化学工程与工艺课程设计

1、轻工学院苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计班 级： 08化工1班姓 名: 田佳丽学 号：200815220113指导老师： 侯彩霞 朱婧目 录第一部分 化工原理化工原理设计任务书6符号说明8一设计方案的的确定及工艺流程的说明101、操作压力102、进料状态103、加热方式104、冷却剂与出口温度105、热能的利用11二、全塔的物料衡算111、料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率112、原料液及塔顶、塔底产品平均摩尔质量113、全塔的物料衡算11三、塔板数的确定12（一）、理论塔板数的求取121、的求取122、求最小回流比及操作回流123、求精馏塔的汽、液相负荷134、求操作线方程135、图解法球理论板层数

2、13（二）实际塔板层数的求取13四塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的求取13（一）操作压力计算13（二）操作温度的计算13（三）平均摩尔质量计算14（四）平均密度的计算141、液相平均密度142、气相平均密度15（五）液体的平均表面张力15（六）液体的平均黏度16五精馏塔的塔体工艺尺寸计算16（一）塔径的计算16六 . 塔的提馏段操作工艺条件及相关物性数据的17（一）平均压强17（二）操作温度计算18（三）、平均分子量18（四）平均密度181、液相平均密度182、气相平均密度19（五）液体的平均表面张力19（六）塔径19七 塔板工艺结构尺寸的设计与计算20（一）溢流装置计算20（二）塔板布

3、置21（三）筛孔排列及其计算22八筛板的流体力学验算22（一）塔板压降22（二）液面落差23（三）液沫夹带23（四）漏液23（五）液泛23九塔板负荷性能图24（一）漏液线24（二）液沫夹带线25（三）液相负荷下限25（四）液相负荷上限26（五）液泛线26筛板设计计算结果27第二部分 化工设备机械基础设计条件28一、塔高的计算29二、塔体圆筒与封头设计301、壳体材料的选取302、筒体厚度303、封头厚度30三、塔体设备质量在和计算301、圆筒壳、封头、裙座的质量302、附件质量313、内构件的质量314、保温层的质量315、平台、扶梯的质量316、操作时物料的质量317、充水的质量328、塔体

4、操做质量329、塔式容器的最大质量3210、最小质量32四、塔器的基本自振周期计算33五、风载荷与风弯矩的计算331、风载荷的计算332、接口管道的计算343、风弯矩的计算36六、地震弯矩的计算37七、偏心弯矩的计算38八、各种载荷引起的轴向应力381、计算压力引起的轴向拉应力382、计算操作质量引起的轴向压应力383、最大弯矩引起的轴向应力39九、塔体和裙座危险截面强度与稳定性校核401、塔体的最大组合轴向拉应力校核402、塔体与裙座稳定性校核40十、塔体水压试验和吊装时的应力校核43水压试验时各种载荷引起的应力43水压试验时应力校核44十一、基础环设计141、基础环尺寸442、基础环的应力

5、校核453、基础环的厚度45十二、地脚螺栓设计451、地脚螺栓的最大拉应力452、地脚螺栓的螺纹小径46参考文献47第一部分 化工原理化工原理设计任务书（一）设计题目：苯-氯苯精馏塔的设计（二）设计任务1） 进精馏塔的料液含氯苯30%（质量百分比，下同），其余为苯。2） 塔顶流出液中的氯苯含量不得高于2%。3） 生产能力为日产纯度为99.8%的氯苯29万吨产品。每年330天，每天24小时连续运行。（三）操作条件：1） 塔顶压强 4kPa表压。2） 进料热状况 自选。3） 回流比 自选。4） 塔底加热蒸汽压强： 506 kPa(表压)5） 单板压降 不大于0.7kPa。6） 全塔效率：52%7）

6、 厂址 唐山地区（四）设计内容1设计方案的确定及流程说明2塔的工艺设计3塔板流体力学计算4塔附件设计5塔总体高度设计6辅助设备选型与计算7塔的机械强度校核8设计结果列表或设计一览表9精馏塔的装配图10对设计结果的自我评价总结与说明、11设计说明书一份（五）设计基础数据1.组分的饱和蒸汽压Pio温度，8090100110120130131.8Pio×0.133-1kPa苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.组分液相密度温度，8090100110120130，kg/m3苯807805793780770757氯苯10391

7、02810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算：苯 氯苯 式中 t温度，3.组分的表面张力 温度，8090100110120131，苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力m可按下式计算式中: m混合液体的平均表面张力，mN/m mm纯组分A、B的表面张力, mN/m; xA、xBA、B组分的摩尔分率。4.氯苯的气化潜热常压沸点下的气化潜热为35.3×103 kJ/kmol。纯组分的气化潜热与温度关系可用下式表示：式中 tc组分的临界温度，对氯苯tc=359.2；r1、r2组

8、分在t1、t2温度下的气化潜热，kJ/kmol。5. 其它物性数据其它物性数据可查化工原理手册。符号说明：Aa塔板开孔区面积，m2Af降液管截面积，m2A0筛孔总面积，m2AT塔截面积，m2c0流量系数，无因次C计算时的负荷系数，m/sd0筛孔直径，mD 塔径，mev液沫夹带量，kg(液)/kg(气)E液流收缩系数，无因次F0气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2)g重力加速度，9.81m/s2hc与干板压降相当的液柱高度，m液柱hd与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，mhf塔板上鼓泡层高度，mhl与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱hL板上清液层高度，mh0降液管的低隙高度，mhOW堰上

9、液层高度，mhW出口堰高度，m进口堰高度，m与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱HT塔板间距，mK稳定系数，无因次lW堰长，mLh液体体积流量，m3/hLs液体体积流量，m3/sn筛孔数目NT理论板层数P操作压力，PaP压力降，PaPP气体通过每层筛板的压降，PaR鼓泡区半径，mu空塔气速，m/su0气体通过筛孔的速度，m/s漏液点气速，m/s液体通过降液管底隙的速度，m/sVs气体体积流量，m3/sWc边缘无效区宽度，mWd弓形降液管宽度，mx液相摩尔分数y气相摩尔分数充气系数，无因次；筛板厚度，m空隙率，无因次液体在降液管内停留时间，s粘度，Pas密度，kg/m3表面张力，N/m开孔

10、率或孔流系数，无因次一设计方案的确定及工艺流程的说明结合课程设计的需要，对某些问题作具体阐述。1. 操作压力精馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行精馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压精馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷

11、却剂使蒸汽冷凝，从而减少精馏的能量消耗。对于本设计中要求分离的苯-氯苯物系，应采用常压操作。2. 进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主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。因此，本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。3. 加热方式精馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大，便可采用直

12、接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。所以，本设计中采用间接蒸汽加热。4. 冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。综合考虑经济成本，本设计用常温水作冷却剂。5. 热能的利用精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过

13、程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。 本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。二全塔的物料衡算1、料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯的相对摩尔质氯苯的相对摩尔质量 2、原料液及塔顶、塔底产品平均摩尔质

14、量3、全塔物料衡算原料液处理量 总物料衡算 FD325.59苯物料衡算 0.7708F0.9860D0.0029W联立解得 F1487.40kmol/hD1161.81kmol/h三塔板数的确定（一）、理论塔板数的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取，步骤如下：1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取依据，将所得计算结果列表如下：相关数据计算温度，（）8090100110120130131.80.133-1kPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x1.0030.6

15、790.4430.2660.1280.0200.001y1.0010.9130.7860.6140.3780.0750.003本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压）2.求最小回流比及操作回流比将上表中数据作图得曲线，采用作图法求得最小回流比。自点(0.7708,0.7708)作垂线ef，即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为故最小回流比为考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：3、求精馏塔的汽、液相负荷L=RD=0.484×1161.81=526.32kmol/hV=(R+1)D=(0.484+1)×1161.81=1724.

16、13kmol/hL=L+F=526.32+1487.40=2013.72kmol/hV=V=1724.13kmol/h4、求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线5、图解法球理论板层数总理论板层数 进料板位置 （二）实际塔板层数的求取精馏段实际板层数：提馏段实际板层数：总塔实际板层数： 四塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）操作压力计算塔顶的操作压力：每层塔板压降：进料板压力：精馏段的平均压力：（二）操作温度计算依据操作压力，由安托尼方程lgPD =A-计算出泡点温度，将苯的A=6.060395、B=1225.188、C=222.155代入此式得：塔顶温度81.3进料板温度查图得

17、：精馏段平均温度（三）平均摩尔质量计算塔顶： ，（查相平衡曲线图）加料板：，（查相平衡曲线图）精馏段：（四）平均密度计算1.液相平均密度 表4-1 组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ： 氯苯 ： 式中的t为温度，塔顶：tD=81.3进料板：tF =88.9精馏段液相平均密度：2.汽相平均密度由理想气体状态方程计算，即（五）液体的平均表面张力 组分的表面张力（mN/m）温度，（）8085110115120131苯21.220.617.3

18、16.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力可按下式计算：（为A、B组分的摩尔分率）计算得塔顶由tD=81.3，查得；进料板由tF =88.9，查得；精馏段液相平均表面张力：（六）液体的平均粘度液相平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度的计算 由tD =81.3，查手册得解得进料板液相平均粘度的计算由，查手册得解得精馏段液相平均表面张力为 :五精馏塔的塔体工艺尺寸计算（一）塔径的计算精馏的气液相体积流率为：汽相体积流量液相体积流量1.初选塔板间距及板上液层高度，则：2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图

19、得负荷因子泛点气速：3.取安全系数为0.7，则空塔气速为4.精馏段的塔径按标准塔径圆整取塔截面积为 此时的操作气速。5.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为800mm故精馏塔的有效高度为六 . 塔的提馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。加料板：塔釜：平均压强（二）操作温度计算依据操作压力，由安托尼方程计算出泡点温度，计算结果如下：将氯苯的A=6.07963、B=1419.045、C=216.633代入此式得：塔釜温度215.5进料板温度查t-x-y图得：88.9。（三）平均分子量塔釜： ，（查相平衡

20、图）进料板平均相对分子质量：（四）平均密度1.液相平均密度 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ： 氯苯 ： 塔釜：tw=215.5提馏段平均液相密度：2.汽相平均密度（五）液体的平均表面张力双组分混合液体的表面张力可按下式计算：（为A、B组分的摩尔分率）计算得 塔釜：；（215.5）提馏段液体平均表面张力：（六）塔径提馏的气液相体积流率为：汽相体积流量液相体积流量按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：m/s安全系数为0.7，则空塔气速为提馏段的塔径按标准塔径圆整取七塔板工艺结构尺寸的设计与计算（一）溢流装置计算因为采用双溢流型的平顶弓形溢

21、流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。 1、溢流堰长（出口堰长）取2、溢流堰高度对平直堰近似取，则： 3、弓形降液管的宽度和降液管的面积由，查化原下P147图11-16得，即：，。验算液体在降液管内的停留时间（满足要求） 4、降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为。取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于，本结果满足要求）故降液管的底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度（二）塔板布置 1、边缘区宽度与安定区宽度确定边缘区宽度：一般为。安定区宽度：规定m时mm；m时mm；本设计取，。 2、开孔区面积计算式中：3、筛孔计算及其排列取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度

22、，且取。故孔心距。每层塔板的开孔数个每层塔板的开孔率（应在，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速八筛板的流体力学验算（一）塔板压降 1、干板阻力计算由查得液柱2、气体通过液层的阻力由下式计算查得=0.40. 3、液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 由下式计算气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为（满足工艺要求）（二）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。（三）液沫夹带故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。（四）漏液对筛板塔，漏液点的气速可由下式计算实际孔速筛板的稳定性系数故在本设计中无明显漏液。（五）液泛为防

23、止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯氯苯物系属于一般物系，取而板上不设进口堰，则液柱液柱成立，故不会产生液泛。九塔板负荷性能图（一）漏液线由 得 整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：0.0020.0100.0200.0300.0405.8086.2236.5716.8497.089依据表中数据作出漏液线1（二）液沫夹带线以气为限，求关系如下:式中：故 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：0.0020.0100.0200.0300.04030.14527.65625.43323.56921.905依据表中数据作出雾沫夹带线2(三)液相负荷下限线

24、对于平直堰，取堰上液层高度m作为最小液体负荷标准，得取，则（四）液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，得（五）液泛线令=由=+; =+； =；=+联立得+(-1)=(+1)+忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得a=b-c-d;式中 a= b=+(-1) c=0.153/() d=2.84将有关数据代入得a=0.00033; b=0.2158;c=42.5; d=0.5883故=653.939-128787.88-1782.727在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：0.0020.0100.0200.0300.04025.00023.62921.70419.1

25、2915.472由上表数据即可作出液泛线5。 在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得Vs,max=20.50m3/sVs,min=6.00m3/s故操作弹性为：综上，所设计筛板的主要结果汇总于下表：筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度tm，85.12平均压力Pm，kPa107.433气相流量Vs，(m3/s)13.2804液相流量Ls，(m3/s)0.01455实际塔板数Np196有效段高度Z，m9.37塔径D，m4.08板间距HT，m0.509溢流形式双溢流10降液管形式平顶弓形11堰长lw，m2.012堰高

26、hw，m0.03813板上液层高度hL，m0.06314堰上液层高度how，m0.02515降液管底隙高度ho，m0.03016安定区宽度Ws，m0.08017边缘区宽度Wc，m0.05018开孔区面积Aa，m29.4819筛孔直径d0，m0.0120筛孔数目n1216621孔中心距t，m0.0322开孔率，%10.123空塔气速u，m/s1.05824筛孔气速u0，m/s13.8625稳定系数K2.1526每层塔板压降P，kPa0.727负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带eV，（kg液/kg气）0.007930气相负荷上限Vs,max，m3/s0.045531气相负荷下限Vs,

27、min，m3/s0.00183532操作弹性3.417第二部分 化工设备机械基础设计条件塔体与裙座的机械设计条件如下：(1)塔体内径，塔高取H=21000mm：圆筒：14975mm，裙座：5000mm(2)计算压力，设计温度t=220(3)设置地区：基本风压值，地震设防烈度为8度，场地土壤：类，设计地震分组第二组，设计基本地震加速度为0.3g(4)塔内装有N=19层筛板塔盘，每块塔盘上存留介质层高度为hw=63mm，介质密度，保温层密度。(5)人孔数4个，相应在人孔处安装圆形平台4个，平台宽度：B=900mm，高度H=1000mm。(6)塔体与封头材料选用16MnR，其，。(8)裙座材料选用Q

28、235-B，。(9)塔体与封头对接焊接，塔体焊接接头系数=1(10)塔体、封头与裙座壁厚附加量C=2.8mm。（一）塔高的计算将20.625m圆整为21m。N实际塔板数nF进料板数HF进料板进塔板间距np人孔数，的板式塔，每隔层设一个人孔，人孔直径一般为，其伸出塔体的长为，人孔中心操作平台约。HB塔底空间高度，其中; 故有Hp人孔处的板间距，取0.8mHD塔顶空间高度，设计中通常取值为,取H1封头高度，查表可得H2裙座高度，（二）塔体圆筒与封头设计1、壳体材料的选择：因苯氯苯有轻微的腐蚀性，毒性为高度危害，故选用16MnR。2、筒体厚度设计厚度，考虑到其受风载荷、地震载荷和介质压力作用，取名义

29、壁厚；有效壁厚。3、封头厚度采用标准椭圆封头，材料为16MnR封头厚度：设计厚度，取名义壁厚，有效壁厚。（三）塔设备质量载荷计算1、圆筒壳、封头、裙座质量圆筒质量：封头质量：裙座质量：故说明：（1）塔体圆筒总高度为 （2）查得DN=4000mm，厚度10mm的圆筒质量为 （3）椭圆形封头质2、附属件质量 3、内构件质量 ，其中筛板塔盘质量载荷为65kg/m24、保温层质量 其中 求得 5、平台、扶梯质量说明：由手册查得，平台质量：，笼式扶梯质量：，笼式扶梯总高，平台数量：n=4。6、操作时物料质量其中塔釜圆筒部分深度为，塔板上液层高度为，封头体积，此处。7、充水质量其中水的密度8、塔器操作质量

30、9、塔式容器的最大质量10、最小质量本塔的计算截面选其较薄弱的部位，塔底截面0-0截面，裙座上的1-1截面，塔体的裙座连接焊缝处的2-2截面将塔沿高度分成5段，裙座两段，筒体3段，具体分段及各段对应质量见下表段号塔段长度（mm）10004000620033006500人孔与平台数00112塔板数006679895349.26131.83263.76808004900.94900.95717.7074.12873.51529.42611.6401601333.21217.22390.402354.74108.34108.3479302408.4778724144871174.4247.31337

31、.31533815.917021276.39275.320880.715835.424022.71276.3932994644.453175.190404.11276.36920.612851.77806.3814655.5（四）塔器的基本自振周期计算（五）风载荷及风弯矩计算1、风载荷计算 体型系数，对圆筒形容器为0.7基本风压值风压高度变化系数计算段长度风振系数塔有效直径，设笼式扶梯与塔顶管线成其中脉动影响系数振动系数脉动增大系数，根据自振周期查得的计算，取以下，式中较大者：笼式扶梯系数，取设备保温层厚度，取管道保温层厚度，取管道外径，A为平台面积接管管道的计算， 精馏段气体出口管，取 进料

32、管料液由高位槽进塔时，料液流速取0.40.8m/s。由泵输送时，流速取为1.52.5 m/s。取查手册得输送体无缝钢管规格为327 故 塔底出料管查手册得输送体无缝钢管规格为766 故 回流液管冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为0.20.5m/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取1.52.5m/s。饱和水蒸气管饱和水蒸气压力在295kPa（表压）以下时，蒸气在管中流速取为2040m/s；表压在785 kPa以下时，流速取为4060m/s；表压在2950 kPa以上时，流速取为80m/s。以2-3段为例计算风载荷：所以取：各段风载荷计算结果计算段平台数N10003501.0100.720.011.571.00146200114340003501.1000.720.091.571.00546200498062003501.422900.730.381.571.0311.2491011095133003501.605450.750.581.571.1314.551651755065003501.975540.791.001.571.282158192233