（参考资料）- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -28 附表：性能负荷图等- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -29第1节 设计任务书题 目：苯乙苯双组分均相混合液常压精馏塔设计。 工艺条件及数据：原料液量10000kgcm2(绝压) ； 冷却水进口温度25，出口温度50； 设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。 设计成果：设计说明书一份 设计图纸包括负荷性能图、塔盘布量图、浮阀塔（或筛板塔）工艺条件图。第2节 前言2.1塔设备的化工生产中的作用和地位 塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。 在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。 2.2设计方案本设计任务为分离苯乙苯双组分均相混合液。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏。精馏过程的流程设计如下：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵, 有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。设计方案简介：设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，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倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。加料方式采用直接流入塔内，采用泡点进料，即热状态参数q=1.0。具体如下： 塔型的选择：本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 设计的依据与技术来源：本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上， 对设计任务进行分析并做出理论计算。2.3符号说明英文字母 h c 与平板压强相当的液柱高度，L s 液体体积流量，m 3m的 u 空塔气速，mse v 液沫夹带量，kg 液sR min 最小回流比 W c 边缘无效区宽度，m H T 塔板间距，m K 稳定系数H 板式塔高度，m H d 降液管内清夜层高度，m H F 进料处塔板间距，m l w 堰长，mL h 液体体积流量，m 3kmol W d 弓形降液管高度，mT 平均温度， W s 破沫区宽度，mg 重力加速度，mm3h f 板上清液高度，m 表面张力，mNh， W=38.8265 KmolKi=1由应满足归一方程KiXi=1即：0. 9627101. 3250. 0373101. 325+=1P 苯P 乙苯0. 0270P 苯101. 325+0. 9730P 乙苯101. 325=1由X D =0.9627，X W =0.0270 计算得：塔顶t 1=85.5 塔底t N =132.9,则：全塔平均相对挥发度苯-乙苯=（5.795.444.36）10.4618 =24块 E T即，实际塔板数为24 计算实际塔板数 精馏段N P 精=N T 5=11 E T 0. 4618N T 6=13 E T 0. 4618提馏段N P 提=实际加料板位置在第11块 3.6精馏塔的气液负荷苯与乙苯在某些温度下的密度如下表：精馏段：M 塔顶=78X D +106（1X D ）=780.9627+106(10.9627) = 79.04 gmol 则，精馏段平均摩尔质量M =M 塔顶+M 进料2=83. 52 gm3 ，乙苯=795.2 Kgm3v =PM 101. 32583. 52=2. 73 KghL =RD =0. 37574.8135=28.06kmol S3600V 36002. 73L M 28. 0683. 52=0. 0010 m 3 mol 则，提馏段平均摩尔分数M=（M 塔底+ M进料）=96.62 gm3, =VPM 101. 32596. 623=2. 97 KghL =L +qF =28.06+113.64=141.70kmol S ,36002. 973600vV , M 141. 7096. 62L t =0. 0048 m 3 Kg； =389 KJKg，苯则，平均汽化热= XD +（1- XD ）乙苯比热容为Cp 苯 =1.92KJKg.k 则，平均比热容Cp= XD Cp 苯+（1- XD ） Cp 乙苯=1.92馏出液D 的质量Q D =XD D M 苯+（1- XD ）D M 乙苯=5913.26Kgh则冷凝器热负荷Q=（Q D +QL ）+（Q D +QL ）Cp T=(5913.26+2217.47)389+(5913.26+2217.471.92(85.5-81.1)=3.23106 KJKg.k 则，冷却水用量m 冷水Q 3. 23106=3. 08104 KgKg，乙苯乙苯=340.1 KJKg釜液的质量流量Q w =10000-QD =4086.74 Kgh再沸器采用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgfkg，密度蒸汽可近似估算5kgfm3m 蒸汽=Q 再沸器塔釜m 蒸汽1. 39106=4083. 43kg h2. 61694.3液体平均表面张力 由公式m =x i i 进行计算i =1n则，由内差法求得塔顶、进料、塔釜温度下苯与乙苯的表面张力如下：进料板表面张力m 进=0. 643019. 48+0. 373021. 39=20. 50mN m 塔底表面张力m 底=0. 02714. 99+0. 97317. 53=17. 46mN m220. 66+17. 46=19. 06mN m第5节 塔板工艺尺寸计算：5.1塔径计算塔径的计算按照下式计算：D =式中 D 塔径m ；V s 塔内气体流量m 3s。空塔气速u 的计算方法是，先求得最大空塔气速u max ，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即u =(0.60.8) u max因此，需先计算出最大允许气速u max 。u max =式中 u max 允许空塔气速，mm3 ； C 气体负荷系数，mm时绘制的，故气体负荷系数C 应按下式校正：0. 2)C =C 20(0. 02精馏段塔径的计算由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为：33L R =0.0010m s精馏段的汽，液相平均密度为：L =792. 6kg m 3板间距与塔径的关系 3塔径Dmm 200300 250350 300450 350600那么分离空间，初选板间距H T =0. 45m ，取板上液层高度h L =0. 07m 。H T -h L =0. 45-0. 07=0. 39mL s V s L S 0. 50. 0010792. 6= 0. 84722. 730. 5=0. 01950. 2查上图smith 关联图，得C 20=0. 085，依式C =C 20 校正到物系表面张力20为20.58mNs V 2. 73取安全系数为0.7，则u =0. 7u max =0. 71. 463=1. 02m s 、V s =0.9296m m 3、V =2. 97kg m时的C19. 06C =C 20 200. 2=0. 078L -V 795. 13-2. 97u max =C =0. 078=1. 27m sD =4V s 40. 9296=1. 15m u 3. 140. 889调整塔径为1.2m ，综上，则取塔径为1.2m 5.2溢流装置采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。 溢流堰长l w取堰长为0.6D ，则L W =0. 61. 2=0. 72m 出口堰高h w由h w =h l -h ow , 选用平直堰, 堰上液层高度h ow =式中 h ow 堰上液流高度，m ； l s 塔内平均液流量，m 3s 根据经验一般u 0=0.07-0.25ms，则h （精）=oL R 0. 0010=0. 0174ml w 0. 080. 720. 08L s 0. 0048h （提）=0. 0833m ol w 0. 080. 720. 085.5筛孔计算及其排列采用F1型重阀，重量为33g ，孔径为39mm一般正常负荷情况下，希望浮阀是在刚全开时操作，实验结果表明此时阀孔动能因子F o 为8 11。所以，取阀孔动能因子 F o = 10 ， 用式u o = F o12V求孔速V 为气相密度。精馏段：u o = 提馏段：F o= 12102.7312= 6.05 msVV h依式N =0.232求塔板上的理论浮阀数，即u 0精馏段：V h 3147. 12N = 0.232= 0.232=121u 06. 05提馏段：V h 3346. 56N = 0.232= 0.232=134u 05. 80浮阀排列方式采用等腰三角形叉排（如图）。取同一横排的孔心距t = 75 mm=0.075 m ，则可按下式估算排间距t， 精馏段：t , =Aa 0.83= =0.097 m = 97 mm N t 1210.075提馏段：t , =Aa 0.83= =0.085 m = 85 mm N t 1310.075考虑到塔的饿直径较大, 必须采用分快式塔板, 而各分快板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于此值，故取 精馏段：t = 90mm = 0.09 m 。提馏段：t = 80mm = 0.08 m按t=75 mm，t= 90 mm 和t= 80 mm以等腰三角形叉排方式作图，见附图, 排得精馏段实际阀数 118 个、提馏段实际阀数133个 5.6精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度的计算：Z1 = 100.45=4.5m 提馏段有效高度的计算：Z2 = 130.45=5.85m人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。 对于处理不需要经常清洗的物料，可隔810块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔46块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450-550mm 。 此处每隔5层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m 人孔直径H T ，为0.5m. 人孔数：S= (242 +1.36L S Z L L -VK C F A T100% =80%得出： V S 2. 7312 +1.36L S 0.96 = 80 %1.020.126 1.0整理得V S =1.6821.33 LS 2由式2知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个L S 值，依式2算出相应的 V S 值列与下表中。据此可做出雾沫夹带线2。7.2液泛线当H d =（H T + hW ）时将发生液泛 H d = hw + how + hf + hof由上式确定液泛线，将各式带入上式，得5.34V u 2. 84L S（H T + h W ）=+0.1532 +（1+o ）hW +（）E1000 (l h ) L 2g W o （3600L Sl W23 在操作范围内任取若干个L S 值，依式 算出相应的V S 值列入下表：4V s因此可将上式简化2d 0N根据表中数据做出液泛线。提馏段：V S 2= 4.16 1069.40 LS 2 27.68 LS 2s 55求出上限液体流量L S 值（常数）。在V S L S 图上液相负荷上限线为与气体流量V S 无关的竖直线 。7.4漏液线对于F1型重阀，依式F o = u o （V ）12。）d 2o N u o ， 45）d 2o N 12V 12610-3 N610-3 121=0.44 m322.73V 1s 132.184E = 0.006 1000l W取E=1，则 （L S ）min =0.00610003s 12. 843600根据式可分别做出塔板负荷性能图上的五条线. 由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气，液负荷下的操作点P （设计点），处在适宜的操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。 按照固定的液气比，由塔板负荷性能图查出3精馏段：塔板的气相负荷上限（V S ）气相负荷下限（V S ）max =1.47ms ，所以精馏段操作弹性 k=1.47= 2.67 0.550.98= 2.23 0.44提馏段：塔板的气相负荷上限（V S ）max = 0.98m3s ，所以精馏段操作弹性 k=第八节 各接管的设计8.1进料管苯与乙苯在某些温度下的密度如下：乙苯苯则，进料的平均密度=798. 20. 643+800. 00. 357=798. 84Kgs, 则：输送管径d 进=4V 进料u 4V 进料2d 进=40. 0035=0. 046m23. 14经圆整选取热轧无缝钢管(GBs3. 140. 052. 10Kg h 釜残液的质量流量Q =M W =105. 2438. 8265=4086可近似查得，塔底温度132.9时，苯=752.8Kgm33釜残液的平均密度=752. 80. 027+763. 50. 973=763. 2kg m 则，残液的体积流量V 釜液=Q =4086. 10=5. 35m 3h =0. 0015m 3s763. 2取适宜的输送速度：u f =1.0ms3. 140. 0452经圆整选取热轧无缝钢管，规格：452.5mm 实际管内流速：u f =8.3回流液管回流液的质量流量：=Q 回流=R (F m -Q W ) =0. 375(10000-4086. 1) =831. 64kg h乙苯可近似查得，塔顶回流温度81.1 时，苯=813.8Kgm33回流液的平均密度=752. 80. 027+763. 50. 973=763. 2kg m 则：回流液的体积流量V 回流=Q 回流=831. 64=1. 09m 3=0. 0003m 3s 763. 2利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度u L =0.5ms 23. 140. 028. 10=5913. 9Kg h 塔顶产品的质量流量Q D =10000-4086可近似查得，塔顶产品温度81.1 时，苯=813.8Kgm33产品液的平均密度=752. 80. 027+763. 50. 973=763. 2kg m 则：产品液的体积流量V D =Q D=5913. 9=7. 75m 3=0. 0022m 3s 763. 2取适宜的回流速度u L =0.5ms 23. 140. 039第9节 辅助设备的计算及选型9.1裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取16mm 。基础环内径： 基础环外径： 圆整：D bi =(2000+216)-(0.20.4)103=1632mmD bo =(2000+216)+(0.20.4)103=2432mmD bi =1800mm ，D bo =2600mm ，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 。地角螺栓直径取M30。 9.2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，即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=2000mm，可选用吊柱500kg S=1000m,L=3400mm,H=1000mm材料为A3。9.3冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为：5001500kcalhQ 3. 23106=5. 43m 2 则，传热面积为A S =K t m 3. 762360045. 02故所选换热器为: JBhQ 1. 39106=4. 78m 2则，传热面积为A S =K t m 5. 016360018故所选换热器为: JB/T 471492第10八节 计算结果列表参考文献：化学工程手册编辑委员会：化工基础数据，化学工业出版社，1979 化学工程手册编辑委员会：气液传质设备，化学工业出版社，1979 常用化工单元设备的设计陈英兰、刘玉兰主编，华东理工大学出版社，x.4 化工设计黄璐、王保国编著，北京-化学工业出版社，2001.2 附表：性能负荷图工艺流程图：塔板布量图： 精馏段：精馏段；提馏段：