苯-乙苯连续精馏浮阀塔设计.doc

内蒙古工业大学课程设计说明书第1章 设计方案1.1 设计方案1.1.1装置流程的确定精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分冷凝精馏分离，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。为此在确定装置流程时应考虑余热的利用。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接将原料送入塔内。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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.1.2加料热状况的选择设计中采用泡点进料。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 1.1.3回流比的选择回流比的确定，是精馏塔设计中的一个关键性问题。它确定的合理与否，直接影响到所设计的塔能否正常操作及投资的大小。首先根据物系的性质及进料状况确定最小回流比，再根据最小回流比选定几个回流比，通过作图，从中找出适宜的操作回流比。1.2 确定设计方案的原则1.满足工艺和操作要求2.满足经济上的要求3.保证安全生产第2章 工艺计算及主体设备设计2.1 设计条件及基础数据2.1.1 苯-乙苯连续精馏浮阀塔设计1处理量：4.8万吨/年；2料液组成（质量分数，下同）：乙苯：30%，苯：70%；3塔顶产品组成：塔顶的乙苯含量低于2.0%； 4. 塔底产品组成：残液中乙苯含量不得少于94%5年工作生产时间：330天。2.1.2 基础数据表2-1 苯和乙苯的物理性质项目分子式分子量g/mol沸点 临界温度临界压强可kPa苯 A7880.1289.26833.4乙苯 B1061362348.64307.7表2-2苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.82表2-3 苯、乙苯在某些温度下粘度t/020406080100120140mPas0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184mPas0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2262.2 物料衡算及塔板数的确定2.2.1全塔物料衡算1.原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数XF=（0.7/78）（0.7/78+0.3/106）=0.7602XD=（0.98/78）（0.98/78+0.02/106) =0.9852XW=（0.06/78）（0.06/78+0.94/106）=0.07982. 塔底产品的平均摩尔质量103.8kg/kmol所以：W=58.39Kmol/h3.全塔物料衡算F=D+W；FXF=DXD+WXW即：F=D+58.39 0.7602F=0.9852D+39.510.0798则：可知F=234.96Kmol/h；D=176.57Kmol/h2.2.2平均相对挥发度的计算表2.1ABC苯6.06831236.03224.16乙苯6.06991416.99212.43；将P=101.325 KPa代入式,在分别代入苯和乙苯的A、B、C得苯的沸点为80.05,乙苯的沸点为136.15。 ； 用公式、计算不同温度下的表2.180 101.05 16.76 1.00 1.00 6.03 81 104.20 17.41 0.97 0.99 5.98 82 107.42 18.08 0.93 0.99 5.94 83 110.73 18.78 0.90 0.98 5.90 84 114.11 19.49 0.86 0.97 5.85 85 117.57 20.22 0.83 0.97 5.81 86 121.11 20.98 0.80 0.96 5.77 87 124.73 21.76 0.77 0.95 5.73 88 128.44 22.56 0.74 0.94 5.69 89 132.24 23.39 0.72 0.93 5.65 90 136.12 24.24 0.69 0.93 5.61 91 140.09 25.12 0.66 0.92 5.58 92 144.14 26.03 0.64 0.91 5.54 93 148.29 26.95 0.61 0.90 5.50 94 152.54 27.91 0.59 0.89 5.47 95 156.87 28.89 0.57 0.88 5.43 96 161.30 29.91 0.54 0.87 5.39 97 165.83 30.95 0.52 0.85 5.36 98 170.46 32.02 0.50 0.84 5.32 99 175.18 33.11 0.48 0.83 5.29 100 180.00 34.24 0.46 0.82 5.26 101 184.93 35.40 0.44 0.80 5.22 102 189.96 36.60 0.42 0.79 5.19 103 195.10 37.82 0.40 0.78 5.16 104 200.34 39.08 0.39 0.76 5.13 105 205.69 40.37 0.37 0.75 5.10 106 211.14 41.69 0.35 0.73 5.06 107 216.71 43.05 0.34 0.72 5.03 108 222.39 44.44 0.32 0.70 5.00 109 228.19 45.87 0.30 0.68 4.97 110 234.09 47.34 0.29 0.67 4.94 111 240.12 48.85 0.27 0.65 4.92 112 246.26 50.39 0.26 0.63 4.89 113 252.52 51.97 0.25 0.61 4.86 114 258.91 53.59 0.23 0.59 4.83 115 265.41 55.25 0.22 0.57 4.80 116 272.04 56.95 0.21 0.55 4.78 117 278.80 58.70 0.19 0.53 4.75 118 285.68 60.48 0.18 0.51 4.72 119 292.69 62.31 0.17 0.49 4.70 120 299.83 64.19 0.16 0.47 4.67 121 307.10 66.10 0.15 0.44 4.65 122 314.50 68.07 0.13 0.42 4.62 123 322.04 70.07 0.12 0.39 4.60 124 329.71 72.13 0.11 0.37 4.57 125 337.52 74.23 0.10 0.34 4.55 126 345.47 76.38 0.09 0.32 4.52 127 353.56 78.58 0.08 0.29 4.50 128 361.79 80.84 0.07 0.26 4.48 129 370.16 83.14 0.06 0.23 4.45 130 378.68 85.49 0.05 0.20 4.43 131 387.35 87.89 0.04 0.17 4.41 132 396.16 90.35 0.04 0.14 4.38 133 405.13 92.86 0.03 0.11 4.36 134 414.24 95.43 0.02 0.08 4.34 135 423.51 98.05 0.01 0.04 4.32 136 432.93 100.73 0.00 0.01 4.30 =5.0333作t-x-y图，见附图一，由XD=0.9852，XW=0.0798 ；查得：塔顶t=82 ，塔底t=117.9。2.2.3 回流比R及塔板数的确定取泡点进料即：q = 1所以：Rmin= = = 0.2424 当R = （1.12.0）Rmin 时:先进行逐板计算，通过Excel编辑公式，确定在不同的回流比下的理论塔板数。表2-3 不同回流比下的理论板数列表RYnXnYn+1Np精YmXmYm+1Np提Np0.26260.9852 0.9297 0.9735 0.9387 0.7502 0.9252 0.9735 0.8796 0.9630 0.9252 0.7109 0.8756 0.9630 0.8378 0.9542 0.8756 0.5831 0.7145 0.9542 0.8053 0.9473 0.7145 0.3321 0.3980 0.9473 0.7814 0.9423 0.3980 0.1161 0.1256 0.9423 0.7644 0.9387 0.1256 0.0277 0.9387 65110.29090.9852 0.9297 0.9727 0.9347 0.7398 0.9089 0.9727 0.8762 0.9606 0.9089 0.6648 0.8146 0.9606 0.8290 0.9500 0.8146 0.4661 0.5650 0.9500 0.7906 0.9413 0.5650 0.2051 0.2372 0.9413 0.7613 0.9347 0.2372 0.0582 0.9347 5490.31510.9852 0.9297 0.9719 0.9350 0.7408 0.9070 0.9719 0.8730 0.9583 0.9070 0.6596 0.8054 0.9583 0.8204 0.9457 0.8054 0.4512 0.5446 0.9457 0.7758 0.9350 0.5446 0.1920 0.2202 0.9350 40.2202 0.0531 480.33940.9852 0.9297 0.9711 0.9284 0.7204 0.8785 0.9711 0.8699 0.9560 0.8785 0.5896 0.7155 0.9560 0.8118 0.9413 0.7155 0.3332 0.3957 0.9413 0.7610 0.9284 0.3957 0.1151 0.1239 0.9284 40.1239 0.0273 480.36360.9852 0.9297 0.9704 0.9367 0.7462 0.9078 0.9704 0.8669 0.9537 0.9078 0.6617 0.8028 0.9537 0.8035 0.9367 0.8028 0.4472 0.5363 表2-3 不同回流比下的理论板数列表（续）0.9367 0.5363 0.1869 0.2128 30.2128 0.0510 470.38780.9852 0.9297 0.9697 0.9321 0.7317 0.8871 0.9697 0.8641 0.9514 0.8871 0.6094 0.7356 0.9514 0.7953 0.9321 0.7356 0.3560 0.4218 0.9321 0.4218 0.1266 0.1378 30.1378 0.0308 470.41210.9852 0.9297 0.9690 0.9274 0.7173 0.8667 0.9690 0.8613 0.9490 0.8667 0.5636 0.6768 0.9490 0.7873 0.9274 0.6768 0.2938 0.3440 0.9274 0.3440 0.0943 0.0978 30.0978 0.0211 470.43630.9852 0.9297 0.9683 0.9227 0.7034 0.8470 0.9683 0.8587 0.9468 0.8470 0.5237 0.6259 0.9468 0.7794 0.9227 0.6259 0.2495 0.2886 0.9227 30.2886 0.0746 360.46060.9852 0.9297 0.9677 0.9179 0.6896 0.8276 0.9677 0.8562 0.9445 0.8276 0.4882 0.5807 0.9445 0.7718 0.9179 0.5807 0.2157 0.2465 0.9179 30.2465 0.0610 360.48480.9852 0.9297 0.9671 0.9131 0.6761 0.8089 0.9671 0.8537 0.9423 0.8089 0.4569 0.5408 0.9423 0.7643 0.9131 0.5408 0.1896 0.2141 0.9131 30.2141 0.0513 36由此N-R图，见回附图二知取回流比R=1.5Rmin=0.36362.2.4 实际塔板层数的确定已知塔顶t=82 塔底t=117.9 由化工流体流动与传热（第二版）查液体黏度共线图得：表2.482117.9苯0.320.22乙苯0.450.29顶=0.320.9852+（1-0.9852）0.45=0.322mPas=0.220.0798+（1-0.0798）0.29=0.288mPasmPas =所以：Np=16即实际板数为16块（不包括再沸器）精馏段塔板数提馏段塔板数（不包括再沸器）所以第8层为进料板2.3 塔和塔板主要工艺尺寸的设计2.3.1设计中参数的确定（1）平均组成a.t-x-y图和可得=0.842；=0.969=84.4 102.35b.根据与t-x-y图可知精馏段的平均气液相组成x=0.842 y=0.969c.塔顶压力=101.3+4=105.3kPa进料板压力=101.3+0.78=106.9kPa塔底压力=101.3+0.716=116.5kPa精馏段平均压力=(105.3+106.9)/2=106.1kPa提馏段平均压力=(105.3+116.5)/2=111.7kPa（2）求Vs及 精馏段气相体积流率Vs=(R+1)D22.4 =1.3636 176.5722.4 =6740=1.87Mm =MA + (1-)MB = 0.96978+（1-0.969）106 =78.90Kg/Kmol= =2.816 精馏段液相体积流率Mm=MA+(1-)MB=780.842+106（1-0.842） = 82.42Kg/KmolA =0.7968=912-1.187t=912-1.18784.4=811.8= =809.2L = = =811.27Ls = = =6.523 精馏段表面张力的确定从2.1.2 基础数据中可查得80时：苯的表面张力为21.27 ，乙苯的表面张力为 22.92 =0.842289.2+（1-0.842）619=341.97 =20.77 =22.77故精馏段：m = = 22.422.3.2提馏段参数的确定（1）平均组成由提馏段平均温度查气-液相平衡图（见附图）可得： =0.4175 ，=0.781（2）Vs及v的确定 提馏段气相体积流率Vs = (R+1)D22.4 =1.363176.5722.4 = 6723.83 =1.868Mm =MA+ (1-)MB= 0.78178+(1-0.781)106=84.132Kg/kmolV = =3.177 提馏段液相体积流率Mm = MA+(1-)MB=780.475+106(1-0.475) =92.18Kg/KmolA = = 0.3453=912-1.187t=912-1.187102.35=790.5=792.54L = = 791.8 Ls = = =34.83从2.1.2 基础数据中可查得80时：苯的表面张力为21.27 ， 乙苯的表面张力为22.92 =0.4175289.2+（1-0.0.4175）619=497.94；=20.02 =21.64故提馏段：m = = 20.662.4 塔设备参数的确定2.4.1 塔径的计算(1) 以精馏段数据为准选取板间距，板上液层高度进行相关计算。由前面计算知：，相关参数为：= =0.0164a=-3.494 所以： C = C20=0.0611=0.062= C = 0.062=1.064m/su=7 = 0.71.064=0.7454故：D = = =1.79m圆整为D=1.8m校核：u = = =0.7316m/s =0.7316/1.064=0.69，在0.60.8之间，因此满足要求。(2) 以提馏段数据为准选取板间距，板上液层高度进行相关计算。故 = = = 0.0818a=-3.24087所以：C = C20 =0.6499= 0.06542= C =0.065=1.0307m/su = 0.7 = 0.71.0307=0.7215故：D=1.816 m圆整为D=1.8m校核：u = = 0.7343m/s =0.7343/1.0307= 0.6039，在0.60.8之间，因此满足要求。由以上数据可得提馏段的塔径和精馏段的塔径相同，取全塔径为D =1.8m因此以后的数据均以提馏段数据为准。2.4.2塔板数的选择与计算由上述计算可知塔径为1.8m， 因此选单流型塔板和弓形降液管 （1）溢流堰堰长的确定单溢流型塔板堰长一般为（0.60.8）D，其中D为塔径。=0.6D=0.61.8=1.08 m校核：=6.0398m，故所选0.0406合理。(3)塔板布置开孔区的计算垂直弓形降液管的单流型塔板可按式子计算：其中：-鼓泡区面积，m2，可选择，所以mm所以鼓泡区面积为： 溢流区取降液管面积=0.1399m2 安定区根据经验值选定：溢流堰前的安定区：进口堰后的安定区： 无效区同上也可根据经验值选定：（4）浮阀塔的开孔率及阀孔排列浮阀数目的确定F1型浮阀的孔径d0 = 0.039 m（F0）c = (u0)c 综合塔板效率、板压降、及生产能力，一般希望浮阀刚刚全开时操作。所以（F0）c=9-12u0 =(u0)c = = 5.367.15m/s取u0=5.6m/s n = = = 276.9=277（个）阀孔的排列由于塔径D=1.8 m较大，因此塔板要分块。浮阀一般按等腰三角形排列，底边为75mm，三角形高度h取70 mm。核算阀孔动能因数及开孔率实际阀孔个数：N =284阀孔气速：u0 = = = 5.51 m/s阀孔动能因数： = u0 =5.51 = 9.24，在9 12之间，故合理。开孔率： = = = 13.3% 在1014%之间，也合理。2.4.3塔板的流体力学验算（1）气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）气体通过一层浮阀塔时的压强降为：其中：-气体通过一层浮阀塔板的压降，Pa； -气体克服干板阻力产生的压强降，Pa； -气体克服板上充气液层的静压强产生的压强降，Pa； -气体克服液体表面张力产生的压强降，Pa。 习惯上，常把压强降折合成塔内液体柱高度表示，所以上式可写为：式中：-与相当的液柱高度，m，； -与相当的液柱高度，m； -与相当的液柱高度，m； -与相当的液柱高度，m。 干板压降计算干板压降前，首先确定临界孔速u0c对F1型重阀：u0c = = =3.73 m/s所以u0 u0c 故浮阀未全开临界速度hc= = = 0.030 m其中： -阀孔气速，m/s； -液体密度，kg/ m3； -气体密度，kg/ m3。 板上充气液层阻力一般的经验公式计算：=0.5 0.06=0.03m其中：-板上液层高度，m； -反映上液层充气程度的因数，称为充气因数，无因次。液相为水时，=0.5；为油相是=；为碳水化合物时，=，故可以选择=0.5。 表面张力引起的阻力此阻力很小可忽略则：hp=0.03+0.03=0.06 m(液柱)故单板压降：= hp = 0.06811.279.81 = 477.5Pa小于所要求的700Pa ，因此满足要求。（2）液泛验算溢流管内的清液层高度：Hd=hp+hd+hL式中：-与液体流过降液管的压强降相当的液柱高； -板上液层高度，m -上升气体通过一层塔板所相当的液柱高度，m。因为：=0.03m；=0.03m又因为板上装有进口堰：hd=式中：-液体体积流量，m/s -堰长，m -降液管底隙高度，m m故:Hd=0.03+0.03+3.410-4=0.06034 m为防止液泛，通常Hd不大于（HT+hw），取校正系数=0.35;则有：（HT+hw）=0.35（0.38+0.06034）=0.154Hd ,故不会产生液泛（3）雾沫夹带验算 大塔：泛点率80% 直径0.9m以下塔：泛点率70% 减压塔：泛点率0.9m,所以取泛点率为80代入泛点率计算公式:泛点率=可得雾沫夹带上限方程为Vs=-33.9Ls+3.63.2 液泛线塔板的适宜操作范围应在液泛线以下，否则将会发生液泛，使塔不能正常操作。由于存在：hL+hd+hp=(HT+hw) 可整理出：aVs2=b-cLs2-dLs2/3其中：a = 1.91105 = 1.91105 b = = 0.350.38+(0.35-1-0.5) 0.0506 = 0.132 c = = d = = = 0.95所以：，0.0076Vs2=0.13-79.6Ls2-0.95Ls2/33.3 液体负荷上限线当降液管尺寸一定，若液体流量超过某一限度使液体在降液管中停留的时间过短，则其中气泡来不及释放就被带入下一层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s,以t=5计算.则：(Ls)max = 3.4 液体负荷下限线为保证塔板上液流分布均匀，提高气液接触效果。取液上堰层高度=0.006m作为液相负荷下限。 = 得:即：= 9.64810-4 m3/s3.5 气相负荷下限线为不发生严重漏液现象时的最低气相负荷。对F1型重阀，当F0 =5-6时，泄露量接近10%，当F0 = 5时为确定气相负荷下限的依据。故：= = 1.05m3/s3.6 液相负荷性能图液相负荷性能图见附图三由图查得：Vsmax=3.39m3/s ，Vsmin=1.05 m3/s故：操作弹性 =3.39/1.05=3.23 ，操作弹性在34之间。第4章 板式塔的结构与附属设备4.1塔体结构4.1.1塔顶空间取HD = 1.0 m4.1.2塔底空间a.由于贮存液量停留3 - 5 min，因此取 5min;b.塔底液面至最下层塔板之间要有1-2m的间距。故：HB = = = 1.14 m因此：可取HB = 1.2 m4.1.3人孔苯和乙苯不需经常清洗，因此可每隔6层设一人孔，故可在实际板中设3个人孔。设人孔处板间距0.7m，人孔直径0.45m所以塔高： =（16-1-3-1）0.38+10.4+30.7+1.0+1.2=8.88m4.2 精馏塔的附属设备4.2.1塔的热量衡算(1) 塔顶全凝器热负荷的计算塔顶温度 = 82，运用拉格朗日内插法，用80100的汽化热算出82的汽化热。在80与100下苯的汽化热分别为： 80：； 100：；所以：在80与100下乙苯的汽化热分别为： 80： 100：;即：塔顶上升蒸汽的摩尔潜热： =30.60.9852+39.11（1-0.9852）= 30.73故热量： = 水的定压比热容为：令冷凝器水的进口温度为20出口温度为40则： (2) 塔底再沸器热负荷的计算塔底温度 = 117.9同冷凝器中一样分别计算出 塔底上升蒸汽的摩尔潜热： =28.550.218+37.07（1-0.218）=28.99故热量： 再沸器中加热水蒸气的压强为500kPa，则查化工原理（上册）可得此时水蒸气的汽化潜热。则：4.2.2塔主要接管尺寸计算（1）塔顶蒸汽出口管径因是常压操作因此蒸汽流速：u = 15 m/s故： = = 0.3985m=398.5mm所以选择:=426mm10mm的无缝钢管，流速核算：,u=15.12m/s ,符合1220m/s范围，所以u = 15 m/s可取。（2）回流液管径在重力回流状态下，取u = 0.3 m/s。故： = =0.088 m=88mm所以选择=95mm3.5mm的无缝钢管，流速核算：，u=0.29m/s，符合0.20.5m/s范围。所以u = 0.3 m/s可取。（3）加料管径由于使用泵输送原料液 所以选取进入流速u=2m/s F = 234.96 Kmol/h MF = xFMA+(1-xF)MB = 0.760278+（1-0.7602）106= 84.71kg/kmol86.8时：苯的密度：912-1.187t=912-1.18786.8=808.97乙苯的密度：=1060.5故：= = = ；所以选择=70mm3mm的无缝钢管流速核算： u=2.02m/s 符合1.52.5m/s范围。所以u = 2 m/s可取（4）排液排出管径选取u=0.7m/s所以： =0.13629m；所以选择=140mm4.5mm的无缝钢管流速核算：，u=0.718m/s ，符合0.51.0m/s范围。所以u = 0.7 m/s可取。（5）饱和水蒸汽管径由于表压在785kPa以下，所以选择u=50m/s 。 水蒸气密度（水蒸汽操作压力为500Kpa） =89mm所以选择=102mm6mm的无缝钢管流速核算：，u=49.63m/s ，符合4060m/s范围。所以u = 50 m/s可取。（6）辅助设备的选取 再沸器 水蒸气的热流量： 加热水蒸气的温度 T = 158.7 ，假设降温到100时有：Tm=158.7100=58.7K选择：K=1000w/( m2K) 则有：A= /(KTm)= 33.03 m2取安全系数为0.8 ，则有： A实际=33.03/0.8=41.28 m2查化工流体流动与传热第二版附录二十五选换热器规格：表4-1 再沸器换热管规格252 名称公称直径/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格4500.6294名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格110.016343.56000 塔顶全凝器塔顶苯的气化热：Qc=(R+1)Dr=(0.3636+1)176.5710003