2.6万吨年甲苯精馏筛板塔设计.doc

2.6万吨年甲苯精馏筛板塔设计- 1 -毕业设计（论文）任务书过程装备与控制工程专业学生： 毕业设计（论文）题目：2.6万吨/年甲苯精馏筛板塔设计 工艺计算书 强度及稳定性计算书设计说明书 设计图纸04张 毕业设计（论文）内容：毕业设计（论文）专题部分： 起止时间： 2014 年 3 月- 2014 年 6 月指导教师： 签字 年 月 日教研主任： 签字 年 月 日学院院长： 签字 年 月 日 沈阳化工大学学士学位论文 摘 要 摘要精馏塔又称为蒸馏塔，是进行精馏的一种塔式汽液接触装置。精馏塔在化工生产中占有举足轻重的地位，是化工生产中起到极为重要的作用，同时也是化工机械领域中重要的组成部分。主要分为板式塔与填料塔两种基本类型。本次设计的内容为：年产2.6万吨甲苯精馏筛板塔设备。 本次设计主要是：针对双组分二元物系的精馏问题进行分析。其设计内容包括两个部分：一、为塔设备的工艺计算，包括对进出塔组分的分析，回流比的计算和物料的衡算，以及理论和实际塔板数的计算，塔的气液负荷计算，塔径和塔板的尺寸的确定，塔板流体力学的计算，全塔的高度，塔板结构和整体塔附属设备的计算。其中还包括它的辅助设备及进口出口管路的计算以及法兰的选择，画塔板负荷性能图，并对设计结果进行了汇总。二、为塔设备的强度校核，包括对塔体筒体的强度计算，封头的计算，质量载荷计算，地震以及风弯矩的计算及校核，最大弯矩位置的确定，圆筒应力的校核，裙座和裙座附属结构的计算，地脚螺栓数目的确定，裙座与踏壳的焊缝验算，以及接管和人口的开孔补强，吊环的计算及强度校核。 本次设计的精馏筛板塔的主要部件结构的尺寸为：全塔高度为21米，塔径体直径为1.4米，筒体和封头的壁厚为8 mm，其中塔板总数有33块(不含塔釜再沸器），裙座高度为4.35米 ,设计温度为90.830C，设计压力为0.1Mpa，二类压力容器。关键词：苯-甲苯； 筛塔板；精馏塔；冷凝器；负荷性能图。 沈阳化工大学学士学位论文 Abstract Abstract Rectification tower is known as the distillation tower, is a kind of distillation tower type gas-liquid contact device. Rectifying column occupies an important position in the chemical production, is play a very important role in chemical production, is also the important component in the field of chemical machinery. Mainly divided into two basic types of plate tower and packed tower. According to the operation mode and can be divided into two categories, continuous distillation and batch distillation, distillation is the separation of liquid mixture is the most commonly used a common unit operation, in petroleum and chemical, material, oil refining, fine chemical engineering and has been widely used in industry. Under the effect of energy meter driver in the process of distillation, quickly, liquid two phase separation directly contact with each other many times, in the liquid mixture in the volatility of different spans, the vaporization of volatile components from liquid to gas phase transfer, volatile components condensation by gas phase into liquid phase transfer. Finally realize the mixture of raw materials in the separation of the process is also composed of mass transfer and heat transfer of a process. Rectifying column separation degree is not only with the rectifying column tray number of how many and the structure of the equipment, but also with the nature of the material, operating conditions, such as gas and liquid flow conditions have important link. First appeared a kind of plate column is rectification tower sieve plate tower, since in the 20th century page through a lot of industrial practice modify plate column and gradually improved design scheme and the structure features, and grasp the comprehensive performance of sieve plate tower, finally formed a relatively complete design scheme. And compared with the same type of bubble column and plate column has the following advantages: (1) the production capacity of 20%, 40%, (2) the efficiency of the plate is 10% - 50%. The most important thing is that the overall structure is simple, tray cost reduce the cost of about 40%, installation, maintenance is easier. In this design main consideration to the larger because of the rectifying column in terms of production capacity, and can satisfy the requirement of process and industrial conditions at the same time, also has certain potential ability, in the production of comprehensive utilization of waste heat, economy reasonable, appropriate energy saving life. Cooling water inlet and outlet temperature, on the one hand, affect the amount of cooling water, on the other hand, affect the size of the heat transfer area required. The influence on the operation cost and equipment cost, so this is reasonable use of heat energy in the design of R and variable is directly related to the economic problems in the process of production. The content of this design is: the annual output of 26000 tons of toluene distillation sieve plate tower equipment. This design mainly is: in view of the bicomponent binary system of distillation problems are analyzed. Its design content includes two parts: (1) for the process calculation of tower equipment, including the analysis of components in and out of the tower, the reflux ratio and material balance calculation, and calculation of the theory and the real plate number, gas liquid load calculation of the tower, tower diameter and the determination of the size of the plate, plate the calculation of fluid mechanics, the height of the tower, tower plate structure and the calculation of the whole tower accessories. Including its auxiliary equipment and the calculation of the import export pipeline and flange, the choice of painting plate load performance diagram, and has carried on the summary of design results. Second, the strength check for tower equipment, including the strength calculation of tower body shell, the calculation of head, the quality of load calculation, calculation and checking of earthquake and wind moment, the determination of maximum bending moment position cylinder stress checking, skirt and the structure of the skirt attached calculation, anchor bolt the determination of the number of skirt and shell weld calculation, and take over and the opening reinforcement of population, the suspension loop calculation and strength check. The main components of the structure column sieve plate is the design of the size: full tower height of 21 meters, the diameter of the column body is 1.4 meters in diameter, and cylinder head wall thickness is 8 mm, the total number of 33block tower plate (not including the tower kettle re boiler), skirt height of 4.35 meters for 90.830C, design temperature, design pressure is 0.1Mpa, two types of pressure vessel.Keywords: benzene toluene; sieve tray; distillation column; condenser; load performance diagram. - 60 -沈阳化工大学学士学位论文 第一部分 设计方案的选择和论证2.6万吨/年甲苯精馏筛板塔设计第一部分 设计方案的选择和论证 1.1 设计流程本设计任务为分离苯_甲苯混合物。对于二元混合物的分离，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入精馏塔内。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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 连续精馏塔流程流程图 连续精馏流程附图图1-1 流程图 1. 2 设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。塔板工艺计算流体力学验算塔负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算 图1-2 设计思路流程图1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、塔顶选用全凝器。6、选用筛板塔。 在此使用筛板塔，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板；克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板；减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。1.3原始数据年产量：2.6万吨甲苯料液初温：2535料液浓度： 50%（苯质量分率）塔底产品浓度： 98%（甲苯质量分率）塔顶苯质量分率不低于 97% 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压）冷却水温度：30饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压)设备型式：浮阀塔厂址：沈阳地区（基本风压：q0=45/，地质：地震烈度7级，土质为类场地土，气温：-2040） 1.4确定最小回流比1.4.1 汽液平衡关系及平衡数据 表1-1 常压下苯甲苯的汽液平衡组成苯mol%液相中0.07.515.724.634.4气相中0.016.130.744.056.6温度111.8108.4105.0101.698.2苯mol%液相中45.150.969.984.4100气相中66.976.685.493.2100温度94.891.488.084.681.31.4.2 求回流比（1）M苯=78.11 kg/mol, M甲苯=92.13kg/mol苯摩尔分率：XF= (0.50/78.11) / (0.50/78.11+0.50/92.13) =0.541XD=（0.97/78.11）/（0.97/78.11+0.03/92.13）=0.974 XW= (0.02/78.11) / (0.02/78.11+0.98/92.13) =0.024进料、塔顶和塔底产品平均相对分子质量：MF=M苯*XF+M甲苯*（1-XF）=78.110.541+92.13（1-0.541）=84.54kg/kmolMD=M苯*XD+M甲苯*（1-XD）=78.110.974+92.13（1-0.974）=78.47 kg/kmolMW=M苯*XW+M甲苯*（1-XW）=78.110.024+92.13（1-0.024）=91.79 kg/kmol(2)根据汽液平衡组成表（表1-1），利用内插法求塔顶温度tD,塔釜温度tW,进料温度。a. 塔顶温度 : 求得： =81.85b. 塔釜温度 : 求得: =109.69c. 进料液温度 : 求得： (3)回流比的确定a、已知泡点进料q = 1 且求得在此温度下，利用安妥因方程计算苯和甲苯的饱和蒸汽压：苯：lgP=6.023-=2.145 P=139.64KPa甲苯：lgP=6.078-=6.078-=1.749 P=56.105KPa同理可求在塔顶温度和塔釜温度下的饱和蒸汽压，分别如下：在塔顶温度下： 苯： P=107.15 KPa 甲苯：P=41.4KPa在塔釜温度下： 苯： P=234.4KPa 甲苯：P=99.3KPab、求相对挥发度进料： =/=139.64 /56.105=2.5塔顶： =/=107.15/41.4=2.6塔釜： =/=234.4/99.3=2.4c、求 = = =1.1d、R = 1.5Rmin = 1.51.1= 1.651.5物料衡算 已知：D= =43.36kmol/h 根据物料恒算方程： F=D+W 代入数据 求得： F=79.72kmol/h W=36.41kmol/h根据基础数据求 V、V、 L、L由于q=1，所以精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等：V =V=（R+1）D=（1.65+1）43.36=114.904kmol/h 表1-2 精馏塔物料恒算表物料流量（kmol / h）组 成进料 F79.77苯：0.541甲苯：0.459塔顶产品 D43.36苯：0.974 甲苯：0.026塔釜残液 W36.41苯：0.024 甲苯：0.976精馏段上生蒸汽量V114.904提馏段上生蒸汽量V114.904精馏段下降液体量L71.544提馏段下降液体量L151.3141.6 热量衡算1.61 热量衡算的物流示意图 1.62 加热介质和冷却剂的选择a、加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气，饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂，由于饱和水蒸气冷凝时的热传递膜系数很高，可通过改变蒸汽压力，准确控制加热温度；而燃料燃烧所排放的烟道气温度可达到100-1000，适用于高温加热，缺点是烟道气比热膜系数很低，加热温度控制困难。本设计选用300KPa，113的饱和水蒸气做加热介质。水蒸气不易腐蚀加热管，且成本相对较低，塔结构也不复杂。b、冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气因地，应因地制宜加以选用，受当地的气温限制，冷却水一般为10 25，如需冷却到很低温度，则需采用低温介质，如冷却盐水，氟里昂等。本设计取沈阳夏季平均气温25 35。1.63 理想气体定压比热容的计算 根据公式: Cp= 式中： Cp 理想气体定压比热容 kj /(kmol k) T 所取的温度 K表1-3 精馏塔物料恒算表温度苯150.86159.44153.52甲苯173.60184.64176.72温度下： =151.45kj /(kmol*k) =184.04kj /(kmol*k) =164.16 kj /(kmol*k) (注：式中下标1 为苯，下标2 为苯)温度下： Tr=r = =3.071210kJ/kmol=391.98kJ/kg同理可求r446.61kJ/kg平均值 =392.81kJ/kg塔顶 =78.47kg/kmol1.64 相关数据计算a、塔顶以0为基准，81.85时，塔顶上升气体的焓值为Q Q= = = 4966148.95kJ/hb、回流液的焓 =71.544151.4581.85 =886872.4kJ/hc、馏出液的因为馏出液与回流口组成一样 所以 kj/(kmol*k) =534798kJ/hd、 冷凝器消耗 e、进料口 f、塔底残液焓 g. 再沸器（全塔范围列衡算式） 设再沸器损失能量 1.65 热量衡算表表1-4 热量衡算表平均比热热量进料164.161189422冷凝器-3514778.55塔顶馏出液151.45537495塔底釜残液184.06735101.2再沸器-3597955.751.7 塔板数计算1.7.1 理论塔板数计算塔顶，塔底饱和蒸汽压。 塔顶温度下 107.15kPa 塔底条件下 99.3 kPa 全塔平均挥发度 =8.05查图 N=17.52 (含塔釜再沸器) 取N=17(不含再沸器）进料的相对挥发度塔顶与进料相对挥发度 =3.714 N精=9.08精馏段理论塔板10块，提馏段理论塔板17.52块.1.7.2 实际塔板数计算 温度下，查表苯，甲苯的粘度分别是0.2877 和 0.2913 =0.289=0.540精馏段实际塔板19 块，总塔板33 块 1.8塔的气液负荷计算 1.8.1 苯、甲苯的密度和粘度 （1）苯、甲苯的密度 查表 表 1-5 苯、甲苯的密度温度苯甲苯81.850.810.80890.830.8010.789109.690.7810.780 表 1-6 苯、甲苯的液相粘度 物相温度 苯mpas甲苯mpas81.850.3170.31690.830.2870.291109.690.2400.2451.8.2相关的流量及物性参数(1)塔顶条件下的流量及物性参数气相平均相对分子量和液相平均分子量相同，MF=M苯*XF+M甲苯*（1-XF）=78.110.541+92.13（1-0.541）=84.54kg/kmolMD=M苯*XD+M甲苯*（1-XD）=78.110.974+92.13（1-0.974）=78.47 kg/kmolMW=M苯*XW+M甲苯*（1-XW）=78.110.024+92.13（1-0.024）=91.79 kg/kmol气相密度：液相密度：液相粘度：塔顶出料口质量流量： （2）塔底条件下的流量及物性参数气相平均相对分子量和液相平均相对分子量：即：气相密度： 液相密度：液相粘度： s塔底残留液的质量流量： （3）进料条件下的流量及物性参数 气液平均平均分子量 液相密度 气相密度： 液相粘度：进料质量流量： 由于q=1，所以精馏段上升蒸汽量等于提馏段上升蒸汽量，所以（4）精馏段的流量及物性参数 气相流量： 液相流量： （5）提馏段的流量及物性常数： 气相流量： 液相流量：（6）数据结果表塔顶进料塔釜 78.4791.8184.54 2.7993.0302.941 810.9780.0799.4 0.31610.24480.2888D W F 平均 kmol/h 43.36 36.41 79.77 表 1-7 塔顶、塔釜、进料液的数据结果表精馏段提馏段平均相对分子量 kg/kmol81.50588.1气相密度r V kg/ m2.872.985液相密度r L kg/ m805.15789.7液相粘度m L mpa.s0.3020.2668气相质量流量 kg/h9365.1710131.65液相质量流量 kg/h5831.189970.231.9.3 液相平均张力 表1-8温度 81.8590.83109.69苯 g/cm320.915319.800517.4985甲苯 g/ cm321.378620.375018.2989 精馏段： 提馏段： 沈阳化工大学学士学位论文 第二部分 精馏塔主要尺寸的设计计算第二部分 精馏塔主要尺寸的设计计算2.1塔径设计计算2.1.1精馏段的气、夜相体积流率为 由， 式中取板间距HT =0.4m，板上液层高度h L=0.06m，则HT - h L =0.4-0.06=0.34m查史密斯关联图得 取安全系数 按标准塔径圆整 塔截面积为 实际空塔气速 2.1.2提留段的气液体积流率 由，式中 取板间距HT =0.4m，板上液层高度hL=0.06m，则HT - hL =0.4-0.06=0.34m查史密斯关联图得取安全系数 按标准塔径圆整 塔截面积为 实际空塔气速 2.2塔板主要尺寸计算2.2.1精馏段 （1）溢流装置计算因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：堰长取流堰高度，选用平直堰，堰上液层高度近似取E=1，则 弓形降液管宽度和截面积f由，查图得，故 验算液体在降液管中停留时间 ，故降液管设计合理。降液管底隙高度，取，故底隙设计合理选用凹形受液盘。深度(2)塔板布置(a) 塔板的分布因D800mm，采用分块式查表得，塔板分为4块(b)边缘区域宽度确定取 （c）开孔区面积计算 开孔面积 其中故(d)筛孔计算及其排列 本设计所处理物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径=5mm。筛孔 按正三角形排列，取孔中心距t=3.2do=16mm，筛孔数目n=1.55Aa/t2=5052.2圆整到 5053个开孔率=0.907=8.8%AO=Aa=0.0991m3气体通过筛孔气速uo=Vs/Ao=0.9064/0.0991=9.146m/s2.2.2提馏段 （1）溢流装置计算因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：堰长取流堰高度，选用平直堰，堰上液层高度近似取E=1，则 弓形降液管宽度和截面积f由，查图得，故 验算液体在降液管中停留时间 ，故降液管设计合理。降液管底隙高度，取，故底隙设计合理选用凹形受液盘。深度(2)塔板布置(a) 塔板的分布因D800mm，采用分块式查表得，塔板分为4块(b)边缘区域宽度确定取 （c）开孔区面积计算 开孔面积 其中故(d)筛孔计算及其排列 本设计所处理物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径=5mm。筛孔 按正三角形排列，取孔中心距t=3.2do=16mm，筛孔数目n=1.55Aa/t2=5052.2圆整到 5053个开孔率=0.907=8.8%AO=Aa=0.0991m3气体通过筛孔气速uo=Vs/Ao=0.9420/0.0991=9.50m/s2.3塔板的流体力学验算 2.3.1精馏段 （1） 塔板压降 干板阻力 气体通过液层阻力计算 （2） 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响（3） 液沫夹带液沫夹带量： （4） 漏液对于筛板，漏液点气速 （5） 液泛 为了防止塔内液泛发生，要求控制降液管中清液层高度苯-甲苯物系属于一般物系，而Hd=hp+hl+h板上不设进口堰，Hd=0.135*（u，o）2=0.135*（0.08）2=0.001m液柱，Hd=0.0651+0.06+0.001=0.1261m液柱，满足要求，故不会发生液泛2.3.2提馏段 （1） 塔板压降 干板阻力 气体通过液层阻力计算 （2） 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。（3） 液沫夹带液沫夹带量： （5） 漏液对于筛板，漏液点气速 （5） 液泛 为了防止塔内液泛发生，要求控制降液管中清液层高度苯-甲苯物系属于一般物系，而Hd=hp+hl+h板上不设进口堰，Hd=0.135*（u，o）2=0.135*（0.08）2=0.001m液柱，Hd=0.0685+0.06+0.001=0.1295m液柱，满足要求，故不会发生液泛2.4塔板负荷性能图 2.4.1精馏段（1）液沫夹带线以=0.1kg液/kg气，为限，求的关系由式（1）知 ，则在操作范围内任取几个值。依式子（1）算出相应值列于表1中 0.00060.00150.00300.00450.00600.00900.0120 2.401562.306892.185242.083201.992131.830151.68558由此做出雾沫夹带线（1）。（2）漏液线=在操作范围内任取几个值，依上式计算出记过列于下表：0.00060.00150.00300.00450.00600.00900.01200.654520.671610.692940.710410.725530.751810.77445由此做出液泛线（2）。3.液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.008m作为最小液体负荷标准，how=0.008取E=1，则Ls,min=0.00121据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下4.液相负荷上限线以s。作为液体在降液体在降液管中停留