苯與甲苯混合液浮閥精餾塔項(xiàng)目設(shè)計(jì)方案

1 苯 與 甲苯混合液浮閥精餾塔 項(xiàng)目 設(shè)計(jì) 方案 第一章 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 計(jì)題目：分離苯 甲苯混合液的浮閥板式精餾塔工藝設(shè)計(jì) 始數(shù)據(jù)及條件 （ 1）生產(chǎn)能力：年處理量苯 工率 300天 /年） （ 2）原 料：苯的含量為 35%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）飽和液體進(jìn)料 （ 3）分離要求：塔頂餾出液中苯含量不低于 底釜液中苯含量不高于 （ 4）操作壓力：常壓 塔頂表壓 4 5）回流比： R=(設(shè)計(jì)者自選 （ 6）塔頂采用全凝器泡點(diǎn)回流 （ 7）塔釜采用間接飽和水蒸氣加熱 （ 8） 全塔效率為 計(jì)內(nèi)容 （一）工藝設(shè)計(jì) 1、選擇工藝流程，要求畫出工藝流程 2、精餾工藝計(jì)算 （ 1）物料衡算確定各物料流量和組成； （ 2）經(jīng)濟(jì)核算確定適宜的回流比； （ 3）精餾塔實(shí)際塔板數(shù)。 用適宜回流比通過逐板計(jì)算，得到全塔理論塔板數(shù)以及精餾段和提餾段各自的理論塔 2 板數(shù)。然后根據(jù)全塔效率求得全塔、精餾段、提餾段的實(shí)際塔板數(shù)，確定加料板的位置 。 （二）精餾塔設(shè)備設(shè)計(jì) 1、塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)的設(shè)計(jì)計(jì)算 2、塔內(nèi)流體力學(xué)性能的設(shè)計(jì)計(jì)算； 3、繪制塔板負(fù)荷性能圖。畫出精餾段和提餾段某塊的負(fù)荷性能圖 計(jì)要求 1、設(shè)計(jì)程序簡練清楚，結(jié)果準(zhǔn)確并有匯總表。 計(jì)時(shí)間：二周 注意事項(xiàng)： 1、 寫出詳細(xì)計(jì)算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源； 2、 每項(xiàng)設(shè)計(jì)結(jié)束后，列出計(jì)算結(jié)果明細(xì)表 3、 圖、表分別按順序編號 4、 按規(guī)定的時(shí)間進(jìn)行設(shè)計(jì)，并按時(shí)完成任務(wù) 3 4 第二章 塔板的工藝設(shè)計(jì) 計(jì)方案的確定及工藝流程的說明 擬設(shè)計(jì)一臺 年處理苯甲 苯混合液 噸 (開工率 300 天 /年 )的浮閥精餾塔，要求 塔頂餾出液中苯含量不低于 塔底釜液中含苯量不高于 先設(shè)計(jì)苯 泵送入精餾塔；塔頂上升蒸汽采用冷凝器冷凝后部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品冷卻后送至貯槽；塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。操作壓力為常壓 101.3 取泡點(diǎn)進(jìn)料。 圖 1 精餾流程工藝圖 塔物料衡算 表 1 苯和甲苯的物理性質(zhì) 項(xiàng) 目 分子式 分子量 沸點(diǎn) C/ 臨界溫度 苯 66苯 875 料、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 3 5 ) / 9 2 . 1 . 3 5 / 7 8 . 1 1 0 . 3 5 / 7 8 . 1 1X F 10 . 9 9 8 / 7 8 . 1 10 . 9 9 8 / 7 8 . 1X D ） X 均摩爾質(zhì)量 ： k m o 料衡算 ： hk m 6924300 7102. 7 hk m o hk m o 板數(shù)的確定 定理論塔板數(shù) 平衡圖的繪制 。 表 2 苯和甲苯物系在總壓為 y）關(guān)系 溫度 4 88 92 96 100 104 108 110.6 x 1 y 1 6 圖 2 苯和甲苯的汽 、液平衡數(shù)據(jù) 用 并選取 R （ 1）本設(shè)計(jì)的進(jìn)料狀態(tài)選取的是泡點(diǎn)進(jìn)料，即 q=1, 作圖得 x- 取操作回流比 R= 2） 求精餾塔的氣液相負(fù)荷 )/(5 3 hk m o )/(1()1( hk m o （ 3）求操作線方程： 精餾段操作線方程： 1 1= 0 0 0 圖解法求理論板數(shù) y x 圖 3 梯級法求理論板數(shù) 總理論板數(shù) 23（包括塔釜）。其中精餾段為 餾段為 括塔釜），第12塊板為進(jìn)料板。 際塔板數(shù) 由 T /： 精餾段實(shí)際塔板數(shù) 20 提餾段實(shí)際塔板數(shù) 19（包括塔釜） 故總的實(shí)際塔板數(shù) 2P=39（ 包括塔釜） 餾塔操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 作壓力P = 8 每層塔板壓降 P =進(jìn)料板壓力 += P P 0塔底操作壓力 k p k p 精餾段平均壓力 k p 提餾段壓力 作溫度 根據(jù)苯 的 據(jù)，采用內(nèi)差法求取塔頂、進(jìn)料層溫度 塔頂溫度 進(jìn)料板溫度 底溫度 DF = 餾段平均溫度：32 02 WF 平均摩爾質(zhì)量 塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算： 查平衡曲線，得 x (1M 11 kg/k 1( 11 m kg/k 料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算： 由圖解理論板，得 y ，查平衡曲線，得 x )/( k m o V m )/( k m o L m 9 塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算： 由 xx w,查平衡曲線。得 k m o l 9 2 . 1 09 2 . 1 30 . 0 0 2 )-(17 8 . 1 10 . 0 0 2 m k m o v w m / 0 精餾段平均摩爾質(zhì)量： k m o k m o 提餾段平均摩爾質(zhì)量： k m o k m o 均密度計(jì)算： 相平均密度計(jì)算。 由理想氣體狀態(tài)方程，即： 精餾段： 31 / 1 2 提餾段： 32 / 3(3 1 5 液相平均密度依下式計(jì)算： 1 += 表 3 苯和甲苯的液相密度 )/( 3 溫度 80 90 100 110 120 A苯 815 甲苯 810 70 10 利用上表數(shù)據(jù)內(nèi)差求?。?塔頂 ： , 3 /A 3L D M/ M 33 / 4,/ 7, 進(jìn)料： 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率： 3 2 6 3/ 5, 46 7 73 2 M 33 / 9,/ 4, 0 塔底： 3/ M 精餾段液相平均密度為： 31 /142 提餾段液相平均密度為： 32 /952 體平均表面張力計(jì)算： 液相平均表面張力依下式計(jì)算： ni 表 4 液體表面張力 )/( 溫度 80 90 100 110 120 A 苯 21,27 甲苯 11 塔頂： , 差法求得， A / M / 9 同理求得，進(jìn)料： M / 6 0 ，求得，塔底： M / 精 餾段液相平均表面張力為： 提餾段液相平均表面張力為： 體平均粘度計(jì)算 . 計(jì)算公式為： x 液體粘度 )( 溫度 80 90 100 110 120 A 苯 甲苯 內(nèi)差法求得塔頂 )3 1 g()9 9 3 0 g(9 9 L D M /解得 內(nèi)差法求得：進(jìn)料板： )g()g( 12 解得 2 5 2 3 0 同理求得塔底： )2 5 g ()0 0 2 3 g (0 0 L W M /解得 精餾段液相平均黏度為： 提餾段液相平均黏度為： 餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 徑的初步設(shè)計(jì) 首先精餾塔的氣液相負(fù)荷 hk m o m o hk m l m o 1( hk m o hk m o ( 精餾段的汽液相體積流率為： 0 0 0 0 3111 0 0 1 53 6 0 0 0 0 3111 提餾段的氣液相體積流率為： 0 0 0 0 3222 13 0 0 2 0 0 0 0 3222 可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出式中 ,)m a xm a x 圖 4 史密斯關(guān)聯(lián)圖 表 6 塔徑與板間距的關(guān)系 塔徑m ,板間距 20050005000餾段， 橫坐標(biāo)數(shù)值： ( 21211111 取板間距： 則板上液層高度 查圖可知 : 0 0(,2020 14 m/a x 取安全系數(shù) 空塔系數(shù)為： 8 7 m a s 圓整： 2211 .1 橫截面積 ， 則空塔氣速為： 5 提餾段，橫坐標(biāo)數(shù)值： ( 21212222 取板間距： 則板上液層高度 查圖可知 : 0 0(,2020 m / a x 取安全系數(shù) 空塔系數(shù)為： m a s 圓整： 2222 .1 橫截面積 ， 則空塔氣速為： 15 5 餾塔有效塔高度的計(jì)算 精餾段有效高度為： 20(1 （ 精精提餾段有效高度為： 19(1 （ 提提在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為 精餾塔的有效高度為： 提精 板工藝尺寸的計(jì)算 流裝置 長 l （單溢流） w 取 圖 5 液流收縮系數(shù)計(jì)算圖 出口堰高：本設(shè)計(jì)采用平直堰，堰上高度 下式計(jì)算： 1,)(1000 2 取近似 16 精餾段： 0 0 1 0 0(11 0 0 2 取板上液層高度 5 9 0 提餾段： 7 0 2 0 0(11 0 0 2 取板上液層高度 形降液管的寬度和橫截面 圖 6 弓形降液管的參數(shù) 得，查圖,則可知： 3 7 0 驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間： 精餾段： 提餾段： 17 2 0 停留時(shí)間 都大于 5s，故降液管可用。 液管底隙高度 精餾段：取降液管底隙的流速 0 1 則提餾段：取降液管底隙的流速 則 故滿足要求。,20, 板布置及浮閥數(shù)目與排列 板分布 本設(shè)計(jì)塔徑 D=采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板 。 表 7 塔徑與塔板分塊數(shù)的關(guān)系 塔徑 /00400800200板分塊數(shù) 3 4 5 6 由表知，塔板分為三塊。 閥數(shù)目與排列 餾段：取閥孔動能因子 為：則孔速1u,12 每層塔板上浮閥數(shù)目為：（本設(shè)計(jì)使用 1F 型重型閥， 18 了盡量減小液體夾帶入降液管的氣泡量，取破沫區(qū)寬度 ，根 據(jù)緣區(qū)寬度取 算塔板上的鼓泡區(qū)面積 , 即 cs 22 a =m ,此設(shè)計(jì)為分塊式塔板，浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心 ,距 ，則排間距：，考慮到采用分塊式塔板，而 各 分塊的支撐與焊接要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距因小于計(jì)算值，故取 。以等腰 三角形方式作圖，排得閥數(shù) 54塊。按 N=54塊重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)： 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在 9板開孔率 =%餾段：取閥孔動能因子 則,12oF 每層塔板上浮閥數(shù)目為： t=75算排間距 a ，取 00 ，求得閥數(shù)為 54塊，再按 54塊重新核算孔速及閥孔動能系數(shù)： 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在 9板開孔率 =% 19 第三章 浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 相通過浮閥塔板的壓降 可通過計(jì)算。 餾段 干板阻力： 21211111 板上充氣液層阻力： 取 L 0 3 1 液體表面張力所造成的阻力： 0 0 111 柱高度為與單板的壓降相當(dāng)?shù)囊?： 0 2 50 8 餾段 干板阻力： 22222222 故 20 板上充氣液層阻力： 取 L 0 3 2 液體表面張力所造成的阻力： 222 柱高度為與單板的壓降相當(dāng)?shù)囊?： 8 0 2 塔 為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度： 即),(餾段 單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?液體通過液體降液管的壓頭損失：（無進(jìn)口堰） 0 0 9 2 0 1 5 1 5 2111 板上液層高度： 0 9 ,0 5 9 ，已選定取 2 5 4 5 9 1 wT 求。所以符合防止淹塔的要可知 ,)( 11 21 餾段 單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?液體通過液體降液管的壓頭損失： （無進(jìn)口堰） 0 0 9 5 0 2 5 1 5 2222 板上液層高度： 0 9 ,0 5 2 ，已選定取 5 5 2 2 則 求。所以符合防止淹塔的要可知 ,)( 22 沫夾帶 餾段 液體板上流經(jīng)長 度 ; 板上液流面積： 查物性常數(shù) K=點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖 C 泛點(diǎn)率 %F 對于一般的大塔，為了避免過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過 80%，由以上計(jì)算可知，物沫夾帶能夠滿足 氣）的要求液 ( 餾段 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖取物性常數(shù) 22 泛點(diǎn)率 %F 由計(jì)算可知，符合要求。 板負(fù)荷性能圖 沫夾帶線 泛點(diǎn)率 = 據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率 80%計(jì)算： 餾段 V 整理得： 1 即s 值算出任取兩個(gè)直線，餾段 整理得： . 表 8 物 沫夾帶線上的氣、液體積流量 精餾段 )/( 3 ( 3 餾段 )/(3 ( 3 23 泛線 )(由此確定液泛線，忽略式中h)3600(1000 1()( 3222l 而24 餾段 ： ) 0 0(11 0 0 9 0 2 5 4 整理得： 3212121 即 3212121 516 7 21.0 餾段： ) 0 0(11 0 0 2 0 5 5 整理得： 3222222 即 3222222 5 3 63.0 表 9 液泛線上的氣、液體積流量 精餾段 )/( 31 ( 31 餾段 )/( 32 ( 32 24 相負(fù)荷上限線 液體在降液管中的最大流量應(yīng)保證液體在降液管中的停留時(shí)間不低于 3 3 ，以 =5： 0 0 6 0 3m a x 液線 對于 5 24精餾段： 1 8 32m i 提餾段： 32m i 相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度 006.0限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線與為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 0 0 3 6 0 01 0 0 2m i n 000 5 (,0 332m i 則 制塔板負(fù)荷性能圖 由以上 1 25 圖 7 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 圖 8 提餾段塔板負(fù)荷性能圖 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： 在任務(wù)規(guī)定的氣 、液負(fù)荷 下的操作點(diǎn) A（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜操作區(qū)的適中位置； 塔板的氣相負(fù)荷上限受液泛控制，操作下限由漏液控制； 按固定的氣液比，由圖可查出塔板的氣相負(fù)荷上限 )/8 2 8 3 33m a x s 氣相負(fù)荷下限 )/1 7 1 8 33m i n s 。 所以精餾段操作彈性： ；提餾段操作彈性： 閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總 26 表 10 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表 10 項(xiàng)目 符號 單位 計(jì)算數(shù)據(jù) 備注 精餾段 提餾段 塔徑 D m 板間距 m 塔板類型 單溢流弓形降液管 分塊式塔板 空塔氣速 u 長 m 堰高 m 板上液層高度 m 腰三角形叉排 降液管底隙高 閥數(shù) N 54 54 同一橫排孔心距 閥孔氣速 閥動能因子 鄰橫排中心距離 臨 界閥孔氣速 心距 t m 排間距 t m 單板壓降 停留時(shí)間 清夜層高度 m 58 泛點(diǎn)率 F % 氣相負(fù)荷上限 液泛控制 氣相負(fù)荷下限 液控制 27 第四章 塔附件設(shè)計(jì) 管 表 11 接管的規(guī)格 公稱直徑 保溫設(shè)備接管長 保溫設(shè)備接管長 使用公稱壓力（ 15 80 130 4 2050 100 150 0350 150 200 0500 1）進(jìn)料管 進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、 T 型進(jìn)料管，本設(shè)計(jì)采用 直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算結(jié)果如下： 3 所以取，尺寸選取查參考教材常用的推薦 338,320 3 0 1 則管內(nèi)徑為 32長為 150材料為 2）回流管 采用直管回流管，取 同樣查得應(yīng)取尺寸 38 則管內(nèi)徑 ,管長為 150料為 （ 3）塔釜出料管 0 0 8 93 6 0 0 0 0 3 直管出料，取 ,/6.1 w 28 6 0 0 8 查表取 38 則管內(nèi)徑 ，管長為 150料為 （ 4）塔頂蒸汽出料管 直管出氣，取氣速 u=20m/s, s 1 3018 ，管長為則取內(nèi)徑查表取 。 （ 5）塔釜進(jìn)氣管 采用直管，取氣速 u=20m/s, s 2 。，管長為則取內(nèi)徑查表取 1 5 0 m 25 （ 6）法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，采用相應(yīng)法蘭。 進(jìn)料管接管法蘭： 5010326 回流管接管法蘭： 5010326 塔釜出料管法蘭： 5010326 塔頂蒸汽管法 蘭： 5010106 塔釜蒸汽進(jìn)氣法蘭： 5010206 體與封頭 （ 1）筒體 取 焊 縫 系 數(shù) 1 7 0,1 0 0 0, 應(yīng)力公稱直徑腐蝕裕量 a 溫度由上面的計(jì)算知在泡點(diǎn)則設(shè)計(jì)壓力 液相 29 平均密度 5 3 塔高 ， 則 液 柱 產(chǎn) 生 的 靜 壓 力 ： ，則計(jì)算壓力 2 4 4 0 ，圓整壁厚選 3用材質(zhì)為16 。 （ 2） 封頭 表 12 封頭的部分選型標(biāo)準(zhǔn) 公稱直徑 曲面高度 直邊高度 壁厚 S 內(nèi)表面積 F 容積 V 質(zhì)量 G 1000 250 25 3 4 6 8 0 10 10 2 12 117 14 14 137 16 16 157 18 18 178 50 20 20 03 封頭分為橢圓形封頭，蝶形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑21 5,2 5 0,1 0 0 0 o 封內(nèi)表面積直邊高度查得曲面高度1 1 5 4,41 0 0 選用封頭容積 封 。 30 沫器 本設(shè)計(jì)采用上裝式不銹鋼絲網(wǎng)除沫器，優(yōu)點(diǎn)：比表面積大、質(zhì)量輕、空隙大且使用方便。設(shè)計(jì)氣速選取： 1 系數(shù) ， 除沫器直徑 s 0 3 1 。 類型：標(biāo)準(zhǔn)型，材料：不銹鋼絲（ 1119 ，規(guī)格： 00 5200,厚度取 125 座 本設(shè)計(jì)采用筒形裙座，由于裙座內(nèi)徑大于 800取壁厚 16基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)經(jīng)： )1621 0 0 0( 3 基礎(chǔ)環(huán)外經(jīng)： 3 3 621 0 0 0( 3 圓整： ,18;1 4 0 0;8 0 0 裕量取基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐材料：鋼號 板標(biāo)準(zhǔn)選用 274，考慮再沸器，裙座高度取 腳螺栓直徑取 柱 ,15 因此需設(shè)吊柱 查相關(guān)資料分析：吊柱標(biāo)準(zhǔn)選用 吊質(zhì)量選500 孔 （ 1） 人孔主要由筒節(jié)、法 蘭、蓋板和手柄組成標(biāo)記為： （ 2） 人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定，本設(shè)計(jì)中共 39塊板，需設(shè) 4個(gè)人孔。人孔直徑取 450 中人孔處塔板間距為 600 （ 3）人孔深入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。 31 總體高度的設(shè)計(jì) (1) 塔的頂部空間高度：塔內(nèi)最上層（除沫器）與塔頂?shù)拈g距，由于T 1 1 9 間高度為此設(shè)計(jì)中取塔的頂部空 。 （ 2）塔的底部空間高度：塔內(nèi)最下層到塔底間距 ,考慮到釜液停留時(shí)間 (取 5再沸器安 裝高度，此間距取 有效封裙頂?shù)?. 32 第五章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì) 凝器的選擇 3 液體汽化熱 )/( 溫度 80 90 100 110 1