苯与甲苯混合液浮阀精馏塔项目设计方案

1苯与甲苯混合液浮阀精馏塔项目设计方案第一章化工原理课程设计任务书11设计题目分离苯甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计12原始数据及条件（1）生产能力年处理量苯甲苯混合液27万吨（开工率300天/年）（2）原料苯的含量为35（质量分数，下同）饱和液体进料（3）分离要求塔顶馏出液中苯含量不低于998塔底釜液中苯含量不高于02（4）操作压力常压101325KPA操作塔顶表压4KPA单板压降07KPA（5）回流比R1120由设计者自选MINR（6）塔顶采用全凝器泡点回流（7）塔釜采用间接饱和水蒸气加热（8）全塔效率为0613设计内容（一）工艺设计1、选择工艺流程，要求画出工艺流程2、精馏工艺计算（1）物料衡算确定各物料流量和组成；（2）经济核算确定适宜的回流比；（3）精馏塔实际塔板数。用适宜回流比通过逐板计算，得到全塔理论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔2板数。然后根据全塔效率求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔板数，确定加料板的位置。（二）精馏塔设备设计1、塔和塔板主要工艺结构的设计计算2、塔内流体力学性能的设计计算；3、绘制塔板负荷性能图。画出精馏段和提馏段某块的负荷性能图14设计要求1、设计程序简练清楚，结果准确并有汇总表。15设计时间二周注意事项1、写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源；2、每项设计结束后，列出计算结果明细表3、图、表分别按顺序编号4、按规定的时间进行设计，并按时完成任务34第二章塔板的工艺设计21设计方案的确定及工艺流程的说明拟设计一台年处理苯甲苯混合液27万吨开工率300天/年的浮阀精馏塔，要求塔顶馏出液中苯含量不低于998，塔底釜液中含苯量不高于02。先设计苯甲苯混合液经预热器加热后，用泵送入精馏塔；塔顶上升蒸汽采用冷凝器冷凝后部分回流，其余作为塔顶产品冷却后送至贮槽；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。操作压力为常压1013，采取泡点进料。AKP图1精馏流程工艺图22全塔物料衡算表1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量沸点C/临界温度CTC/临界压强KPAC/苯6HC7811801288568334甲苯879213110631857410775221进料、塔顶及塔底产品的摩尔分数380035/921035/781/XF9/9/D）0213/02178/02/WX222平均摩尔质量KMOLGMF/69893223物料衡算HKMOLF/2648923071HKOLD/716083XWFKL/492716423塔板数的确定231确定理论塔板数平衡图的绘制。表2苯和甲苯物系在总压为1013KPA下TX（Y）关系温度801848892961001041081106X108160651050403730256015200570Y10919082507170594045503012506图2苯和甲苯的汽、液平衡数据用AUTOCAD作图求R并选取RMIN（1）本设计的进料状态选取的是泡点进料，即Q1,Q线方程为380FX作图得YE0609RMINEDXY76138069取操作回流比R15R264IN（2）求精馏塔的气液相负荷/53872647162HKMOLQFRL/0411LDVV（3）求操作线方程精馏段操作线方程1NY2740516429801NNDNXXRXM83365387MWWVWL7232用图解法求理论板数NTYX图3梯级法求理论板数总理论板数N23（包括塔釜）。其中精馏段为117，提馏段为113（包括塔釜），T第12块板为进料板。233实际塔板数NP由EN/N得0TP精馏段实际塔板数N117/06195,取201P提馏段实际塔板数N113/06188,取19（包括塔釜）2故总的实际塔板数NNN39（包括塔釜）P12P24精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算241操作压力MP塔顶操作压力1013254105325DPKPA8每层塔板压降07PKPA进料板压力N1053252007119325DF1PKPA塔底操作压力W6532703250KM19精馏段平均压力PAP219提馏段压力242操作温度根据苯甲苯的TXY数据，采用内差法求取塔顶、进料层温度塔顶温度CTD1480进料板温度9554CF塔底温度TW5精馏段平均温度CMT2DFT847591480提馏段平均温度C02132W243平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量计算,查平衡曲线，得9801DXY由94301XKG/KMO1DVBAMYKG/KMOL51LX进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得，查平衡曲线，得5870FY360FX/9812571KMOLGMVM36FL9塔底平均摩尔质量计算由,查平衡曲线。得0223XW0523YG/KMOL921031780LWMMV65精馏段平均摩尔质量KOLGVM/02812931478ML6提馏段平均摩尔质量KOLGMVM/98720983L517244平均密度计算2441气相平均密度计算。由理想气体状态方程，即精馏段31/0152738431MKGRMMVV提馏段32/152730314895KGVM2442液相平均密度计算。液相平均密度依下式计算LBALM1表3苯和甲苯的液相密度/3MKG温度8090100110120A苯8158039792578037689B甲苯81080027903780377010利用上表数据内差求取塔顶,1480CTD33/980,/8MKGKGBALDM/14,21490LDM33/79,/57,549KGKGTBAF进料进料板液相的质量分率32901360178360AA3/75,94521MKGLFMLFM33/8,/67,50MKGCTBAW塔底3/79,890421KGLWMLM精馏段液相平均密度为31/28052671MKGLFDLM提馏段液相平均密度为32/795KWLFL245液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算NIILMX1表4液体表面张力/MN温度8090100110120A苯21,272006188517661649B甲苯2169205919941841173111塔顶内差法求得，,1480CTDMNMNBA/6721,/251LDM/5980980TBAF/3,/3,59同理求得，进料MNLFM/921616MNCTBAW/8/017,01，求得，塔底LW/368022精馏段液相平均表面张力为MNMFDLM/592151提馏段液相平均表面张力为WFL体平均粘度计算计算公式为IIMXLGL表5液体粘度SAM温度8090100110120A苯03080279025502330215B甲苯032110286026402640228SMPSPCTABAAD/310,/307,1480内差法求得塔顶310LG987LG98LGLDMSALDM/解得MPSPCTBAAF240,/260,549内差法求得进料板2740LG361LG3LGFM12SMPALFM/2710解得SMPSPCTABAAW/2530,/230,5同理求得塔底LG1LGLGLWMSMPALWM/230解得精馏段液相平均黏度为SMPAFMDM/2890713021提馏段液相平均黏度为SAMWFM/65225精馏塔的塔体工艺尺寸计算251塔径的初步设计首先精馏塔的气液相负荷HKMOLHKOLRDL/274/2734162LV/0461061KLFQ/58HKMOLV/41精馏段的汽液相体积流率为SMVVMS/53036281011MLS/974311提馏段的气液相体积流率为SMVMS/42105369873032213SMMLMS/0287360589360322可由史密斯关联图查出式中CCUUVL,806MAX图4史密斯关联图表6塔径与板间距的关系塔径，TDM03050508081616242440H,板间距200300250350300450450600400600精馏段，横坐标数值04683285604531121VLS取板间距MHMHMHLLTH,7,450则板上液层高度查图可知0764259062,76020LC14M/S243103857640MAXVLCU取安全系数07，则空塔系数为SU/8721MAX1MVDS14043511圆整，2211785,0DAMT横截面积则空塔气速为SMVUTS/0785431提馏段，横坐标数值09543604212121VLS取板间距MHMHMHLLT38H,7,450则板上液层高度查图可知0752149062,76020LCM/S53782MAXVLU取安全系数07，则空塔系数为SU/7801270MAX2MVDS5432圆整，2222780,01DAMT横截面积则空塔气速为15SMAVUTS/5360784212252精馏塔有效塔高度的计算精馏段有效高度为5840121THNZ）（精精提馏段有效高度为M9）（提提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Z451780580提精26塔板工艺尺寸的计算261溢流装置2611堰长（单溢流）LMDW6501650取图5液流收缩系数计算图出口堰高本设计采用平直堰，堰上高度按下式计算OWH1,1084232取近似ELHOW16精馏段，取板上液层高度M0166503108422OWHMHL07HOWL05947提馏段，取板上液层高度M01650283108423OWHMHL07HOWLW052372612弓形降液管的宽度和横截面图6弓形降液管的参数,则可知1309,6501DFDWADLTW，得，查图MMDF130,7850验算降液管内停留时间精馏段SLHASTF472013571提馏段17SLHASTF3610284572停留时间都大于5S，故降液管可用。2613降液管底隙高度精馏段取降液管底隙的流速MULLHSMUOWSO025865013,/081则提馏段取降液管底隙的流速ULHSUOWSOO054860,/082则故满足要求。,20,MHO27塔板布置及浮阀数目与排列271塔板分布本设计塔径D10M，故采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。表7塔径与塔板分块数的关系塔径/MM8001200140016001800200022002400塔板分块数3456由表知，塔板分为三块。272浮阀数目与排列2721精馏段取阀孔动能因子为则孔速1U,2OOFSMUVO/8960311每层塔板上浮阀数目为（本设计使用型重型阀，）DO0318块56890378544212OSUDVN为了尽量减小液体夹带入降液管的气泡量，取破沫区宽度，根据的MWS08OH大小，边缘区宽度取计算塔板上的鼓泡区面积,即MWS060470,此设计为分块式塔板，浮阀排列方式429ARCIN18222RXAA2采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心,距，则排间距MT075，考虑到采用分块式塔板，而各分块的支撑与焊MNTTA207564接要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距因小于计算值，故取。以等T10腰三角形方式作图，排得阀数54块。按N54块重新核算孔速及阀孔动能因数SMNDVUOSO/037549042211111VF阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内，塔板开孔率21803751OU2722提馏段取阀孔动能因子则,12OFSMFUVOO/65432每层塔板上浮阀数目为块8609785422OSUDVN按T75MM,估算排间距，取，求得阀数MATTA164T10为54块，再按54块重新核算孔速及阀孔动能系数SNDVUOSO/53640924229122VF19阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内，塔板开孔率21853602OU第三章浮阀塔板的流体力学验算31气相通过浮阀塔板的压降可通过计算。HHLCP311精馏段干板阻力SMUVOC/72503178258251GUHLOCO051893434,2111板上充气液层阻力取MHL3075,5011液体表面张力所造成的阻力DGHOL203982541柱高度为与单板的压降相当的液MHHLOCP08627111APPG98056312提馏段干板阻力20SMUVOC/2543178258251GUHULOCO0528973634,2222故板上充气液层阻力取MHL305,5022液体表面张力所造成的阻力DGHOL25039871442柱高度为与单板的压降相当的液MHHLOCP087255222APPG61978032淹塔为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度DLPDWTDHHHH即,321精馏段单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度MHP0861液体通过液体降液管的压头损失（无进口堰）HLHOWSD980256350153021板上液层高度MHMDL1678,71,0594450,50HWT，已选定取254701T21求。所以符合防止淹塔的要可知,11WTDHH322提馏段单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度MHP0872液体通过液体降液管的压头损失（无进口堰）HLHOWSD905461301530222板上液层高度MHMDL18787,72,053450,50HWT，已选定取T25042则求。所以符合防止淹塔的要可知,22WTDH33物沫夹带331精馏段液体板上流经长度MWDZDL7401320板上液流面积267852AFTB查物性常数K10，泛点负荷系数图FC泛点率37510640128733805431F对于一般的大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80，由以上计算可知，物沫夹带能够满足。气）的要求液KGEV/022332提馏段129001FCK，泛点负荷系数图取物性常数泛点率43764012978357842F由计算可知，符合要求。34塔板负荷性能图341物沫夹带线泛点率BFLSVLSAKCZ361据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80计算3411精馏段086401287305SSLV整理得0066SS9,610LS即SVLS值算出任取两个直线，即在操作范围内由上式知物沫夹带线为3412提馏段640129735780SSV整理得SS8,641726LLS即表8物沫夹带线上的气、液体积流量/3MS0002100025精馏段V1038103223/3SML000300035提馏段V09370929342液泛线DLICDLPWTHHHH由此确定液泛线，忽略式中H360184215302345322WSWOOWSLOVWTLEHLGUHH而2OSDU3421精馏段650311084259012560153892540378247321SSSLLV整理得3212121476SSSL即3214537SSSV3422提馏段6503110842530154601589208432242SSSLLV整理得32227191SSSL即222541345860SSSLV表9液泛线上的气、液体积流量/31MLS00009000200040006精馏段3VS0787075906390798提馏段/32S0000900020004000624/32SMVS0738071706860657343液相负荷上限线液体在降液管中的最大流量应保证液体在降液管中的停留时间不低于35S即液体降液管内停留时间，以5S作为液体在降液管内停留时间的下限，则SLHASTF53SMTFS/0645073MAX344漏液线对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则5OFOSUDV24精馏段SMVS/185034039432MIN1提馏段S/7532IN2345液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线与为与06OWH气相流量无关的竖直线。0630184232MINWSLLESMLE/516,0332MINS则35绘制塔板负荷性能图由以上15作出塔板负荷性能图如下25图7精馏段塔板负荷性能图图8提馏段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出在任务规定的气、液负荷下的操作点A（设计点）处在适宜操作区的适中位置；塔板的气相负荷上限受液泛控制，操作下限由漏液控制；按固定的气液比，由图可查出塔板的气相负荷上限气/820/3503MAXSMSVS相负荷下限。/170/8533MINSMSVS所以精馏段操作弹性；提馏段操作弹性4794108236浮阀塔工艺设计计算结果汇总26表10浮阀塔工艺设计计算结果汇总表10计算数据项目符号单位精馏段提馏段备注塔径DM1010板间距TH045045塔板类型单溢流弓形降液管空塔气速US/05770536分块式塔板堰长WLM065065堰高H0059400523板上液层高度007007降液管底隙高O00250054等腰三角形叉排浮阀数N5454阀孔气速OUSM/703653同一横排孔心距浮阀动能因子F12241229临界阀孔气速OCS/572525相邻横排中心距离孔心距TM00750075排间距01120112单板压降PPA67866716停留时间24471136清夜层高度DHM0156158泛点率F3537374气相负荷上限AXSVS/308350820液泛控制气相负荷下限MIN01850171漏液控制27第四章塔附件设计41接管表11接管的规格公称直径DN不保温设备接管长保温设备接管长使用公称压力（）MPA1580130420501001501670350167050015020010（1）进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、型进料管，本设计采用直管T进料管，管径计算结果如下SMMFVKGSUDLS/0136795308246,/,/1,4S3所以取，尺寸选取查参考教材常用的推荐38,0326143M则管内径为32MM,管长为150MM,材料为Q345R（2）回流管采用直管回流管，取MUVDSURSRR3206143,/61同样查得应取尺寸,管长为150MM,材料为Q345RM2,38则管内径（3）塔釜出料管SMWVWSW/08779360143直管出料，取,/61MUW28MUVDSW32606143874查表取，管长为150MM,材料为Q345RM2,38则管内径（4）塔顶蒸汽出料管直管出气，取气速U20M/S,MUVDS1902143421。MD,318，管长为则取内径查表取（5）塔釜进气管采用直管，取气速U20M/S,MUVDS41302143842。，管长为则取内径查表取5M9D,325（6）法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，采用相应法兰。进料管接管法兰501326HGDNP回流管接管法兰塔釜出料管法兰塔顶蒸汽管法兰5016HGDNP塔釜蒸汽进气法兰242筒体与封头（1）筒体取焊缝系数操作压力0101170,10,81,90应力公称直径腐蚀裕量MDMC液相平均密,4801,CPAMPA温度由上面的计算知在泡点则设计压力29度，则液柱产生的静压力M4517,/28053塔高KGG，则计算压力，壁AH3809AC2480130厚，圆整壁厚选3MM,所用材质M6528170924512051CDC为16。NR（2）封头表12封头的部分选型标准公称直径曲面高度直边高度壁厚S内表面积F容积V质量G31160151274443675462665557648887412598351010121016297212121171414137161615740181817810002505020201240170203封头分为椭圆形封头，蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径2116,25,250,10MFMHMHMDO封内表面积直边高度查得曲面高度。1453JBDNV选用封头容积封3043除沫器本设计采用上装式不锈钢丝网除沫器，优点比表面积大、质量轻、空隙大且使用方便。设计气速选取，107,系数VLU除沫器直径。SMU/74103285170MUVDS03174134类型标准型，材料不锈钢丝（），规格DN3005200,厚度取19NIOCR125MM。44裙座本设计采用筒形裙座，由于裙座内径大于800MM,故取壁厚16MM,基础环内经MDBI273106210基础环外经O圆整,8480MDBOBI蚀裕量取基础环厚度，考虑到腐材料钢号Q235A,钢板标准选用GB3274，考虑再沸器，裙座高度取22M,地脚螺栓直径取M22。45吊柱查相关资料分析吊柱标准选用HG5137380，起吊质量选,15因此需设吊柱MH500KG。46人孔（1）人孔主要由筒节、法兰、盖板和手柄组成标记为HG2151595。（2）人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定，本设计中共39块板，需设4个人孔。人孔直径取450MM，其中人孔处塔板间距为600MM。（3）人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。3147塔总体高度的设计1塔的顶部空间高度塔内最上层（除沫器）与塔顶的间距，由于。MHMHTT1906031,450间高度为此设计中取塔的顶部空（2）塔的底部空间高度塔内最下层到塔底间距,考虑到釜液停留时间取5MIN）和再沸器安装高度，此间距取15MH642517302519,有效封裙顶底32第五章附属设备设计51冷凝器的选择511热负荷CQ表13液体汽化热/KGJR温度CT/8090100110120苯39413869379337153632R甲苯37993738367636123546利用内差法查上表得苯的气化潜热为3940，甲苯的气化潜热为KGJ/,则平均气化潜热为KGJ/8379MOLMRXI/06139287901783940KWVQC52661512冷凝水用量CKGJCC/18445,30，水的比热容为出口温度未取冷却水的进口温度为SKGQQPCM/3018922则513总传热系数查表知当管程内走冷却水，壳程内走有机物蒸汽时，CMWKK2/60,163582本设计取33514泡点回流时的平均温差MTCLNTTLNTM2451480321515换热面积A26042601953MTKQMC依上述数据查资料知应选用固定管板式换热器,公称直径400MM，管程数为2，管子根数为94，换热长度为3000MM,换热面积为214。2516初选换热器规格立式固定管板式的规格如下公称直径400MMD公程换热面积为A2142M管程数为2PN管数N94管长L30M管子直径M52管子排列方式正三角形换热器的实际换热面积，该换2401302514390LDNAOO热器所要求的总传热系数CMWTQKMO2/7825逆517核算总传热系数OK34表14在定性温度下，苯和井水物性数据5171计算管程对流传热系数ISMQMIVI/083919/38/2220148754DNNAIPISQUIVI/6014839湍流）106329572IEIDR5462701143IPRIUCPCMWRDREII2408408/392023故5172计算壳程对流传热系数O因为立式管壳式换热器，壳程走苯蒸汽，冷凝离开换热器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式O41321TLRGO60度为，则冷凝液膜的平均温现假设管外壁温CTWCTWS07614805CMWTLRGO2413324132/9537915173确定污垢热阻物性温度C/密度/3/MKG黏度/SPA比热容/CKGJ/导热系数苯80148148030710940148井水3751993106904174062735井水）有机液体），/102/10722424WCMRWCMRSISO5174总传热系数OKIOIOSMOWSOODDB205310254021708500010400001720000062000002500000402000193，所选换热器的安全系数,/2578/2518CMWCMKO，表明该换热器的传热面积裕度符合要求。391075175核算壁温与冷凝液流型核算壁温时，一般忽略管壁热阻，按以下近似计算公式计算023157072951481WWSIIWSOWTTRTTT。与假设相符，可以接受,2450CTW核算流型冷凝负荷/129405138SMKGBQMM符合公式使用前提。70294RE518计算压强降5181计算管程压降壳程数）管程数，结垢校正系数，SPT21NFNPSPTI于是而则取碳钢管壁的粗糙度为,2013,05/,0EIRDM68E682336PAUDLPI63257019302321I462对124152SPTNFM，且的管子有PAPSTI3124796325182计算壳程压力降壳程走蒸汽，可忽略压降，由此可知，所选换热器是合适的。52再沸器的选择521热负荷BQKGJRKGJRCTW9360,/13714,501甲苯苯得同理查表塔底温度KMOLJMRXI/324120802KWRVQB65324136522加热蒸汽用量MLQ本设计采用绝压为350KGJCTKPA/3215R,813,汽化热温度为SKGQSGRQQMLBML/28060,/260315的热损失，考虑到523平均温差CTTTWM3285018337524换热系数同理取K600CMW2/525换热面积A，考虑到10的热损失231928605MTKQAMB，查知应选用釜式再沸器，管程数为4，管子25691数为106，长度为45000MM，换热面积为366。526初选换热器的规格格为TNML计算总传统热系数管长,54,25104354025136LDANOPT传热管按正三角形排列，传热管排列是一个正六边形，排在正六边形内的传热管数为AT若设B为正六边形对角线的传热管数目，A为正六边形的边长B2A1,算出A6,B13M32,51取管心距ODTMBTD3841321SUV/756050MAX管程水气化体积流量SMRQQVBVS/4105392610103382MAXIN07541MUQAVS）堰DMDB807,3842IN，查表可得壳体直径）和堰527传热系数的校核壁温取160，凝液膜的平均温度为（160283/2）14585CC壳程流体在14585下的有关物性数据汽化热KGJRB/423蒸汽导热系数KMWV0蒸气密度3/875K蒸汽黏度SPAV26液相密度3/9MKGL管程流体在11050下的物性数据C气化潜热JR/21凝液密度3879KGI凝液黏度SMPAUI50凝液导热系数/24KWI凝液定压比热容CKGJCPI671气相密度3/5MV5271管内表面传热系数01LG/0814278522SMKG1LL/00221SKGV39/4102785034122SMKGGV/2SK/637054897250SKGEVLL36121RIUGD9274005PR33IPCI4,105RE10所以由下式计算由于/2540913076213PR3233KMWDII5272沸腾状态的确定管内外污垢热阻有机液体）井水），/1072/1022424CMRWCMRSISOOSIOSIODBDK235460125107225404769/2WKMCAQT21453609沸腾侧传热温度差T2831422140808217CRP核状沸腾状态。查图得临界温差,35CTCT5273管外核状沸腾表面传热系数2/01612MKGFPAPC40/762051387410562HMKCALAQP149027006RRRPCOPPA0528152845823105170706905161073800074016822847/2CHMKCAL4475KW5274总传热系数KMOSIOSIODBRD175412560125071254044/6KMW5275传热面积裕度H254308125AC94306传热面积裕度5276热流密度计算147053816LDAB之值。）度（值，查图知临界热流密根据热通量CAQ/