化工填料塔课程设计

前言本题目数据来自某石油炼厂的催化重整，重整产生的芳烃有苯、甲苯和二甲苯等，经精馏分离得到各种芳烃，苯甲苯精馏是其中精馏分离过程的重要一步在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安装填料压板，以防被上升气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。气体从塔底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体分布装置）分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。当液体沿填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分，上层填料流下的液体经液体收集器收集后，送到液体再分布器，经重新分布后喷淋到下层填料上。 填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。填料塔也有一些不足之处，如填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，使传质效率降低；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料；对侧线进料和出料等复杂精馏不太适合等。但近年来又倾向于认为在一定塔径范围内，采用新型高效填料（如鲍尔环或鞍型填料）可以得到很好的经济效果。总之根据不同的具体情况（特别是在小直径塔，或压降有一定限制，或有腐蚀情况时） ，填料塔还是具有很多适用的。本次课程设计就是针对苯-甲苯系而进行的常压二元填料精馏塔的设计及相关设备选型苯-甲苯最新分离工艺苯、甲苯、是重要的石油化工原料。可由芳烃联合装置生产得到，经过石脑油加氢、连续重整、芳烃抽提、歧化(含苯甲苯分馏)、异构化、吸附分离、二甲苯分馏等装置组成。经芳烃抽提得到的芳烃混合物和歧化汽提塔塔釜液混合后进行苯甲苯分馏，最终得到产品，因此，苯甲苯分馏是芳烃联合装置的重要组成部分。同时，发展绿色经济、倡导低碳生活已逐渐成为世界 发展新趋势。工信部制定的工业节能“十二五”规划已对芳烃联合装置节能提出了具体要求:“优化操作流程，实现蒸汽能级的合理利用。通过降低加热炉有效负荷、提高加热炉热效率等措施，降低加热炉燃料消耗量。推广新型高效催化剂(吸附剂)，提高装置能源利用效率和经济效益。 ”现工业装置的苯甲苯分离工艺通过苯、甲苯塔的热集成精馏已经实现了节能降耗，但甲苯塔顶冷凝潜热仍有富余，没有充分利用，对此部分热能的利用，已经引起生产企业的重视，并提出了一些改进工艺，但还存在一些问题。针对这些情况，有人提出了苯甲苯分离节能新工艺，充分回收了甲苯塔顶多余冷凝潜热，同时避免了现有改进工艺中存在的不足，以期为苯甲苯分离装置的进一步节能降耗提供依据和借鉴。可以将甲苯塔顶多余热量用于产生热水、副产低压蒸汽等，以回收此部分能量，较好地实现能量回收，但仍存在一些问题:(1)热水或低压蒸汽的去向。对于热水，若用于芳烃联合装置，主要用于采暖、伴热，能量的利用程度受季节性影响较大，需要跟踪调节，否则，会引起分离装置的波动;若和其他的炼油装置联合，也有装置操作的不同步性问题;对于低压蒸汽，由于蒸汽等级较低，很难进行回收利用。(2)采用水换热也存在一定的隐患。水的引入，会出现水进入油系统的可能，泄漏的水随着甲苯一块采出，在芳烃联合装置中，甲苯往往是循环至歧化装置，歧化催化剂对进料中的水含量有较高的要求(104)，过高的水含量会损坏催化剂。苯甲苯分离节能新工艺是苯甲苯分离节能新工艺丁海兵提出的。苯甲苯塔双效热集成节能新工艺可以较好地回收甲苯塔塔顶多余的热量，同时避免上述问题的出现。多效精馏的原理与多效蒸发相似，是通过扩展工艺流程降低精馏操作能耗的一种途径，利用多塔代替单塔，即精馏系统由不同操作压力的精馏塔组成，利用压力高的塔顶蒸汽依次作为相邻压力低的塔的再沸器热源，塔顶蒸汽的冷凝热被精馏系统自身回收利用，因而节约了精馏的能耗。由于多效精馏可以较好地实现节能效果，其应用已日趋广泛。理论上，塔数目越多越能充分利用各塔之间的能量，节能效果也越好，但设备投资也相应增加。同时，由于传热需要一定的温差，由此产生的塔的操作压力会急剧增大。对于芳烃分离过程，塔釜温度过高，容易造成物料的焦质化。因此，甲苯塔采用双效热集成的精馏工艺较为合理。苯甲苯分离双效热集成节能工艺既考虑了苯塔、甲苯塔之间的热集成，又考虑了甲苯塔的双效热集成精馏。甲苯精馏采用双效热集成精馏节能工艺，能量匹配合理，充分回收利用了甲苯塔顶的冷凝热。苯-甲苯分离节能新工艺丁海兵第一章 流程确定和说明1.1 加料方式的确定加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。如果采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本设计采用高位槽进料。1.2 进料状况的确定进料状况五种，一般有冷液进料和泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，节省加热费用。但冷液进料受环境影响较大，对于沈阳地区来说，存在较大温差，冷液进料会增加塔底蒸汽上升量，增加建筑费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便，而其他进料方式对设备的要求较高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。1.3 冷凝方式的确定塔顶冷凝采用全冷凝器，塔顶出来的气体温度不高，用水冷凝，且容易冷凝，故用全冷凝器符合要求。1.4 回流方式的确定回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为小型塔，故采用重力回流。1.5 加热方式的确定加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔内，有省略装置作用，但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次分离苯-甲苯混合液，采用间接蒸汽加热。1.6 再沸器的确定再沸器的形式选用立式再沸器，在相同传热面积下，此种再沸器的体积小，节省费用，此外，蒸发釜的物料始终维持恒定的压力，传热情况稳定，在塔釜和蒸发釜以及相接管道内的温差小，可以减少物料的停留时间，避免长期受热。第二章 精馏塔设计计算2.1 操作条件及基础数据2.1.1 操作压力精馏操作按操作压力可分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大，当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，对分离有利。但当压力太低时，对设备要求太高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏苯-甲苯系统设计采用常压精馏。2.1.2 回流比通常 ，本设计取min)0.21.RR（min3.1R2.1.3 气液平衡关系与平衡数据常压下苯甲苯的气液平衡数据温度 t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.56 0.00 0.00109.91 1.00 2.50108.79 3.00 7.11107.61 5.00 11.2105.05 10.0 20.8102.79 15.0 29.4100.75 20.0 37.298.84 25.0 44.297.13 30.0 50.795.58 35.0 56.694.09 40.0 61.992.69 45.0 66.791.40 50.0 71.390.11 55.0 75.587.63 65.0 82.586.52 70.0 85.785.44 75.0 88.584.40 80.0 91.283.33 85.0 93.682.25 90.0 95.981.11 95.0 98.080.66 97.0 98.880.21 99.0 99.6180.01 100.0 100.0化工原理下册（第二版）夏清、贾邵义主编808590951001051100 20 40 60 80 100常压下苯-甲苯混合液 t-x-y 图 2.2 精馏塔工艺计算2.2.1 物料衡算1 物料衡算图该填料精馏塔的物料衡算如图所示。原料流量， ；Fkmol/h馏出液流量， ；D塔釜液流量， ；Wl/原料中易挥发组分的摩尔分数；Fx馏出液中易挥发组分的摩尔分数；D釜液中易挥发组分的摩尔分数。W化工原理课程设计（第二版）王国胜主编VD,xDVLQBW,xWL,xDQcF,xF物料衡算图2 物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 =78.11Kg/kmolAM甲苯的摩尔质量 =92.14Kg/kmolB已知: , 质量分数： , , t/a60F%43Fx96Dx%1Wx所以：kg/h3.8kg/h24306 3F由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。进料液的摩尔分数同理可求得： 4708.1.92.4301.784301 甲 苯苯 苯 MxxFF化工原理实验书塔顶馏出液的摩尔组成：965.014.2.9601.7896.0Dx塔釜残液的摩尔组成：0.14.92.01.78/0.Wx原料液的平均摩尔质量： 甲 苯苯 MxxMFF 14.92.708-1.78.40kg/mol5塔顶产品的的平均相对分子质量：kg/mol58.796.014.926.0178）（D塔釜产品的平均相对分子质量：l/.2. ）（WM原料液； kmol/h4975.83F总物料： D易挥发组分： WDFxx代入数据解得： kmol/h56.084塔顶产品质量流量：/g81.39.48.7DM塔釜产品质量流量：h/k024.65.09.1 W3 各重要控制温度设塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：， ， ，LDtVWtF气液平衡图，用内插法解得塔顶： 82.02.81.096.01478. LDLDtt 4.3.-5.9. VVtt、塔釜： 9.106.1.0.08.2WWtt。进料： 7.2.95237.49.FFtt精馏段平均温度： 05.81.4081 VDtt提馏段平均温度： 3.27.12FttW4 相对挥发度的计算Antoine方程 CTBAPlg式中: 在温度T 时的饱和蒸汽压 mmHg；T温度 ,；A、B、CAntoine 常数Antoine 常数名称 A B C甲苯 16.0137 3096.52 -53.67苯 15.9008 2788.51 -52.36P1=1134.80 mmHg P2=458.34 mmHg =2.47 5 求最小回流比及操作回流比化工原理课程设计王国胜第二版此处使用解析法确定操作状态下的回流比。由于是泡点进料（ ） ，1qFqx所以最小回流比 34.14708.1)965(.24708.9651.21)(min ）qDqxR操作状态下的回流比.34.83.min6 精馏段的