苯甲苯工藝設(shè)計(jì)

1、引言1.1 塔設(shè)備的分類(lèi)塔設(shè)備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設(shè)備，廣泛應(yīng)用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中，其結(jié)構(gòu)形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類(lèi)。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射的方式穿過(guò)板上的液層，進(jìn)行傳質(zhì)于傳熱。在正常操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬于逐級(jí)接觸逆流操作過(guò)程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上(有時(shí)也采用并流向下)流動(dòng)，氣體兩相密切接觸進(jìn)行傳熱與傳質(zhì)。在正常操作過(guò)程中，氣相為連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，屬于微分接觸逆流操作過(guò)程。 1.2 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位精餾過(guò)程的實(shí)質(zhì)是利用混合

2、物中各組分具有不同的揮發(fā)度。即在同一溫度下，各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質(zhì)，使液相中的輕組分轉(zhuǎn)移到汽相中，汽相中的重組分轉(zhuǎn)移到液相中，從而達(dá)到分離的目的。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關(guān)系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益。在化工生產(chǎn)中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面，都有非常重大的影響。1.3 設(shè)計(jì)條件進(jìn)料量每小時(shí)160千摩爾，原料中含苯55%（摩爾分率），以沸點(diǎn)狀態(tài)送入塔內(nèi)。要求塔頂餾出物含苯96%（摩爾分率），塔釜?dú)堃褐泻讲淮笥?%，操作回流比取最小回流比的2.5倍。1.4 問(wèn)題研究本設(shè)計(jì)是針對(duì)苯甲苯的分離而專(zhuān)門(mén)設(shè)計(jì)的塔設(shè)備。根據(jù)設(shè)計(jì)

3、條件以及給出的數(shù)據(jù)描述出塔溫度的分布，求得最小回流比以及塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度、塔釜的相對(duì)揮發(fā)度、全塔平均相對(duì)揮發(fā)度，又根據(jù)物料平衡公式分別計(jì)算出精餾段和提餾段的汽、液兩相的流量。之后，計(jì)算塔板數(shù)、塔徑等。根據(jù)這些計(jì)算結(jié)果進(jìn)行了塔板結(jié)構(gòu)的設(shè)計(jì)等。計(jì)算和設(shè)計(jì)這些之后進(jìn)行了有關(guān)的力學(xué)性能計(jì)算和一系列的校核。2板式塔的設(shè)計(jì)2.1 工業(yè)生產(chǎn)對(duì)塔板的要求： 通過(guò)能力要大，即單位塔截面能處理的氣液流量大。 塔板效率要高。 塔板壓力降要低。 操作彈性要大。 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，易于制造。在這些要求中，對(duì)于要求產(chǎn)品純度高的分離操作，首先應(yīng)考慮高效率；對(duì)于處理量大的一般性分離（如原油蒸餾等），主要是考慮通過(guò)能力大。22設(shè)計(jì)方案

4、的確定22.1裝置流程的確定精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過(guò)程按操作方式不同，可分為連續(xù)精餾和間歇精餾兩種流程。在本次的設(shè)計(jì)中，是為分離苯甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)該采用連續(xù)精餾流程。操作壓力的選擇 蒸餾過(guò)程按操作壓力不同，可分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般除熱敏性物系外，凡通過(guò)常壓 分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來(lái)的物系，都應(yīng)采用 常壓精餾。 根據(jù)本次任務(wù)的生產(chǎn)要求，應(yīng)采用常壓精餾操作。2.23進(jìn)料熱狀況的選擇蒸餾操作有五種進(jìn)料熱狀況，它的不同將影響塔內(nèi)各層塔板的汽、液相負(fù)荷。工業(yè)上多采用接近泡點(diǎn)的液體進(jìn)料和飽

5、和液體進(jìn)料，通常用釜?dú)堃侯A(yù)熱原料。所以這次采用的是泡點(diǎn)進(jìn)料。加熱方式的選擇 由于采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝氣冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻后送至儲(chǔ)罐?；亓鞅鹊倪x擇 回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原則是使設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用之和最低。 苯甲苯混合液是屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2.0倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。3工藝流程圖板式塔主要由筒體、封頭、塔內(nèi)構(gòu)件（包括塔板、降液管和受液盤(pán)）、人孔、進(jìn)出口管和群座等組成。按照塔內(nèi)氣、液流動(dòng)的方式，可將塔板分為錯(cuò)流與逆流塔板兩類(lèi)。工

6、業(yè)應(yīng)用以錯(cuò)流式塔板為主，常用的由泡罩塔、篩板塔、浮閥塔等。此次設(shè)計(jì)按照要求選用篩板塔來(lái)分離苯-甲苯系。4工藝計(jì)算及主體設(shè)備的計(jì)算4.1 精餾塔的物料衡算 進(jìn)料量每小時(shí)160千摩爾，原料中含苯55%（摩爾分率），以沸點(diǎn)狀態(tài)送入塔內(nèi)。要求塔頂餾出物含苯96%（摩爾分率），塔釜?dú)堃褐泻讲淮笥?%，操作回流比取最小回流比的2.5倍。苯的摩爾質(zhì)量=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量=93.13 kg/kmol原料處理量F=160 kmol/h進(jìn)料苯的摩爾分率=0.55塔頂苯的摩爾分率=0.96塔頂易揮發(fā)組分的回收率=94%總物料衡算： F = D + W 易揮發(fā)（苯）組分衡算：塔頂易揮發(fā)組分（苯

7、）的回收率： = 聯(lián)立解得 4.2 塔板數(shù)的確定理論板層數(shù)的求取苯-甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 由手冊(cè)查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，見(jiàn)圖1。 求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖1中對(duì)角線上，自點(diǎn)e（0.55，0.55）作垂線ef即為進(jìn)料線(q線)，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為 = 0.75 = 0.55故最小回流比為 R=取操作回流比為 R=2Rmin=2×1.05=2.1求精餾塔的氣、液相負(fù)荷求操作線方程精餾段操作線方程提留段操作線方程圖解法求理論塔板數(shù)采用圖解法求理論塔板數(shù)，如圖1所示。求解結(jié)果為：總理論板層數(shù) N = 10.5(包括

8、再沸器)進(jìn)料板位置 N = 5圖1 圖解法求理論板層數(shù)實(shí)際板層數(shù)的求解精餾段實(shí)際板層數(shù)N= 提留段實(shí)際板層數(shù)N=4.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算操作壓力的計(jì)算設(shè)塔頂表壓 P表 = 4 kPa塔頂操作壓力 PD = 101.3 + 4 =105.3 kPa每層塔板壓降 P = 0.7 kPa進(jìn)料板壓力 PF = kPa精餾段的平均壓力 kPa操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由 安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過(guò)程略。計(jì)算結(jié)果如下： 塔頂溫度 tD82.1 進(jìn)料板溫度 t=泡點(diǎn)溫度確定在110.9kPa下溶液的泡點(diǎn)需采用試差法。

9、經(jīng)過(guò)幾次試差后，得到泡點(diǎn) t = 92 進(jìn)料板溫度 t = 92精餾段平均溫度 t（82.l92）/2 = 87.05 平衡摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由x= y= 0.96, 查平衡曲線（見(jiàn)圖1），得 x = 0.889M = 0.96 78.11 + (1-0.96) 92.13 = 78.67kg/kmolM =0.889 78.11 + (1-0.889) 92.13 = 79.67kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由圖解理論板(見(jiàn)圖1)，得y = 0.702查平衡曲線 （見(jiàn)圖1），得x = 0.495M = 0.702 78.11 + (1-0.702) 92.13 =8

10、2.29kg/kmolM =0.495 78.11 + (1-0.495) 92.13 = 85.19kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量M = ( 78.67+82.29) /2 = 80.48kg/kmolM = (79.67 + 85.19) / 2 = 82.43kg/kmol平均密度的計(jì)算氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 = = = 2.91kg/m液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均密度的計(jì)算 由t82.1，查手冊(cè)得 = 812.7 kg/m = 807.9 kg/m = =812.5kg/m進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由tF92，查手冊(cè)得 = 734.1

11、kg/m = 734.3 kg/m進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率a= = 0.454精餾段液相平均密度為 =（812.5+734.2）/2 = 773.35kg/m3液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由tD82.1，查手冊(cè)得 =21.24 mN/m =21.42 mN/m= 0.960.0421.42 = 21.25mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由tF92，查手冊(cè)得=19.82mN/m =20.61mN/m精餾段液相平均表面張力為 =（21.25+20.22）/2 = 20.74mN/m液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均粘度的計(jì)算由

12、tD82.1，查手冊(cè)得 =0.302 mPa·s =0.306 mPa·s= 0.96×lg(0.302)+ (1-0.96)×lg(0.306)=0.302 mPa·s進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由tF92，查手冊(cè)得 =0.276 mPa·s =0.283 mPa·s= 0.495×lg(0.276)+ (1-0.495)×lg(0.283)=0.280 mPa·s精餾段液相平均表面張力為 = （0.302 +0.280）/2 = 0.291mPas4.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑計(jì)算精餾段的氣

13、、液相體積流率為V = = L = = 由 u = C 式中C由式5-5計(jì)算，其中的C20由圖5-1查取，圖的橫坐標(biāo)為( = ( = 0.0426取板間距H=0.40m，板上液層高度h= 0.06m,則 H- h = 0.40-0.06 = 0.34m查圖5-1得，C = 0.075C = C( = 0.075( = 0.0755u = 0.0755 = 1.228 m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔系數(shù)為u = 0.7 u= 0.71.228 = 0.860D = =按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D1.8 m 塔截面積為 A = D= 1.8=2.543 m實(shí)際空塔系數(shù)為u = 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段

14、有效高度為 Z精 = （N精 -1）HT = (8-1) ×0.4=2.8m提餾段有效高度為 Z提 = （N提 -1）HT=（13-1）×0.4=4.8m在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為0.8m 故精餾塔的有效高度為 Z= Z精+ Z提+0.8=2.8+4.8+0.8=8.4m4.5.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算溢流裝置計(jì)算 因塔徑D1.8m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長(zhǎng)lW取 lW= 0.66D = 0.661.8 = 1.19m溢流堰高度hw由 選用平直堰，堰上液層高度h由式5-7計(jì)算，即 h =E(近似取E1,則 h = 1( = 0.018m取

15、板上清液層高度=0.06m故 =0.042m弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 查圖5-7，得Af=0.0722AT=0.0722×2.543=0.184m2Wd=0.124D=0.124×1.8=0.223m依式5-9驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 = = 13.73s> 5s故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度h0 取 =0.16m/s0.042-0.0282=0.0138m > 0.006m 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 選用凹形受液盤(pán)，深度=50mm塔板布置塔板的分塊 因D800mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔極分為5塊。 邊緣區(qū)寬度確定取 W = W=

16、0.065m , W = 0.035m開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 開(kāi)孔區(qū)面積Aa按式5-12計(jì)算，即 其中 x = - (W+ W) = - (0.223+0.065) = 0.612m r =- W= -0.035 = 0.865m 故 A = 2(0.612+sin)= 1.924m篩孔計(jì)算及其排列本設(shè)計(jì)所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用 3 mm碳鋼板，取篩孔直徑 d05 mm。 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 t3d03 × 515mm篩孔數(shù)目n為n = = =9876 個(gè)開(kāi)孔率為 = 0.907（）= 0.907（）=10.1%氣體通過(guò)篩孔的氣速為 u = = = 10.56 m/s4.

17、6. 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 塔板壓降干板阻力hc計(jì)算干板阻力hc由式5-19計(jì)算，即由 d0531.67，查圖5-20得，C00.772故 h = 0.051() () =0.0359m液柱氣體通過(guò)液層的阻力hl計(jì)算 氣體通過(guò)液層的阻力h1由式5-20計(jì)算，即 u= = = 0.870m/s F = 0.87 = 1.484kg/(s·m)查圖5-11，得=0.59故 h=h =(hh) = 0.59(0.042 + 0.018)=0.0354m液柱液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由式5-23計(jì)算，即h= = =0.0022m液柱氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算

18、，即 h= 0.0359+0.0354+0.0022 = 0.0735m液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降為P= hg= 0.0735773.359.81= 557.6Pa<0.7kPa(設(shè)計(jì)允許值) 液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 4.6.3 液沫夾帶 液沫夾帶量由式5-24計(jì)算，即 h =2.5h = 2.50.06 =0.15m故 = = 0.015kg液/kg氣<0.1kg液/kg故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi) 漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速u(mài)0,max可由式5-25計(jì)算 =4.40.772= 5.688m/s實(shí)際孔速 u=1

19、0.56m/s>u穩(wěn)定系數(shù)為 K=1.857 > 1.5故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從式5-32的關(guān)系，即 苯一甲苯物系屬一般物系，取0.5，則 =0.5(0.40+0.042)=0.221m而 板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由式5-30計(jì)算，即h=0.513=0.153(0.16)=0.00392m液柱H=0.0735+0.06+0.00392=0.137m液柱故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象4.7. 塔板負(fù)荷性能圖 漏液線由 h =E(得 =4.40.7720.1011.924整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表1表1L

20、,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s,1.0441.0691.1011.127由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線l液沫夾帶線以0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關(guān)系如下由 u= = =0.424Vh =0.042h= = 0.594 L故 h= 0.105 +1.485 L H- h=0.295-1.485 L e=0.1整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表2表2L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s,4.2374.1043.9343.791由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰

21、上液層高度=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式5-7得 h= =0.006取E=1，則L= () = 0.00102據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。 液相負(fù)荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 =4故 L=0.0184 m/s據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。 液泛線 令 由 ；聯(lián)立得 忽略，將與LS，與LS，與VS的關(guān)系式代人上式，并整理得 式中 = b= H+( -1)h c=0.153/(lh) d=2.84(1+)將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 =0.00853 b=0.5=0.154 c= 135.86 d=2.84=0.945故 0.00853 -

22、0.945 或 -110.79在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3 表3L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s,4.1544.0703.9503.835由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖2查得 故操作彈性為 所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表4序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度tm,87.0517邊緣區(qū)寬度,m0.0352平均壓力pm,kPa108.118開(kāi)孔區(qū)面積,m21.9243氣

23、相流量VS,(m3/s)2.05319篩孔直徑,m0.0054液相流量LS,(m3/s)0.0053620篩孔數(shù)目 98765塔的有效高度Z,m1021孔中心距,m0.0156實(shí)際塔板數(shù) 2122開(kāi)孔率,%10.17塔徑,m1023空塔氣速, m/s0.8078板間距 0.424篩孔氣速, m/s10.569溢流型式 單溢流 25穩(wěn)定系數(shù) 1.85710降液管型式 弓型 26單板壓降,kPa0.62911堰長(zhǎng),m1.1927負(fù)荷上限 液泛控制 12堰高,m0.04228負(fù)荷下限 漏夜控制 13板上液層高度,m0.0629液沫夾帶,kg液/kg氣 0.01514堰上液層高度,m0.01830氣相

24、負(fù)荷上限, m3/s3.33415降液管底隙高度,m0.028231氣相負(fù)荷下限, /s1.10516安定區(qū)寬度,m0.06532操作彈性 3.0175.輔助設(shè)備的草圖及選型5.1回流冷凝器按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流式和強(qiáng)制循環(huán)式。（1）整體式如圖3(a)和(b)所示。將冷凝器與精餾塔作成一體。這種布局的優(yōu)點(diǎn)是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，不便維修，當(dāng)需用閥門(mén)、流量計(jì)來(lái)調(diào)節(jié)時(shí)，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)致塔體過(guò)高。該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場(chǎng)合。圖3 冷凝器的型式（2）自流式如圖3（c）所示。將冷凝器裝在塔頂附近的臺(tái)架上，靠改變臺(tái)架的高

25、度來(lái)獲得回流和采出所需的位差。（3）強(qiáng)制循環(huán)式如圖3（d）、（e）所示。當(dāng)冷凝器換熱面過(guò)大時(shí)，裝在塔頂附近對(duì)造價(jià)和維修都是不利的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠(yuǎn)的低處，用泵向塔提供回流液。需指出的是，在一般情況下，冷凝器采用臥式，因?yàn)榕P式的冷凝液膜較薄，故對(duì)流傳熱系數(shù)較大，且臥式便于安裝和維修。 5.2再沸器精餾塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器及強(qiáng)制循環(huán)再沸器。（1）釜式式再沸器如圖4（a）和（b）所示。（a）是臥式再沸器，殼方為釜液沸騰，管內(nèi)可以加熱蒸汽。塔底液體進(jìn)入底液池中，再進(jìn)入再沸器的管際空間被加熱而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過(guò)再沸器內(nèi)的垂直擋板，作為塔