处理量万t每苯乙苯筛板精馏塔的设计.

1、 前 言塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气(或汽)液或液液两相之间紧密接粗，到达传质与传热的目的，常见的可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解析、和萃取等等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和枯燥，以及兼有气液两相传至和传热的增减湿等。在化工厂或炼油厂中，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保护等各方面都有重大影响。板式塔内沿塔高度装有假设干层塔板(或称塔盘)，液体靠重力作用有顶部逐板流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层，气(汽)体那么靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶，气(汽)液两相在塔内运行逐级接触

2、，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。精馏操作是重要的化工单元操作，此操作过程主要是在塔设备内进行通过多层塔板，使液-液化合物系经过屡次局部汽化和屡次局部冷凝，以到达混合物系别离成较高纯度组分的目的，如乙醇-水的提取、苯-甲苯的别离等。评价塔设备的根本性能指标主要包括以下几项： 生产能力：即单位塔截面上单位时间的物料处理； 别离效率：每层塔板所到达的别离程度； 适应能力及操作弹性：对各种物料性质的适应性以及在负荷波动时，维持操作稳定而保持较高组分别离效率的能力； 流体阻力：汽相通过每层塔板的压降要减小； 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修； 塔内滞留量小；此外，塔的造价上下、安装和维修的难易和长

3、期运转的可靠性等都是必须考虑的元素。精馏装置比拟定型，一般包括：精馏塔、塔顶蒸汽冷凝塔、塔底再沸器(蒸馏釜)、原料加热器以及输送设备等。精馏过程是一个传热传质过程，塔内温度由下向上递减，塔底再沸器需要供应热使液体沸腾，而塔顶冷凝器又需要移除能量使蒸汽冷凝，因此，在精馏装置中，可以利用的热能是塔顶产品和塔釜产品的带出热。在设计过程中，如何利用这些废热来预热原料液，以减少加热蒸汽和冷凝水的用量，这是一个很值得重视的问题。因为热能利用的程度，直接影响精馏操作的费用。在考虑合理利用热能的同时，还应考虑塔内操作的稳定性和操作方便，影响塔内操作稳定的重要因素有：塔釜加热蒸汽动力。塔顶回流量、温度、进料热状

4、态及浓度等，而操作稳定性的好坏有直接影响产品质量。从精馏原理可知：要使别离过程顺利进行的两个必要条件是：汽液两相密切接触；汽液两相接触面积较大；所以选择塔设备一般根据以下原那么：能提供良好的汽液接触条件和足够大的接触面积；生产能力大；操作弹性大；汽相通过通过塔板的压力降较小，塔板效率高，结构简单，造价低廉等。根据塔板的结构不同，将塔设备分为许多种，常见的塔板有： 泡罩塔板：是最早在工业上大规模使用的塔板形式，操作弹性范围内气(汽)液接触充分；但泡罩加工复杂，钢材耗量大，并且塔板压降大，今年来已逐渐少用或不用； 筛孔塔板：结构简单，造价低廉，效率高，处理能力大，压强较大。设计合理时，可具有一定的

5、操作弹性，但气(汽)速下限受漏液点限制，而且小孔筛板容易堵塞； 浮阀塔板：是目前最乐于采用的一种塔板型，其处理能力较大，效率高，压强小，液面梯度小，使用周期长，结构简单，造价比筛板略高。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，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易别离物系，最小回流比拟小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。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101

6、5。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，否那么气液接触不匀。加料方式和加料热状况的选择 加料方式采用直接流入塔内。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，塔的操作比拟容易控制；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拟容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料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屡次局部汽化和局部冷凝使轻重组分别离，并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产平安的根底上，对设计任务进行分析

7、并做出理论计算。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，此次设计采用精确计算与软件验算相结合的方法。 工艺设计计算局部1.条件 原料液处理量：年处理量8万t苯乙苯筛板精馏塔的设计； 原料液组成：0.40(苯质量分数)； 塔板形式：筛孔塔板； 操作压力：3.8kPa(塔顶产品出料管表压)；3.8kPa塔底再沸器釜液出料管表压；3.8kPa进料管表压 进料热状况：泡点进料，q=1； 单板压降：0.9kPa： 建厂地址：浙江省宁波市镇海，大气压P=101.325 kPa； 加热方式：间接蒸汽加热，加热蒸汽的绝对压力P=264.6 kPa； 回流状态：泡点回流，即y1=； 塔顶馏出液

8、组成(质量分数)：0.94； 塔底釜液组成(质量分数)：0.03； 苯的相对分子量：MA=78.11kg/kmol，乙苯的相对分子量：MB=106.16kg/kmol； 工昨日：每年按300天工作计，每天连续24小时运行；精馏流程：苯-乙苯混合料液经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一局部作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后，送至贮槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。2.物料恒算 xF(m) =0.40，xD(m)=0.94，xw(m)0.03,Fm=11111kg/h 塔顶产品 原料 塔釜产品 D=56.06 kmol/h，W=63.7

9、1 kmol/h3.塔板数计算3.1作图法求q线方程为：q=1即x=作图得出p点坐标为=0.481，=0.852 所以 由于苯-乙苯物系属易别离物系，最小回流比拟小，故操作回流比取最小回流比的2倍。操作回流比R=2Rmin=20.354= 0.708苯-乙苯溶液的y-x图3.2操作线方程3.2.1 精馏段操作线方程即 3.2.2 提馏段操作线方程 在苯-乙苯溶液的y-x图上作出操作线。3.3理论塔板数求取从D点开始在平衡曲线与精馏短操作线之间绘直角梯级，第4个梯级的水平线跨过f点，此后，在提馏段操作线与平衡曲线之间作梯级，直到第8级水平线与平衡曲线交点的x值小于xw为止，共有8个梯级，即总理论

10、塔板数为8，精馏段理论数为3，第七块理论板为进料板，从进料板开始为提馏段，其理论塔板数为5(包括再沸器)。 3.4实际塔板数求取xF=0.481，查苯-乙苯气液平衡组成与温度关系图 得tF=99.4由tF=99.4,查液体粘度共线图 得A =0.248mPa.S, B =0.311mPa.S 进料液体平均粘度为 L=0.2480.481+0.311(10.481)=0.281 mPa.S 由L =0.281 mPa.S，查精馏塔全塔效率关联图 得ET=67% ET=NT/N实精馏短实际板层数 N精=3/67%=4.4785 提馏段实际板层数N提=5/67%=7.4628 总实际板层数N精+N提

11、=134.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.3+3.8=105.1kPa取单板压降 P=0.9 kPa进料板压力PF=105.1+0.95=109.6 kPa可得精馏段平均压力=( PD+ PF)/2=( 105.1+ 109.6)/2=107.35 kPa塔釜压力Pw=109.6+0.98=116.8 kPa可得提馏段平均压力=( Pw+ PF)/2=( 116.8+ 109.6)/2=113.2 kPa4.2操作温度计算4.2.1塔顶温度tDxD=0.980 其中 苯和乙苯的饱和蒸汽压可用Antoire方程计算。即 其中P单位为mmHg,T单

12、位为K各常数如下表组分ABC苯15.90082788.51-52.36乙苯16.01953279.47-59.95 假设t=95，=368 K 0.910.98 说明温度较大2 假设温度 t=94 =273+94=367 k 0.97350.98 说明温度较高 3 假设温度 t= 93.9 =366.9 k 所以 温度较适宜 4.2.2进料温度tFxF=0.481假设t=105， =378 k 那么 得 kpa 得 有 x=0.47250.481 故 假设温度较小 3假设温度t =104.8 =377.8 k PA0 = 212 kpa 4.95 kpa 所以，当t=104.8 时较为适宜 4

13、.2.3釜底温度twxw=0.042假设t=137，= 410 k 那么 得 PA0 =1257.33 kpa 得 44.3267 kpa X=0.05000.042 故温度假设太小假设t=138.5 =411.5 k 那么 得 PA0 =1355.44 kpa 得 48.5931 kpa 故温度较适宜 Tw=138.5 4.3平均摩尔质量计算由苯乙苯图解理论板及t-x-y图查知xy(图解理论板)x平衡曲线xD=0.980yD=0.980=0.863xF=0.481yF=0.835=0.481xw=0.042yW=0.153 =0.0424.3.1 塔顶平均摩尔质量计算 MVDR=0.9878

14、.11+(10.98)106.16=78.671kg/kmol MLDR=0.86378.11+(10.863)106.16=81.953kg/kmol4.3.2 进料液平均摩尔质量计算由 MVFm=0.83578.11+(10.835)106.16=82.738kg/kmol由 MLFm=0.48178.11+(10.481)106.16=92.67kg/kmol故精馏段平均摩尔质量为气相 =(78.671+82.738/2=80.705 kg/kmol液相 =(81.953+92.67)/2=87.312 kg/kmol4.3.3 塔釜平均摩尔质量计算 MVwm=0.15378.11+(1

15、0.153)106.16=101.868kg/kmol MLwm=0.04278.11+(10.042)106.16=104.982kg/kmol故提馏段平均摩尔质量为=(101.868+82.738)/2=92.303 kg/kmol=(104.982+92.67)/2=98.826 kg/kmol4.4平均密度计算4.4.1气相密度计算由理想气体状态方程计算= 精馏段气相密度： +273.15 =372.5 k= 107.3580.705/(8.314372.5)=2.7975kg/m3 提馏段气相密度： Tm=121.65+273.15=394.8 k= 113.292.303/(8.3

16、14394.8)=3.1777 kg/m34.4.2液相密度计算液相密度式中为质量分率查的在=93.9 =104.8 =138.5 下苯乙苯的密度为温度93.9800.058802.753104.8785.643789.656138.5736.24745.39液相平均密度计算为 塔顶液相平均密度计算LDm=800.224kg/m3进料板液相平均密度计算 1/LFm=788.022 kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=(800.224+788.022)/2=794.123kg/m3釜底液相平均密度计算LWm=745.101kg/m3提馏段液相平均密度为=(745.101+788.022)/2=7

17、66.562kg/m34.4.3液体平均外表张力的计算由公式进行计算查资料得在各操作温度下苯乙苯的外表张力 温度 张力 93.9104.8138.5苯(mN/m)20.4519.4516.23乙苯(mN/m)20.3218.8514.85塔顶液相平均外表张力的计算LDm=0.9820.45+0.0220.32=20.45 mN.m-1进料管液相平均外表张力的计算LFm=0.48119.45+0.51918.85=19.14 mN.m-1精馏段液面平均外表张力Lm=20.45+19.14/2=19.80 mN.m-1提馏段液相平均外表张力的计算Lwm=0.04216.23+(1-0.042)14

18、.85=14.91 mN.m-1提馏段液面平均外表张力=19.14+14.91/2=17.02 5mN.m-14.4.6液体平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算查各温度下的平均粘度共线图得下表； 温度 粘度93.9104.8138.5苯(mN/m)0.2720.2340.135乙苯(mN/m)0.3450.2950.223塔顶液相平均粘度计算 进料管液相平均粘度计算 精馏段液相平均粘度 Lm=(0.2733+0.128)/2=0.201mPa.S塔釜液相平均粘度计算 提馏段液相平均粘度=(0.128+0.2173)/2=0.173mPa.S5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1塔径计算5.1.1

19、精馏段塔径的计算精馏段的气相体积：V=(R+1)D=(0.708+1)56.06=95.750Kmol/h提馏段的气相体积：L=RD=0.70856.06=39.690Kmol/h精馏段的气相、液相体积流率为： 4.3632 其中C20由史密斯关联图查取，其中图的横坐标为： 板间距与塔径的关系 塔径D/mm300500500800800160016002400板间距HT/mm200300250350300450350600 取板间距HT=0.40m，板上液层高度hT=0.06m，那么 HThT=0.400.06=0.34m查史密斯关联图13，得C20=0.0703 c=0.0702 1.181

20、 m/s取平安系数为0.7，那么空塔气速为uk=0.7 umax=0.71.181=0.8276 m/s D= 1.086 m经圆整，取D=1.20m塔截面积为AT=D2/4=1.1304 m2实际空塔气速为：u=0.6788 m/s5.1.2提馏段塔径的计算精馏段的气相体积：V=V=95.75Kmol/h提馏段的气相体积：L=L+F=39.69+119.77=159.46Kmol/h精馏段的气相、液相体积流率为： 气相体积流率 0.7725 液相体积流率 0.00551 即 19.836史密斯关联图的横坐标为：取板间距HT=0.40m，板上液层高度hT=0.06m14，那么HThT=0.40

21、0.06=0.34m查史密斯关联图13，得C20=0.0698 0.0676取平安系数为0.7，那么空塔气速为uk=0.7umax=0.71.047=0.733 m/s =1.15 m按标准塔径圆整后，取D=1.20 m塔截面积为=1.1304m2实际空塔气速为：=0.6834 m/s5.2有效高度的计算精馏段有效高度为：Z精=(N精-1) HT=(5-1)0.4=1.6 m提馏段有效高度为：Z提=(N提-1) HT=(8-1)0.4=2.8 m故精馏塔的有效高度为：Z= Z精+ Z提+0.8=1.6+2.8+0.8=5.2 m6 塔板主要工艺尺寸的计算(精馏段)6.1 溢流装置计算因塔径D=

22、1.20 m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：6.1.1 堰长取=0.66D=0.661.20=0.792 m6.1.2 溢流堰高度hw由hw=hL- how选用平直堰，堰上液层高度how由弗兰西斯公试计算，即 0.00886m 取板上滴液层高度hL=60mm hw=0.06- 0.00886=0.05114 m6.1.3 弓形降液管宽度wd和截面积 Af由/D= 0.66 查右图得Af/AT=0.0722，wd/D=0.124故Af=0.07220.8635=0.0623 m2Wd=0.124*1.2=0.1488 m依下式验算液体在降液管中停留间， 即精馏段 20.5

23、6 s 5 s 故降液管设计较合理。6.1.4 降液管底隙高度取降液管底隙处液体流速为u=0.08m/s，=0.0191 0.05114-0.0191=0.0320.006故降液管底隙高度设计合理。 选用凹型受液盘，深度50 mm6.2塔板的布置6.2.1塔板的分块因D800mm，故塔板采用分块式。查常用化工设备设计 表4-5得，塔板分为3块6.2.2边缘区宽度确定 安定区宽度 边缘区宽度6.2.3 开孔区面积计算其中 x=0.5162 r=0.565所以 Aa=0.9722 6.2.4 筛孔计算及其排列 本例所处理的物系为无腐蚀性的，可用3 碳钢板，取筛孔直径5 mm，筛孔按正三角形排列，孔

24、中心距t mm =1.155=4990 个 = 10.07 % 7 塔板主要工艺尺寸的计算(提馏段)7.1 溢流装置计算因塔径D=1.20 m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：7.1.1堰长0.66D=0.792 溢流堰高度 选用平直堰，堰上液层高度由下式计算 =0.024 m取板上液层高度 60 mm =0.06-0.024=0.036 m弓形降液管宽度和截面积 查图得 依下式验算液体在降液管中停留时间，即故提馏段降液管设计合理。7.1.4降液管低隙高度 取 故降液管底隙高度设计合理。选用凹型受液盘，深度 =50mm7.2 塔板布置7.2.1 塔板的分块因D800mm，

25、故塔板采用分块式查常用化工设备设计 表4-5得，塔板分3块7.2.2 边缘区宽度确实定 7.2.3 开孔区面积 其中 7.2.4 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm，筛孔按照正三角形排列，取孔中心距t为 t=35=15mm筛孔数目为：开孔率为： 气孔通过阀孔的气速：8 筛板的流体力学验算(精馏段)8.1 塔板压降8.1.1 干板阻力hc计算干板阻力hc由下式计算，即 查 干筛孔的流量系数图得 0.772 液柱8.1.2 气体通过液层的阻力计算 查图右图 0.58 m 清液柱气体通过每层塔板的压降=0.0533+0.00204=0.05534m

26、=0.055347949.8=430.3pa900pa所以900Pa为设计允许值。8.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。8.3 液沫夹带 是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象。液沫夹带量按下式计算，即故气8.4 漏液液体外表张力所产生的阻力清液柱故得筛孔处操作气速与漏液点气速之比为故本设计中无明显漏液。8.5 液泛汽液量相中之一的流量增大到某一数值，上、下两层板间的压力降便会增大到使降液管内的液体不能畅顺地下流。当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰顶之后，便漫但上层塔板上去，这种现象，称为液泛淹塔如气速过大，便有大量液滴从泡沫层中喷

27、出，被气体带到上一层塔板，或有大量泡沫生成。如当液体流量过大时，降液管的截面便缺乏以使液体及时通过，于是管内液面即行升高。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式而由于板上不设进口堰，苯-乙苯物系属于一般物系，取 所以 由于板上不设进口堰，可由下式计算 因为 所以 0.05534+0.0348+0.00098=0.09112m 推出 故 在本设计中不发生液泛现象。9 筛板的流体力学验算(提馏段)9.1 塔板压降9.1.1 干板阻力计算 干板阻力由下式计算， 9.1.2 气体通过液层的阻力hL计算 查图 清液柱气体通过每层塔板的压降清液柱=0.04261766.5629.81=320.43

28、pa900pa 0.9kPa为设计允许值。9.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。9.3 液沫夹带液沫夹带量按下式计算，即故液/Kg气800mm，故裙座壁厚取16mm根底环内径：Dbi=(1000+216)(0.20.4)103=732mm根底环外径：Db0=(1000+216)+(0.20.4)103=1332mm圆整Dbi=800mm，Db0=1400mm根底环厚度，考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取M30。12.5 人孔人孔是安装者或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于放置人孔处塔间距离大，且人孔

29、设备过多会造成塔体的弯曲度难以到达要求，一般每隔810个塔板设一个入孔，本塔共13个塔板，需设置2个人孔，每个入孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距为600mm，群坐上开一个人孔，直径为450mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。12.6 塔总体高度的设计塔的顶部空间高度：塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min， 塔立体高度： =6.15+0.89+3+0.29+1.2=11.53m 设计结

30、果总汇工程数值及说明备注精馏段提馏段塔径D/m板间距HT/m1.200.41.200.4塔盘形式单溢流弓形降液分块式塔板空塔气速u/m.s-10.82760.733溢流堰长lw/m0.7920.0.792降液管宽度wd/m0.1490.144降液管面积Af/m20.06230.0816降液管底隙宽度hO/m0.01910.0116板上液层高度hL/m0.060.06堰上液层高读hOw/m0.08860.024边缘宽度wc/m0.0350.035 ws/m0.0650.065开孔区面积Aa/m20.8960.972筛孔数目49904599开孔率10.07%10.7%阀孔气速u0/(m/s)9.9

31、39.75筛孔直径d0/m0.0050.005筛孔中心距t/m0.0150.15塔板压降P/Pa430.3402.43气相负荷上限线Vs,max/m3.s-10.006560.00498气相负荷下限线Vs,min/m3.s-10.0003840.000384操作弹性3.2172.715 参考文献1 王志魁编，化工原理，化学工业出版社，20052 王国胜编，化工原理课程设计，大连理工大学出版社，20053 陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理(下)，化学工业出版社，20004 贾绍义，柴诚敬主编，化工原理课程设计，天津大学出版社，20025 唐伦成编，化工原理课程设计简明教程，哈工大出版社，

32、20056 化工设备设计全书委员会，化工设备设计全书塔设备设计，上海科学技术出版社，19887 顾丽莉编，化工原理课程设计参考资料(板式精馏塔设计)，讲义，19958 李功祥，陈兰英，崔英德，常用化工单元设备的设计，华南理工大学出版社，20039 陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理(上)，化学工业出版社，200010 贺匡国，化工容器及设备简明设计手册，化学工业出版社，200211 匡国柱，史启才编，化工单元过程及设备课程设计，化学工业出版社，200212 汤善甫，朱思明编，化工设备机械根底，华东理工大学出版社，200413 左景伊编，腐蚀数据手册，化学工业出版社，2002 总结评述及谢

33、辞本课程设计过程分为：了解设计题目，分析条件；物理化学数据的处理；工艺计算；设备计算；塔盘设计；流体力学验算；作塔板的操作负荷性能图；选择板式精馏塔的辅助设备；绘制主体结构工艺条件图，筛板精馏塔流程图及塔釜工艺布置图。本次设计任务为：苯-乙苯精馏塔的工艺设计本设计说明书详细的介绍了精馏塔的工艺计算，结构设计及流体力学计算，作出精馏段与提馏段的塔板操作负荷性能图，简单地介绍了板式精馏塔辅助设备的选择。通过此次化工原理课程设计，培养了学生理论结合实际的能力，使学生在任意给定的条件下准确设计出合理可操作精馏塔设备，而且提高了学生综合运用课堂上的知识和学习中的实践知识来分析和解决生产中实际问题的能力，