化工原理和化工机械课程设计 苯乙苯连续精馏塔的设计.docx
《化工原理和化工机械课程设计 苯乙苯连续精馏塔的设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理和化工机械课程设计 苯乙苯连续精馏塔的设计.docx（46页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。
化工原理和化工机械课程设计苯乙苯连续精馏塔的设计
化工原理及化工机械课程设计
论文题目苯—-乙苯连续精馏塔的设计
院系化学与环境工程学院
专业应用化学
姓名
学号
指导老师
2010年6月25日
内容摘要
精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。
即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。
根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量。
之后，计算塔板数、塔径等。
根据这些计算结果进行塔板结构的设计。
计算和设计这些之后进行有关的力学性能计算和一系列的校核。
关键词：
精馏设计条件塔板结构的设计校核
Abstract
Theessenceofrectificationprocessisusingthecharacteristicofeachcomponentinthemixturewithdifferentvolatility.Inanotherword，thecharacterwhichthedifferentofeachcomponentofsaturatedsteampressuremakesthelightphasethatintheliquidtransferstothesteamphaseandthereorganizationofvaporphasetransferstotheliquidinthesametemperature,andthusachievedthepurposeofseparation.Firstly,wecandescribethetemperaturedistributionandbasedonthedesignconditionsandthegivendatas.Scendly,wecangettheminimumrefluxratioandtherelativevolatilityinthetowertop,andtherelativevolatilityinthetowerkettle,andtheaveragerelativevolatilityinwholetower.Accordingtothematerialbalanceequation,wecanfigureouttherateoftheflowinthetwo-phasethatsteamandliquidoftherectifyingsectionandstrippingsection.Afterthat,wealsoneedtocalculatethenumberoftheplateandthediameterofthetower,etc.Accordingtothecalculationresultsofthetower,wecandothenextassignment,structuredesign.Atlast,weshouldcalculatethemechanicalpropertiesandseriesofoutputtests.
KeywordsRectificationDesignconditionsTowerstructuredesign
Outputtest
2.2.4塔径计算20
2.4.1降液装置25
2.4.2漏液验算26
2.4.3液泛验算26
2.4.4雾沫夹带验算26
3.1.1塔顶空间27
3.1.2塔顶蒸汽出口27
3.2.1塔底空间27
3.2.2塔底出口27
3.3.1塔顶回流进口27
3.3.2原料进口28
3.4.1裙座的形状28
3.4.2裙座与塔壳的连接28
3.4.2裙座与塔壳的连接28
3.5塔盘28
3.5.1塔盘类型28
3.5.2塔盘板形状28
3.5.3支持圈和支持板的尺寸28
4.4.1筒体圆筒、封头、裙座质量31
4.4.2塔内构件的质量31
4.4.3保温层质量31
4.4.4平台扶梯质量31
4.4.5操作时塔内物料质量32
4.4.6附件质量32
4.4.7充水质量32
4.4.8塔器的操作质量32
4.4.9塔器的最小质量32
4.4.10塔器的最大质量32
4.5.1风载荷33
4.5.2风弯矩33
4.7.1计算压力引起的轴向拉应力σ134
4.7.2最大弯矩引起的轴向应力σ335
4.8.1塔体的最大组合轴向拉应力校核36
4.8.2塔体与裙座的稳定校核36
4.9.1.水压试验时各种载荷引起的应力37
4.9.2水压试验时应力校核37
4.10基础环的计算38
4.10.1基础环尺寸38
4.10.2基础环的应力校核38
4.10.3基础环的厚度39
4.10.4地脚螺栓计算39
4.10.5地脚螺栓的螺纹小径39
第5章主要计算结果列表40
课程设计总结44
第1章综述
1.1精馏原理及其在工业生产中的运用
1.1.1精馏原理：
蒸馏是提纯液体物质和分离混合物的一种方法，但它只能粗略地把多组分系统相对分离。
若要高效率地使混合物得到较为完全的分离怎么办呢？
那就要采用精馏的方法。
利用混合物中各组分的沸点不同，挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。
其精馏塔如图1所示。
原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提留段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。
图1精馏塔
精馏实际上是多次简单蒸馏的组合。
在精馏段，气相在上升的过程中，气相低沸点组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获得低沸点产品。
在提馏段，其液相在下降的过程中，其低沸点组分不断地提馏出来，使高沸点组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得高沸点产品，如图2。
图2精馏过程
以苯、乙苯溶液进行精馏A（乙苯），B（苯）为例，从塔的中间O点进料。
在O点时，气、液两相的组成分别为x3和y3。
如果把组成y3气相冷到T2,则气相中沸点较高的组分将部分地冷凝为液体,得到组成为x2的液相和组成为y2的气相，依此类推。
最后所得到的蒸气的组成可接近纯B，冷凝后即得纯液体B。
液相部分，对x3的液相加热到T4，液相中沸点较低的组分部分气化，得到组成为x4的液相和组成为y4的气相，依此类推。
最后得到纯A。
多次反复部分蒸发和部分冷凝的结果，使气相组成沿气相线下降，最后从塔底得到纯丙醇，液相组成沿液相线上升，最后从塔顶得到恒沸混合物。
精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。
提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。
所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的低沸点产品，而在塔底获得高纯度的高沸点产品，因此精馏比简单蒸馏的效率大大的提高了。
所以它在工业上具有广泛的应用。
1.1.2在工业生产中的运用：
塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。
塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。
在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。
1.2精馏操作对塔设备的要求
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，首先必须要能使气（汽）、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。
但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：
（１）气（汽）、液处理量大，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。
（２）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。
（３）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，从而降低操作费用。
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。
（４）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
（５）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
（６）塔内的滞留量要小。
实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求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要求，抓住主要矛盾，进行选型。
1.3设计任务及操作条件
1）进精馏塔的料液含乙苯40%（质量分数，下同），其余为苯；
2）塔顶的乙苯含量不得高于2%；
3）残液的乙苯含量不得低于98%；
4）生产能力为年产12000吨98%的乙苯产品；
5）操作条件：
a塔顶压力4kPa（表压）
b进料热状态
c回流比自选
d加热蒸汽压力0.5MPa（表压）
e单板压降<=0.7kPa
板式塔通常是由一个呈圆柱形的壳体及沿塔高按一定的间距，水平设置的若干层塔板（或称塔盘）所组成。
在操作时，液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底排出，并在各层塔板的板面上形成流动的液层；气体则在压力差推动下，由塔底向上经过均布在塔板上的开孔依次穿过各层塔板由塔顶排出。
塔内以塔板作为气﹑液两相接触传质的基本构件。
气﹑液两相在塔内进行逐级接触，气﹑液两相的组成沿塔高呈阶梯式变化，所以板式塔是逐级接触型的气液传质设备。
板式塔的类型很多，主要是在于塔内所设置的塔板结构不同。
板式塔的塔板可分为有降液管及无降液管二大类。
在有降液管式的塔板上，有专供液体流通的降液管，每层板上的液层高度可以由适当的溢流挡板调节之。
在塔板上气﹑液两相呈错流方式接触。
常用的板型有泡罩塔﹑浮阀塔﹑筛板塔、喷射型塔等。
在无降液管式的塔板上，没有降液管，气﹑液两相同时逆向通过塔板上的小孔，故又称穿流板。
这种塔板结构简单，在塔板上，气﹑液两相呈逆流方式接触。
常用的板型有穿流板塔等。
本设计的选型为筛板塔。
本设计所选塔为筛板塔，它的主要优点有：
（１）结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
（２）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
（３）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
（４）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：
（１）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
（２）操作弹性较小（约2～3）。
（３）小孔筛板容易堵塞。
为了加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都加大了塔的研究力度。
如今在我国常用的板式塔中主要为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌型塔等。
填料种类出拉西、环鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。
更加强了对筛板塔的研究，提出了斜空塔和浮动喷射塔等新塔型。
同时我国还进口一些新型塔设备，这些设备的引进也带动了我国自己的塔设备的科研、设计工作，加速了我国塔技术的开发。
第2章塔的工艺计算
2.1主要基础数据
表1.苯和乙苯的物理性质
项目
分子式
分子量
沸点℃
临界温度℃
临界压强Pa
苯A
C6H6
78．11
80．1
288．5
6833.4
乙苯B
C8H10
106．16
136．2
348．57
4307．7
饱和蒸汽压为P×:
苯和乙苯的饱和蒸汽压可用Antoire方程计算即㏑P×=A-
其中P×单位为mmHg,T单位为K表2.
组分
A
B
C
苯
15.9008
2788.51
-52.36
乙苯
16.0195
3279.47
-59.95
表3.苯和乙苯在某些温度下的表面张力σ（mN/m）
t/℃
20
40
60
80
100
120
140
σmN/m
28.80
26.25
23.74
21.27
18.85
16.49
14.17
σ乙苯
29.30
27.14
25.01
22.92
20.85
18.81
16.82
表4.苯和乙苯在某些温度下的粘度（mPa·s）
t/℃
0
20
40
60
80
100
120
140
μL苯
0.742
0.638
0.485
0.381
0.308
0.255
0.215
0.184
μL乙苯
0.874
0.666
0.525
0.426
0.354
0.300
0.259
0.226
表5.苯和乙苯的液相密度ρL（kg/m3）
t/℃
20
40
60
80
100
120
140
ρL苯
877．4
857．3
836．6
815．0
792．5
768．9
744．1
ρL乙苯
867．7
849．8
831．8
813．6
795．2
776．2
756．7
表6.液体气化热г（kj/kg）
t/℃
20
40
60
80
100
120
140
г苯
431．1
420．0
407.7
394.1
379.3
363.2
345.5
г乙苯
399.6
390.1
380.3
370.0
359.3
347.9
335.9
表7.不同塔径的板间距
塔径D/m
0.3-0.5
0.5-0.8
0.8-1.6
1.6-2.4
2.4-4.0
板间距Ht/mm
200-300
250-350
300-450
350-600
400-600
2.2工艺计算及主体设备设计.
2.2.1物料衡算
苯的摩尔质量:
MA=78.11kg/kmol
乙苯的摩尔质量:
MB=106.16kg/kmol
将进料、塔顶和釜液的浓度以分子分数表示为：
XF=（60%/78.11）/[（60%/78.11）+（40%/106.16）]=0.672
XD=（98%/78.11）/[（98%/78.11）+（2%/106.16）]=0.985
XW=（2%/78.11）/[（2%/78.11）+（98%/106.16）]=0.027
苯和乙苯在某些温度t下蒸汽压PA°,PB°及所对应的α，对于理想溶液α=PA°/PB°
表8
t
x
y
——
101.3
16.83
6.01
1
1
84
114.1
19.5
5.85
0.86
0.974
88
128.4
23.5
5.46
0.74
0.939
92
144.1
26
5.54
0.635
0.906
96
161.3
29.9
5.39
0.541
0.864
100
180
34.3
5.25
0.485
0.816
104
200
39
5.1
0.4
0.8
108
222.4
44.5
5.0
0.318
0.7
110.6
237.7
48.3
4.92
0.278
0.654
115
265.7
55.3
4.8
0.217
0.571
120
299.6
64.2
4.67
0.156
0.463
125
2540
556
4.57
0.103
0.344
130
2835
639
4.44
0.055
0.205
135
3165
735
4.31
0.01
0.042
136.2
3294
760
4.33
0
0
由上表数据作如图2-1等压曲线（t-x图）
图2-1苯-乙苯的等压曲线
相对挥发度可取表8中x=0（
=4.33）和x=1（
=6.01）时的α的几何平均值
=
=5.101
根据图2-1可确定它定、塔釜和进料温度分别为：
塔顶温度tD=80.50c,塔底温度tw=129.50c,进料温度tF=910c
全塔平均温度tm=（tD+tW+tF）/3=100.30c
平衡线方程：
y=
=
q线方程：
x=0.672
而Rmin=
=0.346
操作回流比：
取R=1.5Rmin=1.5×0.346=0.52
（1）精馏段
因为生产能力为年产10000吨98%的乙苯产品,且每年工作日为300天，每天24小时连续运行，所以W=（12000×1000kg）/（300×24h）=1667kg/h.
F=W（xD-xw）/（xD-xF）=1389×（98%-2%）/（98%-60%）=4210.53kg/h
D=F-W=4210.53-1667=2544kg/h
液相流量：
L=R×D=0.52×2544=1323kg/h
气相流量：
V=（R+1）×D=（0.52+1）×2544=3866.88kg/h
（2）提馏段
液相流量：
L1=L+1×F=1323+4210.53=5533.53kg/h
气相流量：
V1=V=3866.88kg/h
2.2.2塔板数的计算
差分方程法：
塔顶馏出物的平均分子量：
M平均，D=0.985×78.11+0.015×106.16=78.5
塔顶馏出量：
D=2544/78.11=32.57kmol/h
L=RD=32.57×0.52=16.94kmol/h
V=L+D=49.5kmol/h
进料液的平均分子量：
M平均，F=0.672×78.11+0.328×106.16=87.33
进料量：
F=4210.53/87.33=48.21kmol/h
L1=L+F=65.15koml/h
釜液的平均分子量：
M平均，w=0.027×78.11+（1-0.027）×106.16=105.4
釜液量：
W=F-D=15.64kmol/h
V1=V=49.5kmol/h
（1）.精馏段：
塔顶的相对挥发度：
查表8可得
800c时苯的P0A为101.3Pa；840c时苯的P0A为114.1Pa
D=[（114.1-101.3）×0.5/4+101.3]/[（19.5-16.83）×0.5/4+16.83]=5.995
塔釜的相对挥发度：
1300c时苯的P0A为2835Pa；1250c时苯的P0A为2540Pa0c
w=[（2835-2540）×4.5/5+2540]/[（639-556）×4.5/5+556]=4.448
则全塔的平均相对挥发度：
平均=
=5.164
由下面公式
可得:
a=-1.73；b=0.24；c=0.455
精馏段操作线与平衡线交点的横坐标由下面公式求得：
将a,b,c代入上式可得：
xi=0.429
由于沸点进料q=1，所以得：
xn=xiq=xf=0.672
由公式:
求得精馏段理论板数：
n=3.698
（2）.提馏段：
由下面公式
b1=1/（
-1）
求得：
a1=-1.037
b1=0.24
c1=-0.00108
x1i=0.7984
塔板数近似计算
取x1iy=xiq=0.672;xm=xw=0.027
由公式:
，
取提馏段理论塔板数（包括塔釜）：
m=3.494
则全塔理论板数为：
N=3.698+3.494=7.192（层）
塔板数精确计算：
（1）取精馏段的理论板数为4层
（2）按公式
计算
当n=4时公式变为下面形式：
[（-1.73+0.429）/（0.24+0.429）]4
=[（0.985-0.429）/（xn-0.429）]×[（-1.73+0.24+0.429+xn）/（-1.73+0.24+0.429+0.985）]
可求得：
xn=0.643
（3）由公式
求得：
x1iy=（18.96×0.643+48.68×0.672）/67.64=0.664
（4）由公式
求得提馏段的理论塔板数：
m=3.1121
精确计算的理论板数（全塔包括塔釜）为4+3.112=7.112（层）,取全塔理论板数为8层，扣除塔釜一层，则理论板数为7层。
现取全塔效率为50％，则实际板数为：
N实=7/0.5=14取14（层）
精馏段的实际板数为：
N精=4/0.5=8（层）
取8（层）提馏段的实际板数为：
N提=14-8=6（层）第7层塔板为加料板。
2.2.3热量平衡
塔底热量衡算
tw=129.40c，塔底苯蒸汽的摩尔潜热r1v1=355.6kj/kg
塔底乙苯蒸汽的摩尔潜热：
r1v2=341.9kj/kg
所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热：
r1v=r1v1yw+r1v2（1-yw）
=355.6×0.027+341.9×（1-0.027）
=324.27kj/kg
故再沸器热流量：
Qr=4350.696×342.27/3600=413.64kj/s
因为设备热损失为加热蒸汽供热量的5%，且加热蒸汽潜热rr=2177.6kj/kg,故所需蒸汽的质量流量Gv=Qr/rR=413.64×（1+0.05）/2177.6=0.1909kg/s
塔顶热量衡算
tD=80.50c，塔顶苯蒸汽的摩尔潜热：
rv1=379.3kj/kg
塔顶乙苯蒸汽的摩尔潜热：
rv2=359.3kj/kg
所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热：
rv=rv1yD+rv2（1-yD）
=379.3×0.985+359.3×（1-0.985）
=379kj/kg
故冷凝器的热流量：
Qc=Vsρ×rv2=2.9345×0.415×379=461.55kj/s
因为水的定压比热容：
Cc=4.174kj/（kg×K）,冷却水进口温度为300c，出口温度为450c所以所需冷却水的质量流量：
Gc=461.55/[4.174×（45-30）]=7.372kg/s
2.2.4塔径计算
由公式ρ=A+BT+CT2+DT3+ET4，其中T单位为K，其中常数为：
A
B
C
D
E
苯
1114.71
-2.46925×10-5
-5.75335×10-3
1.41802×10-5
-1.33393×10-8
乙苯
1166.29
-1
升级会员 