化工填料塔课程设计

“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(≤10－4)，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。
M A =78.11Kg/kmol M B =92.14Kg/kmol
已 知 : F 60000 t/a , 质 量 分 数 ： x F 43% ,
1% xW
x D 96% ,
所以：
F' 60000 103 kg/h 8333 .33kg/h 300 24
化工原理 实验书
化工原理 下册（第二 版）夏清、 贾邵义主 编
110
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化工原理 课程设计 （第二版） 王国胜主 编
Βιβλιοθήκη Baidu
95
90
85
80 0 20 40 60 80 100
常压下苯-甲苯混合液 t-x-y 图
2.2
2.2.1
精馏塔工艺计算
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。
F ——原料流量， kmol/h； D ——馏出液流量， kmol/h；
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:
原料液； F
8333 .33 97.42 kmol/h 85..54
总物料： F D W 易挥发组分： FxF DxD WxW
D 46.86kmol/h 代入数据解得： W 50.56kmol/h
塔顶产品质量流量：
D' M D D 78..588 48.86 3839 .81kg / h
92.14 0.4708 78.11 1 - 0.4708
85.54kg/kmol
塔顶产品的的平均相对分子质量：
M D 78.11 0.9659 92.14 （ 1 0.9659 ） 78..588kg/kmol
塔釜产品的平均相对分子质量：
MW 78.11 0.012 92.14 （ 1 0.012 ） 91.97kg / kmol
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
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：
xF xF M 苯 M苯 1 x F M 甲苯 0.43 78.11 0.4708 0.43 78.11 1 0.43 92.14
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
温度 t ℃ 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 87.63 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01
2.1.2 回流比
（ 1.1 ~ 2.0) Rmin ，本设计取 R 1.3Rmin 通常 R
2.1.3 气液平衡关系与平衡数据
常压下苯——甲苯的气液平衡数据 液相中苯的摩尔分 气相中苯的摩尔分 率 率 x y 0.00 0.00 1.00 2.50 3.00 7.11 5.00 11.2 10.0 20.8 15.0 29.4 20.0 37.2 25.0 44.2 30.0 50.7 35.0 56.6 40.0 61.9 45.0 66.7 50.0 71.3 55.0 75.5 65.0 82.5 70.0 85.7 75.0 88.5 80.0 91.2 85.0 93.6 90.0 95.9 95.0 98.0 97.0 98.8 99.0 99.61 100.0 100.0
xF
塔顶馏出液的摩尔组成：
xD 0.96 78.11 0.9659 0.96 78.11 1 0.96 92.14
塔釜残液的摩尔组成：
xW
0.01 78.11 0.012 0.01/ 78.11 1 0.01 92.14
原料液的平均摩尔质量：
M F xF M 苯 1 xF M甲苯
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
2.1
精馏塔设计计算
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。
《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。
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。
W ——塔釜液流量， kmol/h；
x F ——原料中易挥发组分的摩尔分数；
x D ——馏出液中易挥发组分的摩尔分数；
x W ——釜液中易挥发组分的摩尔分数。
V Q
c
L,xD
D,xD
F,xF V ’ W,xW QB 物料衡算图
L’
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 甲苯的摩尔质量