化工设备机械基础课程设计

化工原理化工机械设备基础指导老师：谭志斗石新雨设计学生：曾明学号：040940656摘要本精馏塔的设计采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，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1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。加料方式采用直接流入塔内，采用泡点进料，即热状态参数 q=1.0。具体如下：塔型的选择：本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是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。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。设计的依据与技术来源：本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上，对设计任务进行分析并做出理论计算。关键词：化工，筛板塔，精馏，组分分离1．设计任务题 目：苯－乙苯双组分均相混合液常压精馏塔设计。设计参数：⑴进精馏塔的料液含乙苯 40%(质量分率，下同)，其余为苯；料液可视为理想溶液；⑵塔底的乙苯含量不得高于 2%；⑶残留液中乙苯含量不得低于 98%。⑷生产能力为年产 12000吨98%的乙苯产品。操作条件：a）塔顶压力kpa（压力）；进料热状况q=1；回流比R=1.6；d）加热蒸汽压力 0.5Mpae）单板压力<=0.7kpa设计要求：塔板类型为筛板塔。设计说明书一份完成精馏工艺条件图一张。其他要求：工作日：每年工作日为 300天，每天24小时运转。厂址：武汉2．前言2.1塔设备的化工生产中的作用和地位塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，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，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。2.2设计方案本设计任务为分离苯－乙苯双组分均相混合液。对于二元混合物的分离应采用连续精馏。精馏过程的流程设计如下：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。2.3进料物质的物理化学性质乙苯（ethylbenzene ）一种芳烃。分子式 C6H5C2H5。存在于煤焦油和某些柴油中。易燃，其蒸汽与空气可形成爆炸性混合物。 遇明火、高热或与氧化剂接触， 有引起燃烧爆危险。乙苯乙苯是一个芳香族的有机化合物，主要用途是在石油化学工业作为生产苯乙烯的中间体，所制成的苯乙烯一般被用来制备常用的塑料制品——聚苯乙烯。尽管在原油里存在少量的乙苯，但大批量生产仍然是靠在酸催化下苯与乙烯反应。乙苯经过催化脱氢，生成氢气和聚苯乙烯。乙苯也存在与某些颜料中。乙苯应储存于阴凉、通风的库房。远离火种、热源。温不宜超过 30℃。保持容器密封。应与氧化剂分开存放，切忌混储。采用防爆型照明、通风设施。禁止使用易产生火花的机械设备和工具。储区应备有泄漏应急处理设备和合适的收容材料。苯（benzene，C6H6)有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃，在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。苯，可燃，有毒，为 IARC第一类致癌物。苯不溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。其碳与碳之间的化学键介于单键与双键之间，因此同时具有饱和烃取代反应的性质和不饱和烃加成反应的性质。苯的性质是以易取代，难氧化，难加成。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。苯分子去掉一个氢以后的结构苯与苯基叫苯基，用 Ph表示。因此苯也可表示为 PhH。2.4符号说明英文字母t——筛孔的中心距，mLs——液体体积流量，m3/hC20——表面张力为20mN/m的Aa——塔板开孔区面积，m2u——空塔气速，m/s——筛孔数目o——筛孔直径，mndAf——降液管截面积，m2D——塔径，mP——操作压力，kPauo'——液体通过降液体系的速度，Ao——筛孔区面积，m2m/sP——气体通过每层筛板的压降，v——液沫夹带量，kg液/kg气ekPaR——回流比AT——塔的截面积，m2Vs——气体体积流量，m/sT——理论板层数Rmin——最小回流比C——负荷因子，无因次Wc——边缘无效区宽度，mHT——塔板间距，m——稳定系数H——板式塔高度，mHd——降液管内清夜层高度， mHF——进料处塔板间距， mlw——堰长，mLh——液体体积流量，m3/hM——平均摩尔质量，kg/kmolWd——弓形降液管高度，mT——平均温度，℃Ws——破沫区宽度，m2g——重力加速度，m/sFo——筛孔气相动触因子hl——出口堰与沉降管距离， mm——液相V——气相希腊字母——筛板厚度，m——液体在降液管内停留时间， shd——与液体流过降液管压强降——粘度

mPa·s相当的液柱高度m

——密度，

kg/m3hf——板上清液高度，m——表面张力，mN/mho——降液管的底隙高度，mhow——堰上液层高度，mHw——出口堰高度，m3．物料衡算3.1进料组成：60XF780.67160407810698XD780.985982781062XW780.270298781063.2相对挥发度：由安托万公式[1]LgpoABtC查表得苯、乙苯的安托因常数[2]如下：ABC苯6.0231206.35220.24乙苯6.0791421.91212.93则将常压P=101.325KPa代入①式,即可分别求得常压下苯的沸点为80.0488℃，乙苯的沸点为136.1520℃。设计塔顶温度为露点温度t1，塔釜温度为泡点温度tN。所以：KiP0由t1计算的苯与乙苯的气液平衡常数P应满足归一方程ΣXi/Ki=1由tN计算的苯与乙苯的气液平衡常数P0应满足归一方程ΣKiXi=1KiP即：0.985101.3250.015101.3251P苯P乙苯0.0270P苯0.9730P101.3251101.325由XD=0.985，XW=0.0270计算得：塔顶t1=85.5℃塔底tN=132.9℃,苯乙苯85.5℃饱和蒸汽压PoKPa119.4920.62（塔顶温度）相对挥发度α苯-乙苯5.7994.8℃饱和蒸汽压PoKPa156.2428.73（进料温度）相对挥发度α苯-乙苯5.44132.9℃饱和蒸汽压PoKPa404.5192.78（塔釜温度）相对挥发度α苯-乙苯4.36则：全塔平均相对挥发度 α苯-乙苯=（5.79×5.44×4.36）1/3=5.163.3理论塔板数和进料板确定理论板数确定：1XD1XDRmin1XF1XF10.962710.96275.1610.64305.160.64301=0.25LgXD1XW1XDXWNminLgLg0.962710.027010.96270.0270Lg5.95=4.27取回流比R1.5Rmin1.50.250.375根据吉利兰关系[3]式：X=RRmY=NNmR1N1Y=0.75-0.75×X0.5668得出：N=10.9，即实际理论塔板数为 11理论进料位置确定：假设精馏段塔板数为 NR，提馏段塔板数为 Ns20.206NRZHK,FXLK,WWNR则，根据krikride经验[4]式：NSD计算得出ZLK,FXHK,D0.68NS从而得出精馏段塔板数为 5，提馏段塔板数为 6，理论进料板为第 5板3.4实际板数和实际进料位置确定[5]t/℃020406080100120140）0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184苯(mPa·s（mPas)0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226乙苯由内差法求得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度,如下表：85.5℃94.8℃132.9℃苯0.2934m0.2688m0.19503mPa·sPa·sPa·s乙苯0.3392m0.3140m0.2377mPa·sPa·sPa·sμ顶=0.2934X×D+0.3392(1×—XD)=0.2941mPa·sμ底=0.1950×XW+0.2377(1×—XW)=0.2342mPa·sμ进料=0.2688×XF×—FmPa·s+0.3140(1X)=0.2837塔顶塔釜进料0.2706mPa·s3T=0.49(αμ)-0.245=0.4618全塔效率ENP=NT=11/0.4618=24块ET即，实际塔板数为 24计算实际塔板数精馏段NP精NT511ET0.4618提馏段NP提NT613ET0.4618实际加料板位置在第 11块3.5精馏塔的气液负荷苯与乙苯在某些温度下的密度 [6]如下表：t/℃20406080100120140苯(kg/m3)877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1乙苯(kg/m3)867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7精馏段：M塔顶=78×XD+106×（1－XD）=78×0.985+106×(1－0.985)=78.42g/molM进料=78×XF+106×（1－XF）=78×0.671+106×(1－0.671)=87.21g/mol则，精馏段平均摩尔质量MM塔顶M进料82.86g/mol2精馏段平均温度t85.594.890.15℃2查得90℃时,ρ苯=792.5Kg/m3，ρ乙苯=795.2Kg/m3ρL=792.5XD（－XD）=792.5×0.985+795.2×(1－0.985)=792.6Kg/m3+795.21vPM101.32583.522.73Kg/m3RT8.314(27390.15)求取操作线方程精馏段操作线方程：yn1RxnxD0.273xD0.7R1R1提馏段操作线方程：ym1L'xmWxW1.377xm0.0102V'V'.塔板工艺尺寸计算4.1塔径计算塔径的计算按照下式计算：4VSu式中 D——塔径m；Vs——塔内气体流量m3/s；——空塔气速m/s。空塔气速u的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即u (0.6~0.8)umax因此，需先计算出最大允许气速 umax。L Vumax CV式中 umax——允许空塔气速，m/s；ρV，ρL——分别为气相和液相的密度， kg/m3；C——气体负荷系数，m/s，对于气体负荷系数C可用史密斯关联图（如下）确定；而史密斯关联图是按液体的表面张力为=0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正：C C20( )0.20.02精馏段塔径的计算由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为：LR0.0010m3sVR0.8472m3/s/、精馏段的汽，液相平均密度为：L 792.6kg/m3、 V 2.73kg/m3板间距与塔径的关系 3塔径D/mm300~500500~800800~16001600~2400板间距HT/mm200~300250~350300~450350~600那么分离空间，初选板间距 HT 0.45m，取板上液层高度hL 0.07m。HThL0.450.070.39mLs0.50.0010792.60.5L0.0195Vs0.84722.73S0.2查上图smith关联图[7]，得C200.085，依式CC20校正到物系表面张20力为20.58mN/m时的C0.2CC2020.580.08620umaxCLV792.62.730.0861.463m/sV2.73取安全系数为0.7，则u0.7umax0.71.4631.02m/sD4Vs40.8472u1.05m3.141.02调整塔径为1.2m;提馏段塔径的计算Ls 0.0048m3/s、Vs 0.9296m3/s提馏段的汽，液相平均密度为：L795.13kg/m3、V2.97kg/m3Ls0.50.00480.5L795.13Vsv0.92960.08452.970.2查上图smith关联图，得C20'0.08，依式CC20校正到物系表面张力20为19.06mN/m时的C'19.060.2C'C200.07820umax'C'L'V'795.132.97V'0.0781.27m/s2.97u'0.7umax'0.71.270.889m/s4Vs'40.9296D'3.141.15mu'0.889调整塔径为1.2m，综上，则取塔径为1.2m4.2溢流装置采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。溢流堰长lw取堰长为0.6D，则LW 0.6 1.2 0.72m出口堰高hw由hwhlhow,选用平直堰,堰上液层高度how'2.84ELs1000Lw

23式中how──堰上液流高度，m；3lw──堰长，m；E──液流收缩系数。如右图一般情况下可取 E=1，对计算结果影响不大。近似取E=1,则精馏段：2.843.6howE10000.72

230.0083m提馏段：2.84 24.166how' E1000 0.72

230.0266m4.3弓形降液管宽度 Wd和截面Af由lw0.6查右图得：DAfWd0.1AT0.05、D则有Wd0.11.20.12mAf0.053.141.220.057m24计算液体在降液管中停留时间，以检验降液管面积AfHT0.0570.4525.65s5st精0.001LsAfHT0.0570.455.34s5st提0.0048Ls'故符合要求。取边缘区宽度WC=0.035m，破沫区宽度WS=0.065m。开孔区面积按Aa2xR2x2R2sin1x计算180RxD1.20.120.065D1.20.0350.565WdWS0.545、RWc2222故Aa20.5450.56520.54520.5652sin10.5450.83m21800.5654.4降液管底隙高度lsho lwu0'式中u0──降液管底隙处液体流速， m/s根据经验一般 u0=0.07-0.25m/s取降液管底隙处液体流速为 0.08m/s，则h（精）oLR0.00100.080.720.0174mlw0.08h（提）oLs0.00480.080.720.0833mlw0.084.5筛孔计算及其排列采用F1型重阀，重量为 33g，孔径为39mm一般正常负荷情况下，希望浮阀是在刚全开时操作，实验结果表明此时阀孔动能因子Fo为8~11。所以，取阀孔动能因子Fo=10，用式uoFo求孔速12VρV为气相密度。精馏段：uoFo106.05m/s1122.732V提馏段：Fo105.80m/suo11V22.972Vh依式N=0.232×u0求塔板上的理论浮阀数，即精馏段：N=0.232×Vh=0.232×3147.12=121u0 6.05提馏段：N=0.232×Vh=0.232×3346.56=134u0 5.80浮阀排列方式采用等腰三角形叉排 （如图）。取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距 t’，精馏段：t,Aat1210.830.097m97mmN0.075提馏段：t,Aat1310.830.085m85mmN0.075考虑到塔的饿直径较大 ,必须采用分快式塔板 ,而各分快板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积， 因此排间距应小于此值，故取精馏段：t’=90mm=0.09m。提馏段：t’=80mm=0.08m按t=75mm，t’=90mm和t’=80mm以等腰三角形叉排方式作图，见附图,排得精馏段实际阀数118个、提馏段实际阀数133个4.6精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度的计算： Z1=10×0.45=4.5m提馏段有效高度的计算： Z2=13×0.45=5.85m人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔8～10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔4～6块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450-550mm。，此处每隔5层塔板开一人孔，人孔高度为 0.5m人孔直径HT为0.5m.人孔数：塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，塔顶空间高度通HD常取1.0-1.5m：此处取1.2m塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取 3～5分钟，否则需有10～分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取3～5分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取1～1.5分钟。此处塔底空间高度HB取。1.5m进料段高度HF取决于进料口得结构形式和物料状态， 一般比HT大，此处取0.5m，塔高：H=HD+(N-2-S)HT+SHT+HF+HB=1.2+（24-2-3）×0.45+4×0.5+0.5+1.5=13.75m5．塔板流体力学验算5.1气相通过浮阀塔板的压强降气相通过塔板的压降 hf包括：干板压降hd、液层助力hL以及克服液体表面张力的阻力项，最后一项一般很小，可以忽略。所以可以根据 hf=hd+hL计算压降。①干板阻力hd：对F1重型阀，质量为 34g，阀孔直径39mm,阀片全开有，5.34vu20hd2gl则，精馏段：5.34vu205.342.736.052m液柱hd2g792.629.810.034L提馏段：5.34vu205.342.975.820.034m液柱hd2g795.1329.81L②板上充气液层阻力 hL：对浮阀塔：hL=εo×（hw+how）本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数εo=0.5。精馏段：hL=εo×（hw+how）=0.5×（0.06+0.0083）=0.0342m液柱提馏段；hL=εo×（hw+how）=0.5×（0.06+0.0241）=0.0421m液柱则单板压降 △PP =hf×ρL×g精馏段：△PP=hf×ρL×g=0.0682×792.6×9.81=529.7Pa提馏段：△PP=hf×ρL×g=0.0761×795.1×9.81=593.0Pa5.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd≤φ（HT+hW）Hd可用下式计算，即Hd=hw+how+hf+hof+式中：hw为堰高，m。ow为堰上液层高，m。hf为气相塔板压降，m液柱。hhof为液相在降液管内的阻力损失， m液柱。 为板上液面落差，一般很小，可以忽略。①气相通过浮阀塔板的压强降 hf：精馏段：hf=0.0682m液柱提馏段：hf液柱=0.0761mLs2②液体通过降液管的压头损失：不设进口堰，故按式hof×计=0.153Lwh0算精馏段Ls220.001hof=0.153×Lwh0=0.153×0.720.0174=0.0010m液柱提馏段2Ls20.0048hof=0.153×Lwh=0.153×0.720.0833=0.0010m液柱0③堰上液层高how：精馏段：how=0.0083m提馏段：how=0.0266m则精馏段：Hd=0.06+0.0083+0.0682+0.0010=0.1375m提馏段：Hd=0.06+0.0266+0.0761+0.0010=0.1637m取φ=0.5，又已选定HT=0.45m，Wm。则h=0.06φ（HT+hW）=0.5（0.45+0.06）=0.255m可见Hd≤φ（HTW），符合防止淹塔的要求。+h塔板负荷性能计算雾沫夹带线按泛点率为80%计算如下：{VS×[V]1/2+1.36LSZL}泛点率F=LV×100%=80%得出：KCFAT精馏段：{VS×[2.73]1/2+1.36LS0.96}泛点率F=792.62.73×100%=80%1.020.1261.0整理得VS—S[1]=1.7522.20L由式[1]知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，依式[1]算出相应的VS值列与下表中。据此可做出雾沫夹带线[1]。LS/（m3/s）0.00100.0020VS/（m3/s）1.731.71提馏段：泛点率F={VS×[2.97]1/2+1.36LS0.96}795.132.971.0=80%整理得VS1.020.126—21.33LS[2]=1.68由式[2]知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，依式[2]算出相应的VS值列与下表中。据此可做出雾沫夹带线[2]。LS/（m3/s）0.00100.0020VS/（m3/s）1.661.64各接管的设计7.1进料管苯与乙苯在某些温度下的密度如下：t/℃20406080100120140苯(kg/m3)877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1乙苯(kg/m3)867.7849.8831.8813.6795.2776.2756.7近似查得94.8℃时，ρ苯=798.2Kg/m3，ρ乙苯=800.0Kg/m3，则，进料的平均密度798.20.643800.00.357798.84Kg/m3进料体积流量;Fm1000012.52m3h0.0035m3sV进料798.84取适宜的输送速度uf=2.0m/s,则：输送管径d进4V进料40.00350.046mu23.14经圆整选取热轧无缝钢管(GB/T17395-1988)，规格：φ50×1.5mm实际管内流速：uf4V进料40.00351.78m/s23.140.052d进7.2釜残液出料管釜液的平均摩尔分子质量M0.027780.973106105.24gmol釜残液的质量流量QMW105.2438.82654086.10Kgh可近似查得，塔底温度132.9℃时，ρ苯=752.8Kg/m3，ρ乙苯=763.5kg/m3釜残液的平均密度752.80.027763.50.973763.2kgm3则，残液的体积流量V釜液Q4086.105.35m3h0.0015m3s763.2取适宜的输送速度：uf=1.0m/s,则：输送管径d进4V釜液40.0015mu13.140.044经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ45×2.5mm实际管内流速：uf4V釜液40.00150.94m/s23.140.0452d残液7.3回流液管回流液的质量流量：Q回流 R (Fm QW) 0.375 (10000 4086.1) 831.64kgh可近似查得，塔顶回流温度 81.1℃时，ρ苯=813.8Kg/m3，ρ乙苯=812.6kg/m3回流液的平均密度752.80.027763.50.973763.2kgm3Q回流831.6433则：回流液的体积流量V回流763.21.09mh0.0003ms利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度 uL=0.5m/s则：回流管径输送管径d回流4V回流40.0003mu0.53.140.028经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ30×2mm4V回流40.00030.49m/s实际管内流速：uf23.140.0282d回流7.4塔顶产品出口管塔顶产品的质量流量 QD 10000 4086.10 5913.9Kgh可近似查得，塔顶产品温度 81.1℃时，ρ苯=813.8Kg/m3，ρ乙苯=812.6kg/m3产品液的平均密度752.80.027763.50.985763.2kgm3QD5913.93h0.0022m3s则：产品液的体积流量VD7.75m763.2取适宜的回流速度 uL=0.5m/s则：回流管径输送管径d回流4V回流40.0006mu0.53.140.039经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ40×2mm4V回流40.00060.5m/s实际管内流速：uf23.140.0392d回流辅助设备的计算及选型8.1裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：Dbi20002160.2~0.41031632mm基础环外径：Dbo20002160.2~0.41032432mm圆整：Dbi1800mm，Dbo2600mm，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器，裙座高度取 3m。地角螺栓直径取 M30。8.2冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为：500～1500kcal/(m2.h.℃)本设计取K 900kcal m2hoC 3762J m2hoC出料液温度：85.5℃（饱和气）81.1℃（饱和液）冷却水温度：25℃