化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设备说明书.docx

化工原理课程设计说明书学 生： 徐 倩 指导教师： 徐慧远 班 级： 2013级 2班 专 业： 应用化学 化工原理课程设计任务书专业 应用化学 班级 2013级2班 设计人 设计一个精馏塔回收含苯64%(摩尔分数，下同)的苯和甲苯混合液中苯，进料量为6270 kg/h。要求苯的回收率达到99%，产品苯含量为99.3% (其它条件自行根据实际条件确定，但要合理)要求：设计包括设备的工艺设计和机械设计1) 工艺设计包括精馏过程的操作条件、塔的各部分尺寸设计、塔内各种辅助件的设计等内容；2) 机械设计包括塔的壁厚、补强，强度的校核等内容；3) 在设计过程确定吸收过程的控制过程；4) 设计包括设计说明书和工艺流程图。目录第一章、设计方案11.1 设计方案简介11.2 设计精馏塔原理及特点11.3 设计方案选定2第二章、工艺设计52.1 全塔物料衡算52.2 塔板数的确定52.2.1 回流比52.2.2 逐板法求理论板62.2.3 实际板数82.2.4 全塔效率的计算82.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据82.3.1 操作压强82.3.2 操作温度92.3.3平均摩尔质量92.3.4平均密度102.3.5 液体平均表面张力112.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算122.4.1 塔径122.4.2 精馏塔的有效高度132.5 塔板主要工艺尺寸的设计计算142.5.1 溢流装置142.5.2弓形降液管宽度和降液截面积142.5.3 降液管底隙高度152.5.4 塔板设置162.6 塔板流体力学验算172.6.1气体通过筛板压强相当的液柱高度计算172.6.2 液面落差182.6.3 漏液182.6.4 液沫夹带192.6.5 液泛192.7 塔板负荷性能图202.7.1 漏液线202.7.2 液沫夹带线202.7.3 液泛线212.7.4 液相负荷下线222.7.5 液相负荷上线222.8 接管尺寸设计计算232.8.1 进料管道232.8.2 塔顶回流液管道242.8.3 塔底料液排管管道242.8.4 塔蒸气出口管道242.8.5 塔底蒸气进口管道25第三章、精馏塔机械设计273.1 塔设备的选材确定及质量计算273.1.1 选材及厚度273.1.2 塔设备的质量283.2 地震弯矩计算293.3 风弯矩的计算313.3.1水平风力313.3.2 风弯矩333.3.3各计算截面的最大弯矩333.4 应力计算343.4.1塔体应力343.4.2 裙座应力363.5 地脚螺栓座的设计计算373.5.1 基础环373.5.2 地脚螺栓383.5.3 筋板383.5.4 盖板393.6 裙座与塔壳连接焊缝的强度校核393.7开孔与孔补强计算403.7.1填料上下塔段连接部位的补强计算403.7.2有效补强范围403.7.3有效补强面积41第四章、设计总结42参考文献43附录44第一章、设计方案1.1 设计方案简介精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计板式塔将其分离。1.2 设计精馏塔原理及特点精馏塔设备的工作原理是通过内部结构使气液两相或液液之间充分接触，实现质量传递和热量传递。它是一种重要的单元操作设备，生产能力较大、操作弹性大、液面落差较小、压力降小、结构简单、造价低等特点，发展前途广泛，主要应用于石油、化工、轻工、医药及环境保护等领域。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，适合于小规模、多品种或多种组分物系的初步分离。蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。本设计涉及塔板的类型和选择、操作压力的选择、精馏塔的物料衡算、确定塔高、塔径、理论塔板数、全塔效率、塔顶及塔底产品的预分配、溢流装置的设计、塔板流体力学验算、气相通过筛板塔的压强降等。常见的精馏塔的两端分别为汽化成分的冷凝和液体的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，精馏操作又有如下特点：（1)沸点升高。精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。（2)物料的工艺特性。精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。（3)节约能源。精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。1.3 设计方案选定本设计任务为分离苯甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价较低；处理能力大；塔板效率高；压降较低；筛板塔的缺点是：塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀；操作弹性较小(约23)；小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：47表1 苯和甲苯的物理性质物质分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度（）80.1859095100105110.6，kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.347.386.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据温度（）80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5840.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 纯组分的表面张力温度（）8090100110120苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3表5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液体粘度温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t（）液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0第二章、工艺设计2.1 全塔物料衡算已知：苯的摩尔质量：MA=78.11g/kmol，甲苯的摩尔质量：MB=92.13g/kmol原料液含苯量64%，产品含苯量99.3%，进料量为6027kg/h 假设：残液中苯含量不高于1.8生产能力为5.5万吨/年苯产品，年开工300天。（1）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量分别为：MF=0.64078.11+(1-0.640)92.13=83.16 kg/kmolMD=0.99378.11+(1-0.993)92.13=78.21 kg/kmolMW=0.01878.11+(1-0.018)92.13=91.88 kg/kmol（2）物料衡算原料处理量F = 627083.16=75.40 kmol/h总物料衡算75.40=D+W苯物料衡算75.4064%=0.993D+0.018W联立解得：D=48.10kmol/h，W=27.30kmol/h且满足：XDFXFD式中 F原料液流量D塔顶产品量W塔底产品量2.2 塔板数的确定2.2.1 回流比（1）查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图，如下图（2）最小回流比及操作回流比（作图法求最小回流比）在上图中对角线上，自点e（0.64,0.64）作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为： Yq0.81， Xq0.64故最小回流比为: Rmin = XD- YqYq- Xq = 0.993-0.810.81-0.64=1.1取操作回流比为: R=2Rmin=2.2（3）精馏塔的气、液相负荷(泡点进料：q=1)L=RD=2.248.10=105.82 kmol/hV=（R+1）D=(2.2+1) 48.10=153.92 kmol/hV=（R+1）D(1q)F=(2.2+1) 48.10=153.92 kmol/hL=RD+qF=181.22 kmol/h（4）操作线方程精馏段操作线方程为： yn+1=RR+1xn+XDR+1=0.69xn+0.31提馏段操作线方程为：yn+1=LVxn-WV XW=1.18xn -0.0032.2.2 逐板法求理论板不同温度下苯、甲苯的饱和蒸气压及其计算得到的相对挥发度表所示，得：苯-甲苯体系相对挥发度的几何平均值为：m=72.5332.5412.5092.4602.4122.3742.368 =2.47故其为常压下苯-甲苯混合物可视为理想物系，其相对挥发度：=2.47由相平衡方程y=x1+（-1）x 得： y=2.47x1+1.47x 或 x=y2.47-1.47y用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：y1=xD=0.993 X1=y1-（1-）y1=0.983y2=0.69X1+0.31=0.988 X2=y2-（1-）y2=0.971y3=0.69X2+0.31=0.980 X3=y3-（1-）y3=0.952y4=0.69X3+0.31=0.967 X4=y4-（1-）y4=0.922y5=0.69X4+0.31=0.946 X5=y5-（1-）y5=0.876y6=0.69X5+0.31=0.915 X6=y6-（1-）y6=0.813y7=0.69X6+0.31=0.871 X7=y7-（1-）y7=0.732y8=0.69X7+0.31=0.815 X8=y8-（1-）y8=0.63X8=0.63XF=0.64，精馏段理论板 N1=7用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算：y9=1.17X8-0.003=0.734 X9=y9-（1-）y9=0.528y10=1.17X9-0.003=0.614 X10=y10-（1-）y10=0.392y11=1.17X10-0.003=0.456 X11=y11-（1-）y11=0.253y12=1.17X11-0.003=0.293 X12=y12-（1-）y12=0.144y13=1.17X12-0.003=0.165 X13=y13-（1-）y13=0.074y14=1.17X13-0.003=0.084 X14=y14-（1-）y14=0.036y15=1.17X14-0.003=0.018 X15=y15-（1-）y15=0.016X15=0.0165s提馏段：=3600AfHT/Lh=36000.280.4538.5=10.5s5s故降液管设计合理2.5.3 降液管底隙高度（1）精馏段：取液体通过降液管底隙的流速U=0.2m/sho=Lh3600lwU=0.024mhw- ho=0.0411-0.024=0.0171m0.006m故精馏段降液管底隙高度设计合理（2）提馏段：取液体通过降液管底隙的流速U=0.25m/sho=38.536001.40.25=0.031m, hw-ho=0.0441-0.031=0.011m0.006m故提馏段降液管底隙高度设计合理2.5.4 塔板设置因塔径D=2000mm800mm,故采用分块式塔板，查表得塔板可分为5块(1) 边缘区域不确定，取Wa=Wa=0.07m(2) 开孔面积，开孔区面积Aa计算精馏段：X =D/2-( Wd+Wa)=2/2-(0.26+0.07)=0.644m, r= D/2+Wc=2/2-0.045=0.955Aa=2(xr2-x2+r2180sin-1xr)=2(0.6440.9552-0.6442+0.9552180sin-10.6440.955)=2.26m2提馏段：X=D/2-Wd+Wa=2/2-(0.3+0.07)=0.63mr=D/2+Wc=2/2-0.045=0.955Aa=2(0.630.9552-0.632+0.9552180sin-10.630.955)=2.22m2 (3)筛板数及其排列：本例所处理的物质无腐蚀性，可选用=4mm的筛板，筛孔直径do=5mm,精馏段和提留段的筛孔均按正三角形排列，取筛孔中心距t=3d=15mm。a.精馏段：筛孔数开孔及开孔率分别为：n =1.155Aat2=1.1552.260.0152=11601 =0.907（dot）2=10.1%塔板开孔率在10%-14%范围内气体通过阀孔的气速为：Uo=Vs Aa=2.272.2610.1%=10.1 m/sb.提馏段：筛孔数开孔及开孔率分别为：n =1.155Aat2=1.1552.220.0152=11396个 =0.907（dot）2=0.907（0.0050.015）2=10.1%.气体通过阀孔的气速为：Uo=Vs Aa=2.22.2210.1%=9.81 m/s2.6 塔板流体力学验算2.6.1气体通过筛板压强相当的液柱高度计算(1)塔板压降塔板压降包括干板压降，板上液层的有效阻力和液体表面张力引起的阻力干板阻力，由d0/=5/4=1.25,查下图（干板流量系数图）得C0=0.79精馏段：hc=0.051U0C02V,ML,M=0.05110.10.7922.93804.15=0.0298(m液柱) 提馏段：hc=0.0519.810.7923.26789.6=0.0318(m液柱) (2) 气体通过液层的阻力精馏段：Ua1=Vs AT -2Af=2.273.14-20.17=0.81 m/s Fa1= Ua1v,m=0.812.93=1.39kg12s-1m-12 查下图(充气系数与动能因子关联图)得=0.61，已知h1=0.06mh1=h1=0.610.06=0.0366(m液柱)提馏段：Ua1=VSAT-2Aff=2.23.14-20.28=0.85 m/s Fa1= Ua11V,M=0.853.26=1.54kg12s-1m-12 查图(充气系数与动能因子关联图)得=0.58，已知h1=0.07mh1=h1=0.580.07=0.0406(m液柱)(3) 液体表面张力引起的阻力精馏段：h=4L,MgdoL,M=420.5310-39.810.005804.15=0.0020m液柱提馏段：h=4L,MgdoL,M=419.3510-39.810.005789.6=0.0020m液柱由以上各式可分别计算得精馏段和提留段的塔板压降：精馏段：hp= hc+h1+h=0.0298+0.0366+0.0020=0.0684pp=hpL,Mg=0.0684804.159.81=550.70.7kPa提馏段：hp= hc+ hl+ h=0.0318+0.0406+0.0020=0.0744Pp= hpL,Mg=0.0744789.69.81=588.3 Uo,min,稳定系数K=Uo Uo,min=10.16.21=1.631.5提馏段：Uo,min=4.40.79(0.0056+0.130.06-0.0020)789.63.26=6.16 m/s实际孔速：Uo=9.81m/s Uo,min,稳定系数K=Uo Uo,min=9.816.16=1.61.52.6.4 液沫夹带 液沫夹带是指下层塔板产生的雾滴被上升气流带到上层塔板的现象，它将导致塔板效率的下降。综合考虑生产能力和板效率，应该控制液沫夹带量V=0.1kg液/kg气。 筛板塔的液沫夹带量可用Hunt关联式计算：精馏段：取hl=2.5 hL=2.50.06=0.15m 则：V=5.7610-6lm（Ua1HT-hl）3.2=5.7610-620.5310-3（0.810.45-0.15）3.2=0.0119 kg液/kg气0.1kg液/kg气提馏段：取hl=2.5hL=2.50.07=0.175m则：V=5.7610-619.3510-3（0.850.45-0.175）3.2=0.0207 kg液/kg气0.05P计算压强 Pc=P+PH=0.15+0.0081=0.1581 MPa 圆筒计算厚度，采用双面对接焊，局部无损探伤，则接焊接头系数为0.85.D筒体计算厚度 =PcD2 t-Pc=0.1581200021470.85-0.1581=1.27mm封头计算厚度 =PcD2t-0.5Pc=0.1581200021470.85-0.50.1581=1.27mm按刚度要求，筒体最小厚度 =2D1000=220001000=4mm取厚度附加量C=3mm,考虑到风载荷等影响，适当增加厚度，设定筒体、