1 年產(chǎn) 噸丙烯精餾浮閥塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)的設(shè)計(jì)方案 第一部分 工藝計(jì)算 設(shè)計(jì)方案 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離丙烯混合物，在常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離丙 知塔底的生產(chǎn)能力為丙烯 噸 /年，進(jìn)料組成為 的質(zhì)量分率），要求塔頂餾出液的組成為 底釜液的組成為 對(duì)于二元混合物分離采用連續(xù)精餾流程，設(shè)計(jì)中進(jìn)料為冷夜進(jìn)料，將原料液通過泵送入精餾塔內(nèi)，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比小，故操作回流 比取最小回流比的 釜采用間接加熱，塔底產(chǎn)品冷卻后送至儲(chǔ)罐。 年產(chǎn)量： 料液初溫： 2535 料液濃度： 50%（丙質(zhì)量分率） 塔底產(chǎn)品濃度： 98%（丙烯質(zhì)量分率） 塔頂苯質(zhì)量分率不低于 97% 每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)： 330天（一年中有一個(gè)月檢修） 精餾塔塔頂壓強(qiáng)： 4 壓） 冷卻水溫度： 30 飽和水蒸汽壓力： 壓 ) 設(shè)備型式：浮閥塔 廠址：沈陽地區(qū)（基本風(fēng)壓： 5 /，地質(zhì)：地震烈度 7級(jí)，土質(zhì)為類場(chǎng)地土，氣溫： 0） 2 取塔基本參數(shù) 甲苯 苯 甲苯 苯 甲苯 液平衡關(guān)系及平衡數(shù)據(jù) 表 1壓下苯 甲苯的汽液平衡組成 求回流比 （ 1） kg/摩爾分率： 50/(50/0/D=（ 97/（ 97/） = 2/(2/8/ 1壓下丙烯的汽液平衡組成 Ct o/ 5 90 95 100 105 x y 40.0 3 進(jìn)料、塔頂和塔底產(chǎn)品平均相對(duì)分子質(zhì)量： 丙 *丙烯 *（ 1= =D=丙烯 *（ 1= =kg/W=丙烯 *（ 1= =kg/2)根據(jù)汽液平衡組成表（表 1利用 內(nèi)插法求塔頂溫度 釜溫度 料 溫度 a. 塔頂溫度 8 0 . 1- 1 0 0 0 2 5 8 1 . 0 9 7 4 4 D + 求得： b. 塔釜溫度 1 0 . 6- 1 0 0 0 2 5 8 0 0 2 5 3 W 求得 : c. 進(jìn)料液溫度 10090 412 t (3)回流比的確定 a、已知泡點(diǎn)進(jìn)料 q = 1 且求得 t 在此溫度下，利用表 1插法計(jì)算丙和丙烯的飽和蒸汽壓 , 4 pp b、求相對(duì)揮發(fā)度 F = c、求 4 = 5 4 =d、 R = 已知： D= 8 0 根據(jù)物料恒算方程： F=D+W F=D+0 . 0 2 3 5 4 1 2 求得： F=h D=h 根據(jù)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)求 V、 V 、 L、 L hk m o 1 9 5 . 1 21 1 1 . 0 718 4 . 0 5 由于 q=1，所以精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等： V =V=（ R+1） D=（ ） h 表 1餾塔物料恒算表 5 物 料 流量 （ h） 組 成 進(jìn)料 F ： 烯： 頂產(chǎn)品 D ： 烯： 釜?dú)堃?W ： 烯： 餾段上生蒸汽量 V 提餾段上生蒸汽量 V 精餾段下降液體量 L 提餾段下降液體量 L 量衡算 （ 1）熱量恒算的物流示意圖 圖 1量橫算物流示意圖 （ 2） 加熱介質(zhì)和冷卻劑的選擇 a、加熱介質(zhì)的選擇 常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣，飽和水蒸氣是一種應(yīng)用最廣泛的加熱劑， 由于飽和水蒸氣冷凝時(shí)的熱傳遞膜系數(shù)很高，可通過改變蒸汽壓力，準(zhǔn)確控制加熱溫 度；而燃料燃燒所排放的煙道氣溫度可達(dá)到 100，適用于高溫加熱，缺點(diǎn)是煙 道氣比熱膜系數(shù)很低，加熱溫度控制困難。 6 本設(shè)計(jì)選用 300113的 飽和水蒸氣做加熱介質(zhì)。水蒸氣不易腐蝕加熱管， 且成本相對(duì)較低，塔結(jié)構(gòu)也不復(fù)雜。 b、冷卻劑的選擇 常 用的冷卻劑是水和空氣因地，應(yīng)因地制宜加以選用，受當(dāng)?shù)氐臍鉁叵拗?，冷卻 水一般為 10 25，如需 冷卻到很低溫度，則需采用低溫介質(zhì)，如冷卻鹽水，氟里昂 等。 本設(shè)計(jì)取沈陽夏季平均氣溫 25 35。 （ 3）理想氣體定壓比熱容的計(jì)算 根據(jù)公式 : =A 32 式中： 理想氣體定壓比熱容 ( k) T 所取的溫度 K 表 1餾塔物料恒算表 溫度 t t t 苯 苯 t 溫度下： )1(21)( = ) =(k) )1(21)( ) =(k) 溫度下：溫度下： )1(21)( = )5 4 1 8 . 0 515 4 1 . 6 51 =(k) (注：式中下標(biāo) 1 為苯，下標(biāo) 2 為苯 ) 度下： r )(11 211)1( = 0 . 39 0 5 3 4 6 0 0 0 =kg )(2 222)1( = 0 . 37 7 4 5 0 7 0 0 0 =均值 )1(21 ) =頂 ）（甲苯苯 ）7 4 = 4） 相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算 a、塔頂以 0 為基準(zhǔn)， 時(shí) ，塔頂上升氣體的焓值為 )(= . 0 731 4 4 . 5 . 1 411 4 4 . 5 2 =h b、回流液的焓 8 )(= =h c、餾出液的 因?yàn)轲s出液與回流口組成一樣 所以 k) . 1 416 0 . 4 7)( h d、 冷凝器消耗4 5 1 1 5 2 2 . 53 8 3 7 5 . 079 7 7 4 5 8 . 66 2 2 7 3 5 6 . 1 e、進(jìn)料口 1 7 3 6 6 8 7 . f、塔底殘液焓 1 0 1 5 4 2 9 g. 再沸器（全塔范圍列衡算式） 設(shè)再沸器損失能量 損 /5031821 （ 5）熱量衡算表 9 表 1量衡算表 平均比熱)/( 熱量 Q 進(jìn)料 736687 冷凝器 4511522 塔頂餾出液 38375 塔底釜?dú)堃?015428 再沸器 4528639 板數(shù)計(jì)算 論塔板數(shù)計(jì)算 用內(nèi)插法求塔頂，塔底飽和蒸汽壓。 塔頂溫度下 1i n =R 查圖 n N 含塔釜 ) 10 進(jìn)料的相對(duì)揮發(fā)度 F 塔頂與進(jìn)料相對(duì)揮發(fā)度 1x =n N N=餾段理論塔板 9 塊，理論總塔板 際塔板數(shù)計(jì)算 t 溫度下，查表苯，甲苯的粘度分別是 1(21 ) = = 90 = 9 . 4 . 塊 精餾段實(shí)際塔板 17 塊，總塔板 30 塊 的氣液負(fù)荷計(jì)算 （ 1）丙烯的密度 查表 11 表 1烯的密度 溫度 苯 丙烯 1、甲苯的液相粘度 苯 s 甲苯 s 相關(guān)的流量及物性參數(shù) (1)塔頂條件下的流量及物性參數(shù) 氣相平均相對(duì)分子量和液相平均分子量相同， 即： =相密度： 3/ 液相密度： 32211/09 液相粘度： 3/2 ）(21 塔頂出料口質(zhì)量流量： D /1 3 2 4 . 5 911 4 4 . 5 D /6 5 8 6 . 1 68 4 . 0 （ 2）塔底條件下的流量及物性參數(shù) 氣相平均相對(duì)分子量和液相平均相對(duì)分子量： 即： M 氣相密度： 3/ 液相密度： 3/液相粘度： )1(21 s 塔底殘留液的質(zhì)量流量： W / W / （ 3）進(jìn)料條件下的流量及物性參數(shù) 氣液平均平均分子量 / 液相密度 13 3/7 9 9 . 氣相密度： 3/05 液相粘度： )(21 進(jìn)料質(zhì)量流量： 由于 q=1，所以精餾段上升蒸汽量等于提餾段上升蒸汽量， 所以 F / F /7 0 9 5 . 5 08 4 . 0 58 4 . 4 2 F /1 6 4 7 2 . 0 31 9 5 . 1 28 4 . 4 2 （ 4）精餾段的流量及物性參數(shù) 33/sm p 2 9 8 液相黏度： 氣相流量： D / 14 液相流量： D /6 8 4 0 . 8 32 7 0 9 5 . 5 06 5 9 6 . 1 62 （ 5）提餾段的流量及物性常數(shù) ： 33/ 氣相流量： W / 液相流量： W / （ 6）數(shù)據(jù)結(jié)果表 塔頂 進(jìn)料 塔釜 M 3/ 15 1頂、塔釜、進(jìn)料液的數(shù)據(jù)結(jié)果表 精餾段 提餾段 平均相對(duì)分子量 kg/相密度 V m 相密度 L m 相粘度 L 相質(zhì)量流量 kg/h 相質(zhì)量流量 kg/h 液相平均張力 表 1度 g/苯 g/ x 精餾段： 提餾段： 16 第二部分 精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算 相體積流率為 4 . 5 23600 3 由 m a x ， 式中 由c 計(jì)算，0 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，其中 20c 2/1 取板間距 上液層高度 h L= H T - h L =史密斯關(guān)聯(lián)圖得 C 20 取安全系數(shù) 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整 塔截面積為 22 實(shí)際空塔氣速 8 6/ 17 4 . 5 23600 3 3 由 m a x ， 式中 由c 計(jì)算，0 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，其中 20c 圖的橫坐標(biāo)為 2/12/1 取板間距 上液層高度 h L= h L =史密斯關(guān)聯(lián)圖得 C 20 取安全系數(shù) 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整 塔截面積為 22 實(shí)際空塔氣速 5 3 86/ （ 1）溢流裝置計(jì)算 18 因塔徑 D=選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下： 1堰長(zhǎng) : w 2流堰高度 ，選用平直堰，堰上液層高度 3/近似取 E=1 ，則 mh w 3弓形降液管寬度 截面積 f 由 查 圖 得 W d mA f mW d 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間 3600 ，故降液管設(shè)計(jì)合理。 4降液管底隙高度 0h 00 3600 ，取 0 ，故底隙設(shè)計(jì)合理 選用凹形受液盤。深度 0 (2)浮閥孔計(jì)算及其排列 去動(dòng)能因子 10 求孔速 0u 即 u 0 =s，每層塔板上的浮閥數(shù)，即 N= 162)4 19 取 S 開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔面積 a a r c s 02222 其中 c 故 2222 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。 取同一橫排孔中心距 t ，則可估算排間距 a， 考慮到他的直徑較大，采用分塊式塔板，而各分塊板的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用 80應(yīng)小于此值，故取 ，t =65 t=75 ，t =65等腰三角形叉排方式 ，排的閥數(shù) 156個(gè)。 按 N=156重新核算孔速及閥動(dòng)能因數(shù)： s）d（/4/0 N 1 0 . 3 82 . 8 5 56 . 1 4 4F 0 浮閥動(dòng)能因數(shù)變化不大， 開孔率 =（ 1）溢流裝置計(jì)算 因塔徑 D=選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下： 1堰長(zhǎng) : w 20 2流堰高度 ，選用平直堰，堰上液層高度 3/近似取 E=1 ，則 mh w 3弓形降液管寬度 截面積 f 由 查 圖 得 W d mA f mW d 驗(yàn) 算 液 體 在 降 液 管 中 停 留 時(shí) 間 ，故降液管設(shè)計(jì) 合理。 4降液管底隙高度 0h 00 3600 ，取 0 9 2 43 6 0 0 0 00 ，故底隙設(shè)計(jì)合理 選用凹形受液盤。深度 0 (2)浮閥孔計(jì)算及其排列 去動(dòng)能因子 10 求孔速 0u 即 u 0 =s，每層塔板上的浮閥數(shù)，即 N= 165)4取 S 開孔區(qū)面積計(jì)算 21 開孔面積 a a r c s 02222 其中 c 故 2222 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。 取同一橫排孔中心距 t ，則可估算排間距 a， 考慮到他的直徑較大，采用分塊式塔板，而各分塊板的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用 80應(yīng)小于此值，故取 ，t =65 t=75 ，t =65等腰三角形叉排方式 ，排的閥數(shù) 156個(gè)。 按 N=156重新核算孔速及閥動(dòng)能因數(shù)： s）d（/4/0 N 1 0 . 5 92 . 9 6 9 56 . 1 4 4F 0 浮閥動(dòng)能因數(shù)變化不大， 開孔率 =（ 1） 氣相通過浮閥塔板的壓降 ph=1h +h1干板阻力 計(jì)算 22 故 c，故 2板上充氣液層阻力：本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液。即液相為氫化物，可取充氣系數(shù) 液柱0 . 0 3 0 m 3液體表面張力所造成的阻力：阻力很小 忽略不計(jì) 因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降所相當(dāng)液柱高度 為 0 3 00 . 0 3 2 9p 則單板壓降 （ 2） 淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 ）hH（ 1與空氣通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?2液體通過降液管的壓頭損失，因此不改進(jìn)口堰 L（20sd w 3板上液層高度 0 . 1 2 4 0 0 0 9 0 6 2 9h 0 . 0 6 m m h 則 0 . 0 4 7 4h , ， . 0 4 7 .5） ）符合防止淹塔要求。hH（ （ 3） 霧沫夾帶 23 泛點(diǎn)率 =及 泛點(diǎn)率 = 上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 L 流面積板上液 0 . 1 2 6c 苯和甲苯為正常系統(tǒng) F 泛點(diǎn)率 =及 泛點(diǎn)率 = 6 . 9 1 2 8 5 5 4 . 4 72 . 8 5 5 1 氣相通過浮閥塔板的壓降 ph=1h +h1干板阻力 計(jì)算 9 3 . 1/7 3 . 1u 故 2板上充氣液層阻力：本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液。即液相為氫化物，可取充氣系數(shù) 24 液柱0 . 0 3 0 m 3液體表面張力所造成的阻力：阻力很小 忽略不計(jì) 因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降所相當(dāng)液柱高度為 0 3 00 . 0 3 2 2p 則單板壓降 8 . 5 （ 2） 淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 ）hH（ 1與空氣通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?2液體通過降液管的壓頭損失，因此不改進(jìn)口堰 L（20sd w 3板上液層高度 0 . 1 2 4 0 0 0 9 0 6 2 9h 0 . 0 6 m m h 則0 . 0 3 6 8h , ， . 0 3 6 .5） ）符合防止淹塔要求。hH（ （ 3） 霧沫夾帶 泛點(diǎn)率 = 0 3 1-及 泛點(diǎn)率 = 25 上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 L 流面積板上液 0 . 1 2 6c 苯和甲苯為正常系統(tǒng) F 泛點(diǎn)率 = 9 . 4 01001 . 3 10 . 1 2 611 . 0 50 . 0 0 61 . 3 6- 2 . 9 6 9 5 8 . 5 2 2 . 9 6 9 5 及 泛點(diǎn)率 0 . 6 1 2 9 6 9 5 8 . 5 22 . 9 6 9 5 又要計(jì)算的泛點(diǎn)率都小于 0080 故可滿足 （氣）0 . 1 k g/)液(v 1. 霧沫夾帶線 泛點(diǎn)率 = 按泛點(diǎn)率為 0080 計(jì)算如下： 1 2 8 5 5 4 . 4 72 . 8 5 500s 整理得 1 3 2 01 . 4 2 8 （ 1） 由式（ 1）知 霧沫夾帶為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè) 。依式子（ 1）算出相應(yīng) 列于表 1中，據(jù)此可做出霧沫夾帶線（ 1） 26 表 2 此做出霧沫夾帶線（ 1） 。 2. 液泛線