化工原理课程设计泡罩塔

苯-甲苯连续精馏泡罩塔的设计目 录 中文摘要7 英文摘要81 引言9 1.1 二元混合精馏概述9 1.2 泡罩塔简介10 1.3 设计方案的确定10 1.4 操作流程10 1.5 精馏塔的设计步骤11 2 塔的工艺参数计算 12 2.1 主要基础数据 12 2.1.1苯和甲苯的物理性质 122.1.2常压下苯甲苯的气液平衡数据12 2.1.3饱和蒸汽压P0 12 2.1.4苯与甲苯的液相密度13 2.1.5液体表面张力13 2.1.6液体黏度13 2.1.7液体气化热13 2.2 精馏塔的物料衡算13 2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率13 2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量14 2.2.3物料衡算14 2.3 塔板数的确定142.3.1理论塔板数NT的求取14 2.3.1.1 yx图及txy14 2.3.1.2最小回流比及操作回流比16 2.3.1.3理论板数 NT162.3.2全塔效率ET162.3.3实际塔板数N162.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算172.4.1操作压强Pm172.4.2操作温度 tm172.4.3平均摩尔质量Mm172.4.4平均密度m182.4.4.1气相平均密度mV182.4.4.2液相平均密度计算182.4.5液体平均表面张力m192.4.6液体平均黏度Lm202.5气液负荷计算213精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算213.1泡罩数计算223.2塔径的计算223.3鼓泡面积22 3.4溢流装置的计算233.4.1.堰长233.4.2堰上液层高度233.4.3堰高及等233.5降液管计算243.6塔盘布置244塔板的流体力学计算24 4.1液面落差25 4.2动液封hds26 4.3压降26 4.4雾沫夹带验算29 4.5排空时间304.6塔板负荷性能曲线30 4.6.1雾沫夹带线30 4.6.2液泛线314.6.3液体负荷上、下限线32 4.6.4漏液线（气象脉动线）33 4.6.5液相负荷下限线335塔附件设计35 5.1接管35 5.1.1进料管的管径35 5.1.2回流管35 5.1.3塔釜出料管36 5.1.4塔顶蒸汽出料管36 5.1.5塔釜进气管36 5.1.6法兰36 5.2 筒体封头37 5.2.1筒体37 5.2.2封头37 5.3除沫器37 5.4裙座38 5.5吊柱38 5.6人孔396塔总体高度的设计39 6.1塔的顶部空间高度39 6.2塔的底部空间高度39 6.3塔立体高度397附属设备设计40 7.1冷凝器的选择40 7.1.1热负荷QC的计算40 7.1.2冷却水用量407.1.3总传热系数40 7.1.4泡点回流时的平均温差40 7.1.5换热面积40 7.2再沸器的选择407.2.1热负荷40 7.2.2 加热蒸汽用量417.2.3平均温差41 7.2.4换热系数K418风载荷和风弯矩41 8.1 风载荷 41 8.2 风弯矩429 地震载荷的计算44 9.1塔的自震周期44 9.2地震载荷计算4410设计结果一览表45心得体会48参考文献49板式精馏塔设计摘要：本设计采用泡罩精馏塔分离苯-甲苯溶液。通过对原料产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对苯-甲苯精馏工艺流程和主体备设计。苯-甲苯溶液为理想物系，利用作图法求出最小回流比为0.9753，理论板数为14块，计算出全塔效率为52%，实际板数为27块，其中精馏段10块，提馏段17块，进料位置为第11块。得到精馏塔的塔径为2.6米，总高15.748米；精馏段操作弹性为2.59，提馏段操作弹性为3.77，通过泡罩塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。强度校核表明，该精馏塔满足强度、刚度及稳定性等要求。关键词：苯-甲苯溶液，精馏，泡罩塔设计，最小回流比Abstract:Ablister distillation tower is designed to separate Benzene and Toluene. The design includes determination of the distillation process, optimal reflux ratio through economic accounting, calculation of the distillation column size and selection of auxiliary equipment. The Benzene-Toluene solution is aideal physical system. The minimum reflux ratio was 0.9753in mapping method. The theoretical plate number was 14, the efficiency of the rectifying section is52%, the actual plate number was 27, of which the rectifying section 10 and the stripping section 17, the feeding location is the11th plate. The diameter of distillation tower is 2.6 meters, the total height of tower is 15.748 meters; the operating flexibility of the rectifying section is 2.59 and of the stripping section is3.77. Through calculating the fluid mechanics of the float valve tower every target and data is up to standard. Strength checking shows that the distillation tower meets the strength, stiffness and stability requirement.Keywords: Benzene and Toluene，distillation，float valve tower， minimum reflux ratio1引言塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。根据板式精馏塔设计任务，我们选择用泡罩板精馏塔，运用化工设计的程序和方法，通过查阅资料、使用手册，选用数据和公式，合理确定工艺流程，正确进行工艺计算，并且用文字、数表、图纸表达了设计成果。具体设计内容如下：1.1 二元混合精馏概述在化工实际生产中，精馏是最常用的单元操作，是分离均相液体混合物的最有效方法之一。在化学工业中，总能耗的40用于分离过程，而其中的95是精馏过程消耗的，因此有必要开辟多种途径来降低能耗，实现精馏节能。因此，对二元混合物连续精馏的研究无论是对节省投资，还是降低能耗，都具有非常重要的意义。双组分混合液的分离是最简单的精馏操作。典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、再沸器、冷凝器等。精馏塔供汽液两相接触进行相际传质，位于塔顶的冷凝器使蒸汽得到部分冷凝，部分凝液作为回流液返回塔顶，其余馏出液是塔顶产品。位于塔底的再沸器使液体部分汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料加在塔的中部，进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降，进料中的蒸汽和下塔段来的蒸汽一起沿塔上升。在整个精馏塔中，汽液两相逆流接触，进行相际传质。液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作得当，馏出液将是高纯度的易挥发组分，塔底产物将是高纯度的难挥发组分。进料口以上的塔段，把上升蒸汽中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段，从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段。两段操作的结合，使液体混合物中的两个组分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品。当使n组分混合液较完全地分离而取得n个高纯度单组分产品时，须有n-1个塔。近年来人们逐渐重视对于将化学反应和精馏过程结合起来的研究。这种伴有化学反应的精馏过程称为反应精馏。按照反应中是否使用催化剂可将反应精馏分为催化反应精馏过程和无催化剂的反应精馏过程。催化反应精馏过程按所用催化剂的相态又可分为均相催化反应精馏和非均相催化精馏过程，非均相催化精馏过程即为通常所讲的催化精馏。这种非均相催化精馏过程能避免均相反应精馏中存在的催化剂回收困难，以及随之带来的腐蚀、污染等一系列问题。1.2泡罩塔简介板式精馏塔中溶液经过一块塔板即相当于一次相平衡，塔板的数目越多则分离效果越明显，但同时塔板费用也越高，故需要根据实际的费用及操作要求来确定塔板的数目。塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔是典型的板式塔，长期以来在蒸馏、吸收等单元操作所使用的塔设备中曾占有主要地位，近几十年来由于塔设备有很大进展，出现了许多性能良好的新塔型，才使泡罩塔的应用范围和在塔设备中所占的比重都有所减少。但泡罩塔并不因此失去重要性，因为其具有以下优点：（1）塔板效率较高（2）操作弹性较大，在负荷变动范围较大时仍能保持较高的效率。（3）生产能力较大。（4）液气比的范围大。（5）不易堵塞，能适应多种介质。（6）操作稳定可靠。泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修麻烦以及气相压力降较大。然而泡罩塔经过长期的实践，积累的经验比其他任何塔型都丰富。常用的泡罩已经标准化。1.3设计方案的确定设计方案选定是指确定整个精馏装置的流程、主要设备的结构型式和主要操作条件。所选方案必须：能满足工艺要求，达到指定的产量和质量；操作平稳，易于调节；经济合理；生产安全。在实际的设计问题中，上述四项都必须兼顾考虑。课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力，进料状况，加热方式及其热能的利用。本设计选用泡罩塔，采用泡点进料，采用间接加热塔釜加热蒸汽压力为0.2MPa（表压）。1.4操作流程精馏装置有精馏塔、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。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。苯-甲苯混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用再沸器加热。塔底产品经冷却后送入贮槽。1.5精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行： (1)设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。 (2)蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。 (3)塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。 (4)管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。 (5)精馏塔主体设备的机械设计。(6)绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。(7)编写设计说明书。2 塔的工艺参数计算2.1主要基础数据2.1.1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.72.1.2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y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.1.3饱和蒸汽压P0苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即式中 t物系温度，；P0饱和蒸汽压，kPa； A、B、CAntoine常数，其值见下表：组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.582.1.4苯与甲苯的液相密度温度()8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770.02.1.5液体表面张力温度()8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，Mn/m21.6920.5919.9418.4117.312.1.6液体黏度温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.2282.1.7液体气化热温度8090100110120苯，kJ/kg394.1386.9379.3371.5363.2甲苯，kJ/kg379.9373.8367.6361.2354.62.2 精馏塔的物料衡算2.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2.2.3物料衡算 原料处理量总物料衡算苯物料衡算联立解得式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量2.3塔板数的确定2.3.1 理论塔板数NT的求取 苯一甲苯属理想物系，可采M.T.图解法求理论塔板数NT。2.3.1.1根据苯、甲苯的气液平衡数据作yx图及txy，参见图1及图2图1苯、甲苯的yx图及图解理论版图2苯、甲苯的t-x-y图2.3.1.2求最小回流比及操作回流比。 因泡点进料，在图2中作进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq=0.7475，xq=0.5412，此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式：取回流比2.3.1.3求理论板数NT精馏段操作线如图2所示，按常规M.T.作图法解得：NT=14.5-1层（不包括釜）。其中精馏段理论板数为5层，提馏段为8.5层（不包括釜）。2.3.2全塔效率ET根据塔顶、塔底液相组成查图3，求得塔平均温度为95.43，该温度下进料液相黏度为：故2.3.3实际塔板数N精馏段提馏段2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.4.1操作压强Pm塔顶操作压力PD101.3 kPa每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力101.3+0.710108.3kPa塔底操作压力=101.3+270.7=120.2kPa精馏段平均压力 P m精（101.3+108.3）/2104.8 kPa提馏段平均压力P m提 =（120.2+108.3）/2 =114.25 kPa2.4.2操作温度tm依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度，进料板温度 塔底温度精馏段平均温度提馏段平均温度2.4.3平均摩尔质量Mm塔顶平均摩尔质量计算 由代入相平衡方程得进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得塔底平均摩尔质量计算由xw=0.0118,由相平衡方程，得yw=0.029精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量2.4.4平均密度m2.4.4.1气相平均密度mV由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度2.4.4.2液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由tD81.1，查手册得 LAD=813.7kgm3，LBD=809.5kgm3塔顶液相的质量分率 aAD=0.94求得LmD=813.4kgm3进料板液相平均密度的计算 由tF=93.1，查手册得 LAF=800.1kgm3,LBF=796.9kgm3进料板液相的质量分率 aAF=0.5求得LmF=798.5kgm3塔底液相平均密度的计算 由tW=116.0，查手册得 LAW=774.1kgm3，LBW=773.5kgm3塔底液相的质量分率 aAW=0.01求得LmW=773.5kgm3精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为2.4.5液体平均表面张力m液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=81.1，查手册得 A=21.13mNm，B=21.55mNm进料板液相平均表面张力的计算 由tF=93.1，查手册得 A=19.71mNm，B=20.40mNm塔底液相平均表面张力的计算 由tW=116.0，查手册得 A=16.94mNm，B=17.73mNm精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 2.4.6液体平均黏度Lm液相平均黏度依下式计算，即 塔顶液相平均黏度的计算 由 tD=81.1，查手册得 A=0.305mPas,B=0.308mPas进料板液相平均黏度的计算 由tF=93.1，查手册得 A=0.272mPas，B=0.279mPas塔底液相平均黏度的计算 由tW=116.0，查手册得 A=0.222mPas.B=0.238mPas精馏段液相平均黏度为 提馏段液相平均黏度为 2.5 气液负荷计算 精馏段：提馏段：3 精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算选取泡罩塔尺寸齿缝高度 h=30mm齿缝宽度b1=5mm齿缝数 n=32升气管直径齿缝总面积F4=48cm2泡罩底面积升气管净面积3.1泡罩数计算对精馏段：对提馏段：为了排列方便，我们选取泡罩数为245个3.2塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。对精馏段：取泡罩中心距鼓泡面积根据t/查图可得鼓泡总面积各泡罩的底面积之和塔径 所以取2.6m符合要求对提馏段：塔径D也为2.6m3.3鼓泡面积塔板总鼓泡面积：3.4溢流装置的计算3.4.1.堰长本塔采用单溢流，常用弓形降液管的溢流堰长取值范围为取3.4.2堰上液层高度本设计采用平直堰设出口堰，不设进口堰,堰上液层高度按下式计算精馏段：3.4.3堰高及等初选动液封hds=0.06m静液封堰高泡罩下缘距塔板间距0.01m泡罩帽缘高度0.005m取0.081m考虑降液管底部液封为12mm，则管底通道宽度提馏段:堰高：初选动液封hds=0.06m静液封堰高泡罩下缘距塔板间距0.01m泡罩帽缘高度0.005m取0.062m考虑降液管底部液封为12mm，则管底通道宽度3.5降液管计算对于弓形降液管，堰长一经确定之后，降液管宽和面积可按下图计算.图3，查图可得：,验算降液管内停留时间，应用公式精馏段：提馏段：停留时间，故降液管可用。3.6塔盘布置塔盘面积分为鼓泡面积、降液面积、稳定区和无效区。由上面数据得：鼓泡区：降液区：无效区：1-62.13%-14.44%=23.43%4 塔板的流体力学计算4.1 液面落差对精馏段：先按塔径计算液流强度，根据hw及hT由下图求出未校正的每排泡罩的液面落差：查表得图4计算气动因子Fp：从上图求出校正系数,在算出校正后的每排泡罩的液面落差。有关计算式如下：查上表得对提馏段：查表得计算气动因子Fp：从上图求出校正系数,在算出校正后的每排泡罩的液面落差。有关计算式如下：查上表得4.2 动液封hds对精馏段：初选动液封则静液封对提馏段：初选动液封则静液封4.3 压降对精馏段：屏保压降hc由已知得，取KC=0.25液层阻力h1式中：按液流面积计算的气速图5查图得全塔总压降对提馏段：由已知得，取KC=0.25液层阻力h1式中：按液流面积计算的气速查图得全塔总压降4.4 雾沫夹带验算检验液泛：对精馏段：所以不发生液泛。对提馏段：同理可得所以不发生液泛。检查雾沫夹带：对精馏段：hf=0.0432Fb2+1.89hw-0.0406=0.2866mS=HT-hf=0.45-0.2866=0.1643mWG=VsAT-2Af=5.445.3089-20.3833=1.1976msWGS=7.2893ua=VsAT-Af=1.1044msev=5.710-6uaHT-hf3.2=0.079700.1所以不发生雾沫夹带对提馏段：同理求得ev=0.01291s,故塔体任意点的x地震载荷为C结构系数，小于1，取C0.5（立式设备）必须考虑高振影响。确定危险截面：00截面为裙座基座截面 11截面为裙座人孔处截面 22 截面为塔底焊缝处截面00截面地震弯矩：11截面地震弯矩： 22 截面地震弯矩:10设计结果一览表 泡罩塔工艺设计结果项目数值塔径D/m2.6板间距HT/m0.45板上液层高度hL/m0.06空塔气速精馏塔u/(ms-1)1.025提馏塔u/(ms-1)0.987溢流堰长度lW/m1.716溢流堰高度精馏段hw/m0.08129提馏段 hw/m0.06208降液管截面积Af/m20.3833降液管宽度Wd/m0.3224降液管底隙高度精馏段h0/m0.069提馏段 h0/m0.05泡罩数m/个（等边三角形叉排）245孔阀中心距t/m0.125塔板压降精馏段hp/m0.1268提馏段hP/m0.1417液体在降液管内的停馏时间精馏段/s14.9987 提馏段/s6.16气相负荷上限精馏段1.5256提馏段2.01液相负荷下限精馏段0.5888提馏段0.5333操作弹性精馏