苯—甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计

苯甲苯混合液筛板浮阀精馏塔设计攀枝花学院化工原理课程设计说明书题目50000吨/年苯甲苯混合液筛板浮阀精馏塔设计年级2008专业设计者姓名张三指导教师设计成绩完成日期年月日1攀枝花学院化工原理课程设计任务书设计者张三班级指导教师设计时间2010年月日至月日一、设计任务原料液组成52（苯质量分率）处理量50000T/A馏出液组成985（苯质量分率）残液组成2（苯质量分率）塔顶压强4KPA（表压）单板压降不超过07KPA二、设计内容（一）设计说明书一份，其内容包括（1）说明书封面（2）设计任务书（3）目录（4）工艺流程选择论证及说明，流程图（5）主要设备的设计塔板数、塔径、塔板结构元件（6）主要辅助设备的选用与计算原料预热器、塔顶冷凝器（二）绘制工整的设备结构图2目录1概述511设计依据512技术来源613设计任务及要求62正戊烷正己烷精馏塔设计621塔型选择622操作条件的确定723进料状态724加热方式725热能利用73有关的工艺计算731精馏塔的物料衡算732塔板数的确定833实际板层数的求取94馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1041操作压力计算1042操作温度计算1043平均摩尔质量计算1144平均密度计算1245液体平均表面张力计算1346液体平均粘度计算145精馏塔的塔体工艺尺寸计算1551塔径的计算1552精馏塔有效高度的计算176塔板主要工艺尺寸的计算1761溢流装置计算1762塔板布置197浮阀塔板流体力学验算2271塔板压降2272雾沫夹带量2473降液管内液面高度HD2574漏液2775液体在降液管内的停留时间及流速278塔板的负荷性能图2981精馏段2982提馏段319浮阀塔的辅助设备3591配管3592辅助设备36310塔体的初步设计37101筒体的设计37102封头的设计38103人孔38104塔高H（不包括封头、裙座）3841概述正戊烷、正己烷均是石油的组分之一。也可从轻石脑油中分离出正戊烷、正己烷。正戊烷可作溶剂、萃取剂、BRILLOUIN散射激发媒介和反应介质，制造人造冰、麻醉剂，合成戊醇、异戊烷等，同时由于它在常温下具有很高的凝固压力，因此被广泛地用于高压实验中的传压介质。例如正戊烷发泡法制备多孔碳泡沫材料和用于浸出大豆油。正己烷可用于有机合成，用作溶剂、化学试剂、涂料稀释剂、聚合反应的介质等。例如高纯度正己烷主要是作为医药合成反应的稀释剂和高级溶剂，如制备乙酰氧乙酯等甾族类、激素类、头孢类等无菌级药物，均使用正己烷作助溶剂。随着国内外制药工程、生物基因工程和相关领域的快速发展，高纯度正己烷市场需求在未来几年内将大大增加，市场前景广阔。也可用于浸出大豆油。塔设备是最常采用的精馏分离装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。11设计依据主要基础数据1正戊烷和正己烷的物理性质项目正戊烷正己烷2常压下正戊烷和正己烷的蒸汽压温度，405055603正戊烷和正己烷的液相密度L温度正戊烷KG/M32040605837805603POAMMHG115815916185182142POBMMHG3726540464447636分子式C5H12C6H14分子量M沸点，临界温度TC，7215861736168719642348临界压强PC，KPA33703090626260555正己烷KG/M36572638962060024液体表面张力温度正戊烷MN/M正己烷MN/M5液体粘度L温度正戊烷MPAS正己烷MPAS12技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。13设计任务及要求原料正戊烷正己烷溶液，年处理量100000吨正戊烷含量44质量分数，下同设计要求塔顶的产品浓度98塔底的产品浓度不高于2O冷却水温度20C20164013856063998028809719120618021599204060017203778001510306023401990637048饱和水蒸汽压力025MPA设备型式浮阀塔2正戊烷正己烷精馏塔设计21塔型选择根据生产任务，若按年工作日330天，每天开动设备24小时计算，产品流量为15906KG/H，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。622操作条件的确定由于正戊烷正己烷体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。其中塔顶压力为4KPA塔底压力40N7PK23进料状态虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。24加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于正戊烷正己烷系中，正戊烷是轻组分，正己烷由塔底排出，且正己烷的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。25热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。3有关的工艺计算31精馏塔的物料衡算（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率正戊烷的摩尔质量MA7215KG/KM正己烷的摩尔质量MB8617KG/KM044/72150484044/7215056/8617098/7215XD0983098/7215002/8617002/7215XW0024002/7215098/8617XF7（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF048472151048486177938KG/KMOLMD098372151098386177239KG/KMOLMW002472151002486178583KG/KMOL（3）物料衡算原料处理量F118079383301254906KMOL/H总物料衡算15906DW正戊烷衡算159060484D0983W0联立解得D7630KMOW8276KMOL32塔板数的确定（1）理论板层数NT的求取求最小回流比及操作回流比相对挥发度M296YXFF11X29604840735F129610484饱和液体进料故最小回流比RXDYQDYF0983MINYQXXQYX0735099FF07350484操作回流比R150991485求精馏塔的气、液相负荷LRD1485763011330KMOL/HVR1D14851763018961KMOL/HLLF113301896130291KMOL/H8VV18961KMOL/H求操作线方程精馏段操作线方程为YLD113307630XXDX09830598X0402VV1896118961XR14850983XDX0598X0396R1R11485114851提馏段操作线方程为Y图解法求理论板层数采用逐板计算法计算理论板层数Y1XD0983X1Y2Y1098309511Y129629610983XR14850983X1D09510964R1R11485114851同理计算到XNXF0484XN1，得XN0456，N7再令X1XN0456LQFWX1XWLQFWLQFW113301590682760456002411330159068276113301590682760666Y2Y20666X04021Y2296296106662同理计算到XMXW0024，得XM0021,M7故得总理论板数NTMN27721进料板位置NF7（从塔顶第一块数起）33实际板层数的求取奥康奈尔法求取全塔效率（公式出自贾绍义，柴诚敬化工原理课程设计）经验关联式9ET04910245式中ET全塔效率；塔顶、塔底平均温度下的相对挥发度；1进料液在塔顶、塔底平均温度下的粘度，单位厘泊（CP）（法定1CP103PAS）计量单位为PAS，换算关系为，可由式1XILII计算；XI进料中组分I的摩尔分率；LI组分I的液相粘度（CP），取塔顶、底平均温度下的数值；进料液在塔顶、塔底平均温度下的黏度1XILI04840199104840480344I全塔效率ET04910245024504929603440488精馏段实际板层数N精6/0488122913提馏段实际板层数N提6/04881229134馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算41操作压力计算塔顶操作压力PD101341053PA每层塔板压降P07K进料板压力PF1053塔底操作压力P6W111071307134114120精馏段平均压力PM10531144/21099KPA提馏段平均压力PN11441207/211755KPA42操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中正戊烷、正己10烷的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。塔顶温度TD370O7C塔底温度TW687O8C进料板温度TF580O9C精馏段平均温度TM（370758）09/2O4758C提馏段平均温度TN68785809/2O6344C43平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由XDY10983故X109831Y1Y1296296100995813MVDM098372151098386177239KG/KMOLMLDM095172151095186177284KG/KMOL进料板平均摩尔质量计算YF0713XF0456MVFM071372151071386177617KG/KMOLMLFM045672151045686177978KG/KMOL塔底平均摩尔质量计算YW0060XW0021MVWM006072151006086178533KG/KMOLMLWM002172151002186178588KG/KMOL精馏段平均摩尔质量MVM72397617/27428KG/KMOLMLM72847978/27631KG/KMOL11提馏段平均摩尔质量MVN85337617/28075KG/KMOLMLN85887978/28283KG/KMOL44平均密度计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即精馏段VM提馏段PMMVM10997428306KG/M3RTM8314475827315VNPNMVN11838075341KG/M3RTN8314634427315（2）液相平均密度计算液相平均密度依下式计算（公式出自贾绍义，柴诚敬化工原理课程设计），即1/LMAI/I塔顶液相平均密度的计算由TD3707，查化学化工物性数据手册得A60853KG/M3B64158KG/M3LDM160916KG/M3098/60853002/64158进料板液相平均密度的计算由TF5809，查化学化工物性数据手册得A58578KG/M3B62181KG/M312进料板液相的质量分率04567215AA04567215054408641127LFM10412/5857805886/06621448K1G3/M由TW6878OC，查化学化工物性数据手册得A57343KG/M33B61131KG/MAA0021721572150979861700180021LWM10018/573430982/6113161058KG/M3精馏段液相平均密度为LM6091660644/260780KG/M3提馏段液相平均密度为LN6064461058/260851KG/M345液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即LMXII塔顶液相平均表面张力的计算由TD3707，查化学化工物性数据手册得A1416MN/MB1628MN/MLDM09831416001716281420MN/M进料板液相平均表面张力的计算由TF5809，查化学化工物性数据手册得A711MN/MB879MN/M13LFM04567110544879802MN/M塔底液相平均表面张力的计算由TW6878，查化学化工物性数据手册得A786MN/MB980MN/MLWM00217860979980976MN/M精馏段液相平均表面张力为LM1420802/21111MN/M提馏段液相平均表面张力为LN976802/2889MN/M46液体平均粘度计算LGMXILGI塔顶液相平均粘度的计算由TD3707，查化学化工物性数据手册得A0204MPASB0503MPASLGLDM0983LG（0204）0017LG（0503）解出LDM0207MPAS进料板液相平均粘度的计算由TF5809，查化学化工物性数据手册得A0175MPASB0387MPASLGLFM0456LG（0175）0544LG（038714解出LFM0269MASP塔底液相平均粘度的计算由TW6878，查化学化工物性数据手册得A0163MPASB0346MPASLGLWM0021LG（0163）0979LG（0346）解出LWM0341MASP精馏段液相平均粘度为LM（02070269）/20238MPAS提馏段液相平均粘度为LN（03410269）/20305MPAS5精馏塔的塔体工艺尺寸计算51塔径的计算（1）精馏段的气、液相体流率为VSVMVM1896174281279M3/S3600VM3600306LSLMLM11330763000040M3/S3600LM360060780由UMAX化工原理课程设计）L2002计算，其中的C20由史密斯关联图查取，图的横坐标为式中C由式CC20LHL1/2000403600607/280）100441VHV12793600306取板间距HT045M，板上液层高度HL006M，则HTHL045006039M15查史密斯关联图得C200084CC20L11110202008400747202006M/SU0071047MAX取安全系数为07，则空塔气速为U07UMAX0710470733M/SD1491M按标准塔径圆整后为D15M（2）提馏段塔的气、液相体流率为VMVN189618075VS1247M3/S3600VN3600341LM3029182833LNLS00115M/S3600LN360060851由UMAXL2002计算，其中的C20由史密斯关联图查取，图的横坐式中C由式CC20为LHL1/2001153600608511/2）01232VHV12473600341取板间距HT045M，板上液层高度HL006M，则HTHL045006039M查史密斯关联图得C200076CC20L20020076889020064620UMAX取安全系数为07，则空塔气速为0861M/S1607UMAX0708610603M/SD1623M按标准塔径圆整后为D17M故为方便设计，另全塔塔径D17M（内径）塔截面积为AT4D241722270M2实际空塔气速为精馏段U12790563M/S227012470549M/S2270提馏段U52精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精（N精1）HT（131）0448M提馏段有效高度为Z提（N提1）HT（131）0448M在进料板上方开一人孔，其高度为08M故精馏塔的有效高度为ZZ精Z提08484808104M6塔板主要工艺尺寸的计算61溢流装置计算因塔径D17M，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下（1）堰长LW17LW066D（公式出自贾绍义，柴诚敬化工原理课程设计）LW066D066171122M（2）溢流堰高度HW由HWHLHOW选用平直堰，堰上液层高度H284OW由式HOW1000ELH2/3L计算W近似取E1，则精馏段HOW2840004036001000111222/30016M提馏段H284OW1000100115360011222/30031M精馏段取板上清液层高度HL65MMHW00600160049M提馏段取板上清液层高度HL80MMHW00800310049M（3）弓形降液管宽度WD和截面积AF由LWD066查弓形降液管的参数图，得AFA00722WDTD0124故AF00722AT00722201101452M2WD0124D0124160198M依式3600AFHTL35验算液体在降液管中停留时间，即H精馏段183600AFHTL360001452045H00040360016355S5S提馏段3600AFHTL360001452045H0011536005682S5S故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度HO精馏段HLHO3600LWUO取UO015M/S则H00040360O3600112200010524MHWHO004900240025M0006M提馏段HLHO3600LWUO取UO025M/S则H00115360O3600112200020541MHWHO004900410008M0006M故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度W50MM62塔板布置（1）塔板的分块因D1700MM，故板塔采用分块式。由表塔径，MM8001200140016001800200022002400塔板分块数3456得，塔板分块数4块。19（2）边缘区宽度确定取WF90MMWC85MM（3）开孔率的确定精馏段728728临界阀孔气速UOL0548V30605485679M/S故取UO5679M/开孔率空塔气速100U1000636阀孔气速U56791001O提馏段临界阀孔气速U728OL0548728V34105485352M/S故取UO5352M/开孔率空塔气速阀孔气速100UU100063653521001188O（4）浮阀数的确定取阀孔直径DO39MM故精馏段浮阀总数NOVS1279188531894D2OUO4003925679提馏段浮阀总数NVSO1247195041964D2OUO4003925352塔板上有效鼓泡面积20120AA2XXR2SIN1180R由XD/2WDWF17/201980090562MRD/2WC17/200850765M故开孔区面积A1A2056218007652SIN0562076513272令浮阀按等腰三角形排列取等腰三角形底边长S75MM则排间距（即三角形的高）精馏段TAAN1327200936MOS1890075圆整得T00M9提馏段TAAN1327200903MOS1960075圆整得T009M与液流方向垂直的浮阀排数ND2WD2WFT117201980090091134914217浮阀塔板流体力学验算71塔板压降精馏段（1）干板压力降HC对于33GF1型重阀，全开前的干板压力降（M液柱）01750175HO5679C19919900444M液柱L60780全开后的干板压降H2OV56792306C5372G53700445M液柱L2G60780故取较大值HC00445液柱M（2）液层压力降H1取液流收缩系数E1堰上液头高（平口堰）HHOW000284ELL2/3W000284100040360011222/300156M液柱取05H1HWHOW0500490015600323M液柱3克服表面张力的压力降H23HL2111110H434388710LG85106078098于是，塔板压降为HPHCH1H00445003234388710400772M液柱气体通过每层塔板的压降为22PPHPLG007726078098460PA07KPA设计允许值提馏段（1）干板压力降HC对于33GF1型重阀，全开前的干板压力降（M液柱）0175HU0175OC1991995352L6085100439M液柱全开后的干板压降22HOV2G5375352341C53700440M液柱L2G60851故取较大值HC00440M液柱（2）液层压力降H1取液流收缩系数E1堰上液头高（平口堰）HLH2/3OW000284ELW000284100115360011222/300315M液柱取05H1HWHOW0500490031500403M液柱克服表面张力的压力降HH2L28891034H34499510LG85106085198于是，塔板压降为HPHCH1H00440004033499510400846M液柱气体通过每层塔板的压降为PPHPLG008466085198505PA07KPA设计允许值2372雾沫夹带量F1100CV136LSZABKSCF100CV078ATKSCFF1（公式出自贾绍义，柴诚敬化工原理课程设计）式中F1泛点率，；CV气相负荷因数，M3/S；VS,LS气、液相体积流率，M3/S；CF泛点负荷因数，与气相密度及塔板间距有关，可由浮阀塔板泛点负荷因数图查得。KS系统因数，查系统因数KS表得；Z液相流程长，M；查系统因数KS表，取KS098查浮阀塔板泛点负荷因数图，得CF0127精馏段CVV提馏段127900910CVVS对单流式124700887ZD2WD16201981204对单流式ABAT2AF20112014521720624精馏段故式中10000910136000401204F11720609801274555故式中F100009101078227009801274129取二式中较大值，即F1466180故其雾沫夹带量E01KG/KG提馏段故式中F1000088713600115120411720609801275021故式中F100009361078227009801274247取二式中较大值，即F1502180故其雾沫夹带量E01KG/KG73降液管内液面高度HD（1）精馏段HDHWHOWHHDHP（公式出自贾绍义，柴诚敬化工原理课程设计）其中HL2D1015SLWHOHL2D20ASR式中HD1,HD2液体流经降液管底隙及流经进口堰的阻力损失，M液柱；HO降液管底隙高，M；LW弓形降液管长，M；25AR液体流经进口堰时的最窄截面面积，M2如果采用凹形受液盘，则AR应为降液管下沿到受液盘直边的水平截面积，通常ARLWHOHDHD1HD2故HSD10153L20153000402267103LWHO11220027HLSD201A2010004000272174103R1122HDHD1HD2267103174103441103H忽略不计。故HD004900164411030077201466取05HTHW0504500490250故HDHTHW，即可防止淹塔。（2）提馏段HDHWHOWHHDHPHLSD10153H20153001152279102LWO11220024H01LS201001152182102D2AR11220024HDHD1HD2279102182102461102H忽略不计。故HD004900314611020084602107取05HTHW050450049025026故HDHTHW，即可防止淹塔。74漏液F29680190027OAAHWL0219（公式出自贾绍义，柴诚敬化工原理课程设计）（1）精馏段F29680190027OAAHWL02192968ATA01900490027800219A29681120212213272019004900278002195078FOU56799934故FOFOA故为正常操作，不发生泄漏。（2）提馏段F0190027OA2968AHWL02192968AT019A00490027800219A29681188212201900490027800219132725135FOU53529988故FOFOA故为正常操作，不发生泄漏。75液体在降液管内的停留时间及流速（1）液体在降液管内的停留时间的计算精馏段HTAF04501452L0004016335S35SS提馏段27HA04501452TFL001155682S35SS故降液管不超负荷（2）液体在降液管中的流速UD精馏段ULS00040DA00275M/SF01452UDMAX017KS01709801666M/SHT075MUDMAX789103KS78910309801276M/S故取其UDMAX中较小值，UDMAX01276M/S07UDMAX070127600893故UD07UDMAX故符合塔设计的要求提馏段ULSDA0004300296M/SF01452UDMAX017KS01709801666M/SHT075MUDMAX789103KS78910309801276M/S故取其UDMAX中较小值，UDMAX01276M/S07UDMAX070127600893故UD07UDMAX28故符合塔设计的要求8塔板的负荷性能图81精馏段（1）过量雾沫夹带线82SBF82故VS2472158LS（2）淹塔线A00148VN200148306918926078020910LBHT1HW05045051050049017619521081952108C5L2224010WHO10560027D00028411L2/300028410513W10562/341110故VH故3600VS故VS（3）过量泄漏线029/3360VH故VS0645（4）降液管超负荷线215232295液体在降液管中的最小停留时间MIN4LH故LS00163600AFHTMIN360001452045588064（5）液相负荷下限线LH307LW105630732419故LS9005104由以上各线的方程式，可画出精馏段塔的操作性能负荷图在负荷性能图上，作出操作点A（00040，1279），连接OA，即作出操作线。由图可看出，由该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可30读得VSMAX2361M3/S,VSMIN0641M3/S该塔板的操作弹性K，即KVS,MAXV236136830641S,MIN82提馏段（1）过量雾沫夹带线82SBF82故VS2342043LS（2）淹塔线A00148V0014834160851216109N22L196BHT1HW050450510500490176C195210819521085LH2224010WO10560027D00028411L2/30002841051W10562/3411103故VH故3600VS故VS031/3360（3）过量泄漏线VH215228201故VS0634（4）降液管超负荷线液体在降液管中的最小停留时间MIN4L3600AFHT01452045H3600MIN458806故LS0016（5）液相负荷下限线LH307LW105630732419故L4S900510由以上各线的方程式，可画出提馏段塔的操作性能负荷图32在负荷性能图上，作出操作点A（00043，1247），连接OA，即作出操作线。由图可看出，由该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可读得VSMAX2288M3/S,VSMIN0634M3/S该塔板的操作弹性K，即KVS,MAXVS,MIN22883609063433浮阀塔设计计算结果序号123456789101112131415161718192021222324252627项目平均温度TM,平均压力PM，KPA气相流量VS，M3/S液相流量LS，M3/S实际塔板数有效段高度Z，M塔径（内径）M板间距HR，M溢流形式LW，M降液管形式HW，M堰长HL，M堰高HW，M板上液层高度HL，M堰上液层高度M降液管底隙高度H0，M安定区宽度M边缘区宽度M开孔区面积M2浮阀数N，个阀孔气速U0，M/S阀孔动能因数F0临界阀孔气速U0C，M/S孔心距T，M排间距T，M单板压降P，PA46056791895679553520075009505151950139100250065精馏段475810991279000413