化工原理課程設計泡罩塔課件

1、苯-甲苯連續(xù)精餾泡罩塔的設計目 錄 中文摘要7 英文摘要81 引言9 1.1 二元混合精餾概述9 1.2 泡罩塔簡介10 1.3 設計方案的確定10 1.4 操作流程10 1.5 精餾塔的設計步驟11 2 塔的工藝參數計算 12 2.1 主要基礎數據 12 2.1.1苯和甲苯的物理性質 122.1.2常壓下苯甲苯的氣液平衡數據12 2.1.3飽和蒸汽壓P0 12 2.1.4苯與甲苯的液相密度13 2.1.5液體表面張力13 2.1.6液體黏度13 2.1.7液體氣化熱13 2.2 精餾塔的物料衡算13 2.2.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率13 2.2.2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質

2、量14 2.2.3物料衡算14 2.3 塔板數的確定142.3.1理論塔板數NT的求取14 2.3.1.1 yx圖及txy14 2.3.1.2最小回流比及操作回流比16 2.3.1.3理論板數 NT162.3.2全塔效率ET162.3.3實際塔板數N162.4精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算172.4.1操作壓強Pm172.4.2操作溫度 tm172.4.3平均摩爾質量Mm172.4.4平均密度m182.4.4.1氣相平均密度mV182.4.4.2液相平均密度計算182.4.5液體平均表面張力m192.4.6液體平均黏度Lm202.5氣液負荷計算213精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計算213.

3、1泡罩數計算223.2塔徑的計算223.3鼓泡面積22 3.4溢流裝置的計算233.4.1.堰長233.4.2堰上液層高度233.4.3堰高及等233.5降液管計算243.6塔盤布置244塔板的流體力學計算24 4.1液面落差25 4.2動液封hds26 4.3壓降26 4.4霧沫夾帶驗算29 4.5排空時間304.6塔板負荷性能曲線30 4.6.1霧沫夾帶線30 4.6.2液泛線314.6.3液體負荷上、下限線32 4.6.4漏液線（氣象脈動線）33 4.6.5液相負荷下限線335塔附件設計35 5.1接管35 5.1.1進料管的管徑35 5.1.2回流管35 5.1.3塔釜出料管36 5.

4、1.4塔頂蒸汽出料管36 5.1.5塔釜進氣管36 5.1.6法蘭36 5.2 筒體封頭37 5.2.1筒體37 5.2.2封頭37 5.3除沫器37 5.4裙座38 5.5吊柱38 5.6人孔396塔總體高度的設計39 6.1塔的頂部空間高度39 6.2塔的底部空間高度39 6.3塔立體高度397附屬設備設計40 7.1冷凝器的選擇40 7.1.1熱負荷QC的計算40 7.1.2冷卻水用量407.1.3總傳熱系數40 7.1.4泡點回流時的平均溫差40 7.1.5換熱面積40 7.2再沸器的選擇407.2.1熱負荷40 7.2.2 加熱蒸汽用量417.2.3平均溫差41 7.2.4換熱系數K

5、418風載荷和風彎矩41 8.1 風載荷 41 8.2 風彎矩429 地震載荷的計算44 9.1塔的自震周期44 9.2地震載荷計算4410設計結果一覽表45心得體會48參考文獻49板式精餾塔設計摘要：本設計采用泡罩精餾塔分離苯-甲苯溶液。通過對原料產品的要求和物性參數的確定及對主要尺寸的計算，工藝設計和附屬設備結果選型設計，完成對苯-甲苯精餾工藝流程和主體備設計。苯-甲苯溶液為理想物系，利用作圖法求出最小回流比為0.9753，理論板數為14塊，計算出全塔效率為52%，實際板數為27塊，其中精餾段10塊，提餾段17塊，進料位置為第11塊。得到精餾塔的塔徑為2.6米，總高15.748米；精餾段操

6、作彈性為2.59，提餾段操作彈性為3.77，通過泡罩塔的流體力學驗算，證明各指標數據均符合標準。強度校核表明，該精餾塔滿足強度、剛度及穩(wěn)定性等要求。關鍵詞：苯-甲苯溶液，精餾，泡罩塔設計，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, calcul

7、ation 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 2

8、7, 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. Th

9、rough 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引言塔設備

10、是是化工、石油化工和煉油等生產中最重要的設備之一。它可使氣液或液液兩相間進行緊密接觸，達到相際傳質及傳熱的目的。可在塔設備中完成常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設備的性能對于整個裝置的產品質量和環(huán)境保護等各個方面都有重大影響。塔設備的設計和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。根據板式精餾塔設計任務，我們選擇用泡罩板精餾塔，運用化工設計的程序和方法，通過查閱資料、使用手冊，選用數據和公式，合理確定工藝流程，正確進行工藝計算，并且用文字、數表、圖紙表達了設計成果。具體設

11、計內容如下：1.1 二元混合精餾概述在化工實際生產中，精餾是最常用的單元操作，是分離均相液體混合物的最有效方法之一。在化學工業(yè)中，總能耗的40用于分離過程，而其中的95是精餾過程消耗的，因此有必要開辟多種途徑來降低能耗，實現精餾節(jié)能。因此，對二元混合物連續(xù)精餾的研究無論是對節(jié)省投資，還是降低能耗，都具有非常重要的意義。雙組分混合液的分離是最簡單的精餾操作。典型的精餾設備是連續(xù)精餾裝置，包括精餾塔、再沸器、冷凝器等。精餾塔供汽液兩相接觸進行相際傳質，位于塔頂的冷凝器使蒸汽得到部分冷凝，部分凝液作為回流液返回塔頂，其余餾出液是塔頂產品。位于塔底的再沸器使液體部分汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液體作為塔

12、底產品。進料加在塔的中部，進料中的液體和上塔段來的液體一起沿塔下降，進料中的蒸汽和下塔段來的蒸汽一起沿塔上升。在整個精餾塔中，汽液兩相逆流接觸，進行相際傳質。液相中的易揮發(fā)組分進入汽相，汽相中的難揮發(fā)組分轉入液相。對不形成恒沸物的物系，只要設計和操作得當，餾出液將是高純度的易揮發(fā)組分，塔底產物將是高純度的難揮發(fā)組分。進料口以上的塔段，把上升蒸汽中易揮發(fā)組分進一步提濃，稱為精餾段；進料口以下的塔段，從下降液體中提取易揮發(fā)組分，稱為提餾段。兩段操作的結合，使液體混合物中的兩個組分較完全地分離，生產出所需純度的兩種產品。當使n組分混合液較完全地分離而取得n個高純度單組分產品時，須有n-1個塔。近年來

13、人們逐漸重視對于將化學反應和精餾過程結合起來的研究。這種伴有化學反應的精餾過程稱為反應精餾。按照反應中是否使用催化劑可將反應精餾分為催化反應精餾過程和無催化劑的反應精餾過程。催化反應精餾過程按所用催化劑的相態(tài)又可分為均相催化反應精餾和非均相催化精餾過程，非均相催化精餾過程即為通常所講的催化精餾。這種非均相催化精餾過程能避免均相反應精餾中存在的催化劑回收困難，以及隨之帶來的腐蝕、污染等一系列問題。1.2泡罩塔簡介板式精餾塔中溶液經過一塊塔板即相當于一次相平衡，塔板的數目越多則分離效果越明顯，但同時塔板費用也越高，故需要根據實際的費用及操作要求來確定塔板的數目。塔板是板式塔的主要構件，分為錯流式塔

14、板和逆流式塔板兩類，工業(yè)中以錯流式為主，常用的錯流式塔板有：泡罩塔板，篩孔塔板，浮閥塔板。泡罩塔是典型的板式塔，長期以來在蒸餾、吸收等單元操作所使用的塔設備中曾占有主要地位，近幾十年來由于塔設備有很大進展，出現了許多性能良好的新塔型，才使泡罩塔的應用范圍和在塔設備中所占的比重都有所減少。但泡罩塔并不因此失去重要性，因為其具有以下優(yōu)點：（1）塔板效率較高（2）操作彈性較大，在負荷變動范圍較大時仍能保持較高的效率。（3）生產能力較大。（4）液氣比的范圍大。（5）不易堵塞，能適應多種介質。（6）操作穩(wěn)定可靠。泡罩塔的不足之處在于結構復雜、造價高、安裝維修麻煩以及氣相壓力降較大。然而泡罩塔經過長期的實

15、踐，積累的經驗比其他任何塔型都豐富。常用的泡罩已經標準化。1.3設計方案的確定設計方案選定是指確定整個精餾裝置的流程、主要設備的結構型式和主要操作條件。所選方案必須：能滿足工藝要求，達到指定的產量和質量；操作平穩(wěn)，易于調節(jié)；經濟合理；生產安全。在實際的設計問題中，上述四項都必須兼顧考慮。課程設計方案選定所涉及的主要內容有：操作壓力，進料狀況，加熱方式及其熱能的利用。本設計選用泡罩塔，采用泡點進料，采用間接加熱塔釜加熱蒸汽壓力為0.2MPa（表壓）。1.4操作流程精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分氣化與部分冷凝進行精餾

16、分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。苯-甲苯混合液原料經預熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質的傳遞過程。操作時，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產品，部分液體氣化，產生上升蒸汽，一起通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中被冷凝，并將部分冷凝液送回塔頂作為回流液，其余部分經冷凝器冷凝后送出作為塔頂產品，經冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用再沸器加熱。塔底產品經冷卻后送入貯槽。1.5精餾塔的設計步驟本設計按以下幾個階段進行： (1)設計方案確定和說明。根據給定任務，對精餾裝置

17、的流程、操作條件、主要設備型式及其材質的選取等進行論述。 (2)蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。 (3)塔板設計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學校核計算。接管尺寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。 (4)管路及附屬設備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。 (5)精餾塔主體設備的機械設計。(6)繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設備圖。(7)編寫設計說明書。2 塔的工藝參數計算2.1主要基礎數據2.1.1 苯和甲苯的物理性質項目分子式分子量M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107

18、.72.1.2常壓下苯甲苯的氣液平衡數據溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率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.

19、3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.1.3飽和蒸汽壓P0苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即式中 t物系溫度，；P0飽和蒸汽壓，kPa； A、B、CAntoine常數，其值見下表：組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.582.1.4苯與甲苯的液相密度溫度()8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770.02.1.5液體表面

20、張力溫度()8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，Mn/m21.6920.5919.9418.4117.312.1.6液體黏度溫度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.2282.1.7液體氣化熱溫度8090100110120苯，kJ/kg394.1386.9379.3371.5363.2甲苯，kJ/kg379.9373.8367.6361.2354.62.2 精餾塔的物料衡算2.2.1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 苯的

21、摩爾質量甲苯的摩爾質量2.2.2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 2.2.3物料衡算 原料處理量總物料衡算苯物料衡算聯立解得式中 F-原料液流量 D-塔頂產品量 W-塔底產品量2.3塔板數的確定2.3.1 理論塔板數NT的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采M.T.圖解法求理論塔板數NT。2.3.1.1根據苯、甲苯的氣液平衡數據作yx圖及txy，參見圖1及圖2圖1苯、甲苯的yx圖及圖解理論版圖2苯、甲苯的t-x-y圖2.3.1.2求最小回流比及操作回流比。 因泡點進料，在圖2中作進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為yq=0.7475，xq=0.5412，此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐

22、標。依最小回流比計算式：取回流比2.3.1.3求理論板數NT精餾段操作線如圖2所示，按常規(guī)M.T.作圖法解得：NT=14.5-1層（不包括釜）。其中精餾段理論板數為5層，提餾段為8.5層（不包括釜）。2.3.2全塔效率ET根據塔頂、塔底液相組成查圖3，求得塔平均溫度為95.43，該溫度下進料液相黏度為：故2.3.3實際塔板數N精餾段提餾段2.4精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算2.4.1操作壓強Pm塔頂操作壓力PD101.3 kPa每層塔板壓降 P0.7 kPa進料板壓力101.3+0.710108.3kPa塔底操作壓力=101.3+270.7=120.2kPa精餾段平均壓力 P m精（10

23、1.3+108.3）/2104.8 kPa提餾段平均壓力P m提 =（120.2+108.3）/2 =114.25 kPa2.4.2操作溫度tm依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下： 塔頂溫度，進料板溫度 塔底溫度精餾段平均溫度提餾段平均溫度2.4.3平均摩爾質量Mm塔頂平均摩爾質量計算 由代入相平衡方程得進料板平均摩爾質量計算 由上面理論板的算法，得塔底平均摩爾質量計算由xw=0.0118,由相平衡方程，得yw=0.029精餾段平均摩爾質量 提餾段平均摩爾質量2.4.4平均密度m2.4.4.1氣相平均密度mV由理

24、想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度2.4.4.2液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 塔頂液相平均密度的計算 由tD81.1，查手冊得 LAD=813.7kgm3，LBD=809.5kgm3塔頂液相的質量分率 aAD=0.94求得LmD=813.4kgm3進料板液相平均密度的計算 由tF=93.1，查手冊得 LAF=800.1kgm3,LBF=796.9kgm3進料板液相的質量分率 aAF=0.5求得LmF=798.5kgm3塔底液相平均密度的計算 由tW=116.0，查手冊得 LAW=774.1kgm3，LBW=773.5kgm3塔底液相的質量分率 aA

25、W=0.01求得LmW=773.5kgm3精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為2.4.5液體平均表面張力m液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算 由tD=81.1，查手冊得 A=21.13mNm，B=21.55mNm進料板液相平均表面張力的計算 由tF=93.1，查手冊得 A=19.71mNm，B=20.40mNm塔底液相平均表面張力的計算 由tW=116.0，查手冊得 A=16.94mNm，B=17.73mNm精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 2.4.6液體平均黏度Lm液相平均黏度依下式計算，即 塔頂液相平均黏度的計算 由 tD=81.1，查手冊得

26、 A=0.305mPas,B=0.308mPas進料板液相平均黏度的計算 由tF=93.1，查手冊得 A=0.272mPas，B=0.279mPas塔底液相平均黏度的計算 由tW=116.0，查手冊得 A=0.222mPas.B=0.238mPas精餾段液相平均黏度為 提餾段液相平均黏度為 2.5 氣液負荷計算 精餾段：提餾段：3 精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計算選取泡罩塔尺寸齒縫高度 h=30mm齒縫寬度b1=5mm齒縫數 n=32升氣管直徑齒縫總面積F4=48cm2泡罩底面積升氣管凈面積3.1泡罩數計算對精餾段：對提餾段：為了排列方便，我們選取泡罩數為245個3.2塔徑的計算塔板間距HT的選

27、定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關。對精餾段：取泡罩中心距鼓泡面積根據t/查圖可得鼓泡總面積各泡罩的底面積之和塔徑 所以取2.6m符合要求對提餾段：塔徑D也為2.6m3.3鼓泡面積塔板總鼓泡面積：3.4溢流裝置的計算3.4.1.堰長本塔采用單溢流，常用弓形降液管的溢流堰長取值范圍為取3.4.2堰上液層高度本設計采用平直堰設出口堰，不設進口堰,堰上液層高度按下式計算精餾段：3.4.3堰高及等初選動液封hds=0.06m靜液封堰高泡罩下緣距塔板間距0.01m泡罩帽緣高度0.005m取0.081m考慮降液管底部液封為12mm，則管底通道寬度提餾段:

28、堰高：初選動液封hds=0.06m靜液封堰高泡罩下緣距塔板間距0.01m泡罩帽緣高度0.005m取0.062m考慮降液管底部液封為12mm，則管底通道寬度3.5降液管計算對于弓形降液管，堰長一經確定之后，降液管寬和面積可按下圖計算.圖3，查圖可得：,驗算降液管內停留時間，應用公式精餾段：提餾段：停留時間，故降液管可用。3.6塔盤布置塔盤面積分為鼓泡面積、降液面積、穩(wěn)定區(qū)和無效區(qū)。由上面數據得：鼓泡區(qū)：降液區(qū)：無效區(qū)：1-62.13%-14.44%=23.43%4 塔板的流體力學計算4.1 液面落差對精餾段：先按塔徑計算液流強度，根據hw及hT由下圖求出未校正的每排泡罩的液面落差：查表得圖4計算

29、氣動因子Fp：從上圖求出校正系數,在算出校正后的每排泡罩的液面落差。有關計算式如下：查上表得對提餾段：查表得計算氣動因子Fp：從上圖求出校正系數,在算出校正后的每排泡罩的液面落差。有關計算式如下：查上表得4.2 動液封hds對精餾段：初選動液封則靜液封對提餾段：初選動液封則靜液封4.3 壓降對精餾段：屏保壓降hc由已知得，取KC=0.25液層阻力h1式中：按液流面積計算的氣速圖5查圖得全塔總壓降對提餾段：由已知得，取KC=0.25液層阻力h1式中：按液流面積計算的氣速查圖得全塔總壓降4.4 霧沫夾帶驗算檢驗液泛：對精餾段：所以不發(fā)生液泛。對提餾段：同理可得所以不發(fā)生液泛。檢查霧沫夾帶：對精餾段

30、：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所以不發(fā)生霧沫夾帶對提餾段：同理求得ev=0.01291s,故塔體任意點的x地震載荷為C結構系數，小于1，取C0.5（立式設備）必須考慮高振影響。確定危險截面：00截面為裙座基座截面 11截面為裙座人孔處截面 22 截面為塔底焊縫處截面00截面地震彎矩：11截面地震彎矩： 22

31、 截面地震彎矩:10設計結果一覽表 泡罩塔工藝設計結果項目數值塔徑D/m2.6板間距HT/m0.45板上液層高度hL/m0.06空塔氣速精餾塔u/(ms-1)1.025提餾塔u/(ms-1)0.987溢流堰長度lW/m1.716溢流堰高度精餾段hw/m0.08129提餾段 hw/m0.06208降液管截面積Af/m20.3833降液管寬度Wd/m0.3224降液管底隙高度精餾段h0/m0.069提餾段 h0/m0.05泡罩數m/個（等邊三角形叉排）245孔閥中心距t/m0.125塔板壓降精餾段hp/m0.1268提餾段hP/m0.1417液體在降液管內的停餾時間精餾段/s14.9987 提餾段/s6.16氣相負荷上限精餾段1.5256提餾段2.01液相負荷下限精餾段0.5888提餾段0.5333操作彈性精餾