精馏塔的设计.doc

化工原理课程设计浮阀板式精馏塔的设计指导老师：谭智斗设计者：曹烁学号：单位：化学与环境工程学院0407402班日期：2023-6-16目录第一章 苯甲苯在工业上的用途第二章 综述 2.1、精馏塔原理及其在工业上的应用 2.2、精馏操作对塔设备的规定 2.3、常用板式塔类型及成本设计的选型 2.4、本设计所选塔的特性第三章 工艺条件的拟定和说明 3.1、拟定操作压力 3.2、拟定进料状态 3.3、拟定冷却剂和加热方式 3.4、拟定冷却剂及其进出口温度第四章 流程的拟定和说明 4.1、流程的说明 4.2、设立各设备的因素第五章 精馏塔的设计计算 5.1、物料衡算 5.2、回流比的拟定 5.3、板块数的拟定 5.4、汽液负荷计算 5.5、精馏塔工艺尺寸计算5.6、踏板流动性能校核5.7、塔板负荷性能图5.8、重要工艺接管尺寸的计算和选取5.9、塔顶冷凝器/冷热器的热负荷5.10、塔底再沸器的热负荷第六章 机械设计6.1、设计条件6.2、按计算压力计算塔体和封头厚度6.3、塔设备质量载荷计算6.4、地震弯矩的计算6.5、偏心弯矩计算6.6、塔体和裙座的危险截面的强度与稳定校核6.7、塔体水压实验和吊装时的应力校核6.8、基础环设计6.9、地脚螺栓的计算第七章 重要计算结果列表第八章 参考文献第九章 课程设计总结致谢！第一章 苯甲苯在工业上的用途苯为有机化学工业的基本原料之一。无色、易燃、有特殊气味的液体。混苯熔点低，沸点低，相对密度小于水。在水中的溶解度很小，能与乙醇、乙醚、二硫化碳等有机溶剂混溶。能与水生成恒沸混合物。因此，在有水生成的反映中常加苯蒸馏，以将水带出。苯在燃烧时产生浓烟。苯可以起取代反映、加成反映和氧化反映。苯用硝酸和硫酸的混合物硝化，生成硝基苯，硝基苯还原生成重要的染料中间体苯胺；苯用硫酸磺化，生成苯磺酸，可用来合成苯酚；苯在三氯化铁存在下与氯作用，生成氯苯，它是重要的中间体；苯在无水三氯化铝等催化剂存在下与乙烯、丙烯或长链烯烃作用生成乙苯、异丙苯或烷基苯，乙苯是合成苯乙烯的原料，异丙苯是合成苯酚和丙酮的原料，烷基苯是合成去污剂的原料。苯催化加氢生成环己烷，它是合成耐纶的原料；苯在光照下加三分子氯，可得杀虫剂666，由于对人畜有毒，已严禁生产使用。甲苯与苯的性质很相似，是工业上应用很广的原料。但其蒸汽有毒，可以通过呼吸道对人体导致危害，使用和生产时要防止它进入呼吸器官。甲苯容易发生氯化，生成苯氯甲烷或苯三氯甲烷，它们都是工业上很好的溶剂；它还容易硝化，生成对硝基甲苯或邻硝基甲苯，它们都是染料的原料；它还容易磺化，生成邻甲苯磺酸或对甲苯磺酸，它们是做染料或制糖精的原料。甲苯的蒸汽与空气混合形成爆炸性物质，因此它可以制造梯思梯炸药。掺合汽油组成及作为生产甲苯衍生物、炸药、染料中间体、药物的重要原料。第二章 综述2.1、精馏塔原理及其在工业上的应用多次并且同时运用部分气化和部分冷凝的方法，使混合液得到较完全分离，以分别得接近纯组分的操作。理论上多次部分气化在液相中可获得高纯度的难挥发组分，多次部分冷凝在气相中可获得高纯度的易挥发组分，但因产生大量中间组分而使产品量很少，且设备庞大。工业生产中的精馏过程是在精馏塔中将部分气化过程和部分冷凝过程有机结合而实现操作的。广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。精馏操作按不同方法进行分类。根据操作方式，可分为连续精馏和间歇精馏；根据混合物的组分数，可分为二元精馏和多元精馏；根据是否在混合物中加入影响汽液平衡的添加剂，可分为普通精馏和特殊精馏（涉及萃取精馏、恒沸精馏和加盐精馏）。若精馏过程伴有化学反映，则称为反映精馏。2.2、精馏操作对塔设备的规定精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，一方面必须要能使气(汽)、液两相得到充足的接触，以达成较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具有下列各种基本规定： () 气(汽)、液解决量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 () 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 () 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而减少操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 () 结构简朴，材料耗用量小，制造和安装容易。 () 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 () 塔内的滞留量要小。 事实上，任何塔设备都难以满足上述所有规定，况且上述规定中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体规定，抓住重要矛盾，进行选型。2.3、常用板式塔类型及本设计的选型 塔分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作具体介绍，故本书将只介绍板式塔。 板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(182023)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，重要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。本章只采用浮阀塔的设计。2.4、本设计所选塔的特性浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是由于它具有下列特点： () 解决能力大，比同塔径的泡罩塔可增长2040，而接近于筛板塔。 () 操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。 () 液面梯度小。 () 使用周 期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。() 结构简朴，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。第三章 工艺条件的拟定和说明3.1拟定操作压力3.2拟定进料状态选择将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，即q=1，这重要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。3.3拟定加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设立再沸器。3.4拟定冷却剂及其进出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定，水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，取T=15出口温度由设计者拟定第四章 流程的拟定和说明4.1、流程的说明4.2、设立各设备的因素精馏塔以加料板为界分为两段，精馏段和提馏段。1、精馏段的作用加料板以上的塔段为精馏段，其作用是逐板增浓上升气相中易挥发组分的浓度。2、提馏段的作用涉及加料板在内的以下塔板为提馏段，其作用逐板提取下降的液相中易挥发组分。3、塔板的作用塔板是供气液两相进行传质和传热的场合。每一块塔板上气液两相进行双向传质，只要有足够的塔板数，就可以将混合液分离成两个较纯净的组分。4、再沸器的作用其作用是提供一定流量的上升蒸气流。5、冷凝器的作用其作用是提供塔顶液相产品并保证有适当的液相回流。回流重要补充塔板上易挥发组分的浓度，是精馏连续定态进行的必要条件。精馏是一种运用回流使混合液得到高纯度分离的蒸馏方法。第五章 精馏塔的设计算5.1、物料衡算（1）有关数据Ma=78.11,Mb=92.13平均分子量：Mf=0.44*78.11+(1-0.44)*92.13=85.96Kg/Kmol Md=0.9958*78.11+(1-0.9958)*92.13=78.17 Kg/mol Mw=0.0176*78.11+(1-0.0176)*92.13=91.88 Kg/Kmol摩尔分率：=0.4404=0.9958=0.0176（2）全塔总物料衡算根据条件 F=8000*1000/（300*24）=1111.11 Kg/h=1111.11/85.96=12.93 Kmol/h总物料F = D + W （5-1）易挥发组分 FF = DD + WW由（3-1）和（3-2）式得： （5-2）=434.36 Kg/h=434.36/78.17=5.56 Kmol/h= 676.75Kg/h=630.86/91.88= 7.37Kmol/h （5-3） 若以塔顶易挥发组分为重要产品，则回收率为 （5-4）式中 F、D、W分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；F、D、W分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 5.2、回流比的拟定选择泡点进料，=F =0.4404 平衡线方程y= （5-5）其中随温度的升高略有增长。取的平均值，查表表10-3。=（2.6+2.35）/2=2.475故，=0.6607 Rmin=1.52, 取R=2.5 Rmin/R=1.645.3、板块数的拟定（1）操作线方程（）精馏段上升蒸汽量： （5-6）下降液体量： （5-7）操作线方程： （5-8）已知R=2.5 =0.9958 ，故E的坐标为e（0.4404,0.59）（）提馏段通过b(0.0176,0.0176),e(0.4404,0.59)操作线方程 y=1.35x-0.0062(2) 进料线方程（ q线方程）=0.4404(3)根据AutoCAD，运用图解法作出理论塔板数的图解。由图中梯级数目可知，全塔理论塔板数为16.9层，减去塔釜相称的一层，共需15.9。精馏段：9.5 提留段：6.4(4)实际塔板数（）全塔效率ET=0.17-0.616lgM根据t-x-y相图求得全塔平均温度=95 在温度下查得 由于=0.44*0.245+0.56*0.273=0.271故ET=0.17-0.616lgM=0.17-0.616*lg0.271=52%（）实际塔板数N实际塔板数为Ne=15.9/0.52=30.6, 其中精馏段：Ne1=9.5/0.52=18.3, 实际为整数故取19块提留段：Ne2=6.4/0.52=12.3, 实际为整数故取13块塔釜相称于一块塔板，因此取实际为整数故取31块塔板，以保证质量。5.4汽液负荷计算一、物性数据计算操作压力：取塔顶压力为Pd=101KPa,取每层塔板的压降为0 .7KPa，故Pf=101+0.7*19=114.3 KPa,Pw=101+0.7*32=123.4 KPa精馏段平均压力：P精 =（Pf+Pd）/2=107.6 KPa 提馏段P提=（Pf +Pw）/2=118.8KPa平均温度：查t-x-y相图，由内插法可知=80.2 = 93.3 =109.3 =86.65,=101.3平均分子量：由=0.9958，查图知，=，=0.9958，=98.9塔顶相对分子质量：MVD=MA +(1-)MB , MVD=78.1 Kg/Kmol MLD=MA +(1-)MB , MLD=78.2 Kg/Kmol精馏段平均相对分子质量：Ml=(85.8+78.2)/2=82 , Mv=(82.8+78.1)/2=80.45提留段平均相对分子质量：Ml=(91.8+85.8)/2=88.65,Mv=（82.8+91.4）/2=87.1由=0.4404，查图知，=0.6574进料板分子质量：MVF =MA +(1-)MB,MVF =0.6574*78+(1-0.6574)*92=82.8Kg/Kmol MLF =MA +(1-) MB, MLF=0.6574*78+(1-0.6574)*92=85.8 Kg/Kmol由=0.0176，=0.0176查图知，=0.0425塔底相对分子质量：MvW=MA +(1-)MB, MVW =91.4 Kg/Kmol MLw =MA +(1-) MB, MLw =91.8 Kg/Kmol表面张力：80.293.3109.3苯21.2519.6617.74甲苯21.6720.3818.52塔顶表面张力：=0.4404*21.25+（1-0.4404）*21.67=21.49 mN/m 进料表面张力：=0.9958*19.66+（1-0.9958）*20.38=19.66mN/m塔底表面张力：=0.0176*17.74+（1-0.0176）*18.52=18.51 mN/m精馏段平均表面张力：=（19.66+21.49）/2=20.58 mN/m提留段平均表面张力：=（19.66+18.52）/2=19.09 mN/m液体粘度： 80.293.3109.3苯0.3080.2710.235甲苯0.3100.2790.230塔顶的平均粘度：=0.308*0.9958+0.310*0.0042=0.308cP进料处的平均粘度：=0.271*0.4404+0.279*（1-0.4404）=0.275 cP塔底的平均粘度：=0.0176*0.235+0.230*（1-0.0176）=0.230 cP精馏段的平均粘度：=（0.275+0.308）/2=0.292 cP提留段的平均粘度：=（0.275+0.230）/2=0.253 cP表3已知数据位置进料板塔底塔顶(第一块板)质量分数XFL=0.4XWl=0.015XDL=0.987YFV=0.6YWV=0.0363YDV=0.995摩尔质量/液85.891.878.2气82.891.478.1密度80.293.3109.3苯814.8800.1800.8甲苯809.8796.9797带入到，（5-9）中，通过Excel求算塔顶液相平均密度=814.7Kg/m3进料液相平均密度=796.9Kg/m3塔底液相平均密度 =798.5Kg/m3精馏段的液相平均密度=（814.7+796.9）/2=805.88Kg/m3提留段的液相平均密度=（796.9+798.5）/2=797.68Kg/m3精馏段气相平均密度=PM/RT=107.6*80.45/(8.314*359.8)=2.89 Kg/m3提留段气相平均密度=PM/RT=118.8*87.1/（374.45*8.314）=3.32 Kg/m3二、汽液负荷计算精馏段： 5.56*2.5 =13.9Kmol/h =19.46 Kmol/h 13.9*82/805.8814=1.4 Vs=19.46*80.45/2.89=541.7提留段：V=V-(1-q)F=13.9 Kmol/h L=L+qF=13.9+12.93=26.83 Kmol/h Ls=13.9*88.65 / 797.68 =1.5 Vs=26.83*87.1/3.32=703.9汽液负荷列于表。精馏段提留段液相1.41.5 汽相541.7（0.15）703.9（0.2）5.5、精馏塔工艺尺寸计算一、塔径的计算精馏段：由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。由下面的公式给出： 由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。取塔板间距，板上液层高度，那么分离空间： 功能参数：0.043从史密斯关联图查得：，由于，精馏段=20.58 mN/m：所以0.0842 ，1.4取安全系数为0.8，则空塔气速0.84477mm根据塔径系列尺寸圆整为同理提留段：0.033 ，0.0681.05，u=0.7*1.05=0.73 583mm根据塔径系列尺寸圆整为D=600mm因提留段大于精馏段的塔径，故D=600mm则塔截面积At=3.14*0.6*0.6/4=0.283m2 空塔气速：u= Vs/At=703.9/（0.283*3600）=0.69m/s二、 塔高的计算塔的高度可以由下式计算： 已知实际塔板数为32块，板间距由于料液较清洁，无需经常清洗，可取手孔的数目为2个，取手孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：Z=1.0+（31-2-2）*0.4+2*0.4+0.4+1.0=14.00m塔板结构尺寸的拟定三、 塔板尺寸采用单溢六弓形塔板，不设进口堰。精馏段计算如下； 堰长 Lw=(0.60.8)D,取堰长Lw=0.7*0.6=0.042m 出口堰高 hw=hl-how,采用平直堰，取上层液板高度h=0.06mhow=2.84/1000*E*,E=1.02,L=1.4,故hw=0.06-0.0065=0.0535弓形降液管宽度Wd和面积Af: =0.7,由弓形降液管的宽度与面积图查得，=0.09，=0.15所以Af=0.09*0.283=0.025 Wd=0.15*0.6=0.09按=0.4*0.025*3600/1.4=25.7s验算降液管停留时间，5s,故降液管尺寸可用。降液管底隙处高度： 可取降液管底隙处液体的流速,取=0.1m/s,则=1.5/（0.42*0.1）=0.035(hw=0.0535)(=0.035),故设计合理选用凹形受液面，深度为50mm同理提留段设计也符合尺寸，并且选用凹形受液面，深度为50mm四、浮阀数目及排列采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm，底边中心距t=75mm。1. 精馏段计算：浮阀数目 气体通过阀孔时的速度取动能因数，那么6.47，因此20个排列 取无效边沿区宽度，破沫区宽度，采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距. =0.062那么相邻两排间的阀孔中心距为： 0.041m取时画出的阀孔数目有20个.F0变化较小验算合理。塔板的开孔率=13.0%，开孔率在10%14之间，满足规定。2.提留段的计算：气体通过阀孔时的速度6.0327=0.0620.031m取时画出的阀孔数目有21个.F0变化较小验算合理。塔板开孔率=13.63%，开孔率在10%14之间，满足规定。5.6、踏板流动性能校核一、气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)精馏段 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)干板阻力 浮阀由部分全开转为所有全开时的临界速度为：5.92由于所以0.0295m板上充气液层阻力 取板上液层充气限度因数，那么：由表面张力引起的阻力 由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以：0.0595m=233.22700故设计合理。提留段 u=5.32， 0.0474=370.93mm取=4mm，考虑厚度附加量C=2mm，经圆整，取， 。二、封头厚度计算采用标准椭圆形封头： ，取=4mm,考虑厚度附加量C=2mm经圆整后，取，。三、水压实验时的应力校核筒体的校核 T =1.25*0.2*604/(2*4)=18.875T0.9s满足规定6.3塔设备质量载荷计算1、筒体圆筒、封头、裙座质量圆筒质量： 封头质量： 裙座质量： =+=1300+18.65+179.45=1453.3kg说明：(1)每平方米钢板质量G=，查得16MnR的密度，（2）其中，取塔体中径计算面积（3）其中，（4）其中，2、塔内构件质量 （由表8-1查得浮阀塔盘质量为75kg/m2）3、保温层质量 其中，为保温层的质量，kg4、 平台、扶梯质量 说明：由表8-1查得，平台质量；笼式扶梯质量；笼式扶梯总高；平台数量n=3。5、 操作时物料质量说明：物料密度,塔釜圆筒部分深度h0=1.0m，塔板层数N=32.，塔板上液层高度，由表4-21查得，封头容积。 6、 附件质量按经验取附件质量为7、 冲水质量其中，8、 各种质量载荷汇总如下表所示，将全塔提成5段，计算下列各质量载荷（计算中有近似）塔段011223344顶合计塔段长度/mm1000202320234000500014000手孔与平台数001113塔板数055101232103.8207.6207.6415.55191453.3106106212254.2678.2-124124248.7248.7808.1634343724404741391.56107107214257.685.5265252104130364.6565661130113028828001200-2023164148727352764301310163全塔操作质量/kg全塔最小质量/kg水压实验时最大质量/kg6.3风载荷与风弯矩计算一、风载荷23段风载荷式中：体型系数，对圆筒形容器为0.710m高处基本风压值为400风压高度变化系数，查表8-5得1.00计算段长度为2023mm脉动影响系数，由表8-7查得为0.72塔的基本自振周期，对等直径、等厚度圆截面塔： 脉动增大系数，根据自振周期，由表8-6内插法查得为2.2振型系数，由化工设备机械基础第六版王立业 喻建良编著，表8-8内插法查得为0.21风振系数 塔有效直径。设笼式扶梯与塔顶管线成90，取以下a，b式中较大者 a. b. =400mm，取400mm，=100mm a. b. 取=2212mm 01段风载荷=0.7 =400 =1.00 =1000mm =0.72 =1.15s=2.2 =0.02 =400mm，=400mm，=100mm a. b. 取=1412mm 12段风载荷=0.7 =400 =1.00 =2023mm =0.72 =1.15s=2.2 =0.06 =400mm，=400mm，=100mm a. b. 取=1412mm 34段风载荷=0.7 =400 =1.00 =4000mm =0.72 =1.15s=2.2 =0.55 =400mm，=400mm，=100mm a. b. 取=1812mm 4顶段风载荷=0.7 =400 =1.056 =5000mm =0.74 =1.15s=2.2 =1.00 =400mm，=400mm，=100mm a. b. 取=1812mm 各段塔风载荷计算结果计算段平台数110004000.70.720.022.21.0311.001001412408220234000.70.720.062.21.0751.003001412850.8320234000.70.720.212.21.2051.005140022121647.5440004000.70.720.552.21.861.009180018123795.8550004000.70.741.002.22.541.05614140018126804.3二、风弯矩的计算用C语言计算得出结果。截面00 截面11=截面226.4地震弯矩的计算取第一振型脉动增大系数=0.02则衰减指数塔总高度H=14000mm全塔操作质量重力加速度地震影响系数由表8-2查得（防烈度8级）由表8-3查得计算截面距地面高度h:0-0截面：h=01-1截面：h=1000mm2-2截面：h=3000mm等直径、等厚度的塔，按下列方法计算地震弯矩。截面0-0截面1-1截面2-26.5偏心弯矩计算各种载荷引起的轴向应力1、 计算压力引起的轴向应力2、 操作质量引起的轴向压应力截面0-0令裙座厚度；有效厚度；截面1-1其中，查附录18，截面2-23、 最大弯矩引起的轴向应力截面0-0取截面1-1取截面2-26.6塔体和裙座的危险截面的强度与稳定校核一、塔体的最大组合轴向拉应力校核截面2-2塔体的最大组合轴向拉应力发生在正常操作时的2-2截面上。其中，,载荷组合系数K=1.2 满足规定二、塔体与裙座的稳定校核截面2-2塔体2-2截面上的最大组合轴向压应力满足规定其中， R为筒体平均半径 t = 170 MPa K = 1.2B=2/3AE=2/30.001241.9100000=157.18 KB=188.62Kt =1.2170=204 截面1-1塔体1-1截面上的最大组合轴向压应力1-1max =21-1+31-1 =+66.19 = 77.97 MPa1-1max = 77.97 MPa cr = min KB, Kt =min184.64,126=126 MPa满足规定其中，A = 0.094（Ri e）=0.0943034)= 0.0