苯-氯苯分離過程浮閥板式精餾塔設(shè)計(jì).doc

苯-氯苯分離浮閥精餾塔的工藝流程設(shè)計(jì)摘 要本設(shè)計(jì)書對苯和氯苯的分離設(shè)備浮閥精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括：工藝計(jì)算，輔助設(shè)備計(jì)算等。采用浮閥精餾塔，塔高14.37米，塔徑1.2米，計(jì)算理論板數(shù)為8。算得全塔效率為0.52。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實(shí)際板數(shù)為6，提餾段實(shí)際板數(shù)為11。通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。對塔的流體力學(xué)進(jìn)行驗(yàn)證后，符合浮閥塔的操作性能。經(jīng)過對塔設(shè)備的強(qiáng)度計(jì)算，滿足設(shè)計(jì)要求。關(guān)鍵詞：分離 提純或回收 苯_氯苯 精餾 浮閥塔 設(shè)備結(jié)構(gòu)一苯-氯苯分離過程浮閥板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)1.1設(shè)計(jì)題目 設(shè)計(jì)一座苯-氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為98%的氯苯3.2萬噸/年，塔頂餾出液中苯含量不低于98%，塔底餾出液中苯含量不高于0.2%，原料液中含苯65%（以上均為質(zhì)量%）。1.2操作條件1.塔頂壓強(qiáng)4kPa（表壓）；2.進(jìn)料熱狀況，自選；3.回流比，自選；4.塔底加熱蒸汽壓力0.5MPa(表壓)；5.單板壓降不大于0.7kPa；1.3塔板類型浮閥塔板（F1型）。1.4工作日每年330天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。1.5廠址廠址為天津地區(qū)。1.6設(shè)計(jì)內(nèi)容1.精餾塔的物料衡算；2.塔板數(shù)的確定；3.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；4.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；5.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；6.塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；7.塔板負(fù)荷性能圖；8.精餾塔接管尺寸計(jì)算；9.繪制生產(chǎn)工藝流程圖；10.繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖；11.繪制塔板施工圖（可根據(jù)實(shí)際情況選作）；12.對設(shè)計(jì)過程的評述和有關(guān)問題的討論。二、塔的工藝計(jì)算已知參數(shù)：苯、氯苯混合液處理量，F(xiàn)5000kg/h；回流比R（自選）；進(jìn)料熱狀況，；塔頂壓強(qiáng)，；單板壓降不大于。已知數(shù)據(jù)如下表所示：表3-1 苯和氯苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M（g/mol）沸點(diǎn)（K）臨界溫度tC（）臨界壓強(qiáng)PC（atm）苯A氯苯B78.114112.559353.3404.9562.1632.448.344.6表3-2 苯和氯苯的飽和蒸汽壓溫 度 ( )8090100110120130131.8,mmHg760102513501760225028402900，mmHg148205293400543719760X10.6770.4420.2650.1270.01930y10.9130.7850.6130.3760.07220表3-3 液體的表面張力（）溫度()8090100110120130苯，mN/m21.220.617.316.816.315.3氯苯，mN/m26.125.722.722.221.620.4表3-4 苯與氯苯的液相密度溫度()8090100110120130苯,kg/817805793782770757氯苯,kg/1039102810181008997985表3-5 液體粘度溫度()6080100120140苯（mP.s）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（mP.s）0.5150.4280.3630.3130.2742.1塔的物料衡算1）料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率2）平均分子量 2.2、全塔物料衡算總物料衡算 （1） 易揮發(fā)組分物料衡算 （2）聯(lián)立上式（1）、（2）解得： 2.3塔板數(shù)的確定2.2.3.1塔板數(shù)的計(jì)算在本設(shè)計(jì)中，苯氯苯屬于理想物系，可用圖解法計(jì)算理論板數(shù)。其計(jì)算方法如下：（1）根據(jù)苯氯苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作x-y圖及t -x-y圖（如下圖所示）。通過氣液平衡關(guān)系計(jì)算，計(jì)算結(jié)果列于上表3-2，通過表在t -x-y圖直角坐標(biāo)系中做出平衡曲線和對角線，并標(biāo)出c點(diǎn)（、）、e點(diǎn)（、）、a點(diǎn)（、）三點(diǎn)；（2）求最小回流比及操作回流比。因氣液混合進(jìn)料（液：氣1：2）即，所以其q線方程為：，在x-y圖中對角線上自點(diǎn)e作出進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為（），此即最小回流比時(shí)操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)。依最小回流比計(jì)算式：。取操作回流比：。精餾段操作線方程：其截距為0.493即點(diǎn)，連接點(diǎn)和點(diǎn)可以作出精餾段操作線方程，與q線交于點(diǎn)，連接點(diǎn)、點(diǎn)可作出提餾段操作線方程。按照常規(guī)的圖解法作梯級可得：層（不包括再沸器），其中精餾段理論板數(shù)為3層，提餾段為5層（不包括再沸器），第4層為加料板圖如上圖所示 2.2.3.2 全塔效率依式：，根據(jù)塔頂、塔底液相組成查t-x-y圖，求得塔平均溫度為：，由表 3-5 及內(nèi)插知該溫度下苯和氯苯的粘度為： 該溫度下進(jìn)料液相平均粘度為： 則 2.2.3.3 實(shí)際塔板數(shù)精餾段： 提餾段： 故實(shí)際塔板數(shù)：（層）2.2.3.4操作壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng)，取每層板的壓降為0.7kPa，則進(jìn)料板的壓強(qiáng)為：，塔底壓強(qiáng)為：，故精餾段平均操作壓強(qiáng)為：，提餾段平均操作壓強(qiáng)為： 2.2.3.5 溫度根據(jù)操作壓強(qiáng),經(jīng)計(jì)算得塔頂,，進(jìn)料板溫度，塔底：，則精餾段的平均溫度：，提餾段的平均溫度：。2.2.3.6 平均分子量塔頂：， 進(jìn)料板：，塔底： , 則精餾段平均分子量：，提餾段平均分子量：， 2.2.3.7 平均密度1）液相密度根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表3-4，由內(nèi)插法得：塔頂：，塔底：，加料板：，由（為質(zhì)量分率）故塔頂： ，即；塔底：，即；進(jìn)料板，由加料板液相組成，故故精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：2） 氣相密度 2.2.3.8. 液體表面張力根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表3-3，由內(nèi)插法得：,，,，。 暫此則精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：2.2.3.9 液體粘度 根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表3-5，由內(nèi)插法得：,，,， ,。 故精餾段平均液相粘度： 提餾段平均液相粘度： 三、塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)精餾段：提餾段： 3.1 塔徑塔板間距HT的選定很重要，可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表6 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.44.02.4板間距HT，mm200300300350350450450600500800=600圖4-1 SMITH 關(guān)聯(lián)圖根據(jù)上表，初選板間距，取板上液層高度，故；精餾段：查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得。依式 校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.60.8），則故。按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速為：提餾段： 查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得；依式校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.60.8），則故。按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速為：3.2 溢流裝置選用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：1)溢流堰長：單溢流取（0.6-0.8）D，取堰長為0.65D，即2)出口堰高：由，精餾段：提餾段：查液流收縮系數(shù)計(jì)算可知：為1.020,由得，精餾段：故；查液流收縮系數(shù)計(jì)算可知：為1.028,因此可得，提餾段： 故3)降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積得：，, ，利用式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即s（5s，符合要求）4)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速則降液管底隙高度為：精餾段 提餾段3.3 塔板分布及浮閥數(shù)目及排列3.3.1 塔板分布 選用F1型重閥，閥孔直徑d0=39mm，底邊孔中心距t=75mm3.3.2 浮閥數(shù)目與排列3.3.2.1 精餾段取閥孔動能因子 ，則孔速 m/s每層塔板上浮閥數(shù)目為 塊取邊緣區(qū)寬度 m，破沫區(qū)寬度 m計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即：其中 =0.733 浮閥排列方式采用等腰三角叉排，取同一個橫排的孔心距，則排間距： mm 考慮到孔徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用90mm，而應(yīng)小于此值。故取t=65mm=0.065m按t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)105個 按N=105個重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)，=12.16 閥孔動能因數(shù)變化因數(shù)不變，仍在913范圍內(nèi)，塔板開孔率 。 圖4-2閥孔排列方式3.3.2 提餾段 取閥孔動能因子=12，則 m/s每層塔板上的浮閥數(shù)目為 塊按t=75 mm，估算排間距， mm取 mm，排得閥數(shù)為53塊。按53塊重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)， m/s 閥孔動能因數(shù)變化不大，開孔率=浮閥排列方式如圖所示：圖4-3 提餾段閥孔排列方式3.4 塔板的流體力學(xué)計(jì)算3.4.1 氣相通過浮閥塔板的壓降 可根據(jù)計(jì)算1 精餾段 1）干板阻力 m/s 因 故=0.047 m 2）表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹椋?m Pa2 提餾段 1）干板阻力 m/s因 故=0.042 m/s2）板上充氣液層阻力 取 m 3）表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹椋簃 Pa3.5 淹塔 為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度：即。3.5.1 精餾段1 單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?m2 液體通過降液管的塔頭損失 m3板上液層高度 0.07m ，則 m 取=0.5，已選定 m,m 則 所以符合防淹塔的要求。3.5.2 提餾段1 單板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萴2 液體通過降液管的壓頭損失： m3 板上液層高度：0.07m ，則 m 取=0.5，則 m，可見 所以符合防淹塔的要求。3.6 物沫夾帶 3.6.1 精餾段 泛點(diǎn)率= 泛點(diǎn)=板上流體流經(jīng)長度： m板上流經(jīng)面積： 查物料系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷性能系數(shù)圖。泛點(diǎn)率：泛點(diǎn)率：對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過80%，由以上可知，物沫夾帶能夠滿足的需求。3.6.2 提餾段取物料系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷性能系數(shù)圖泛點(diǎn)率：泛點(diǎn)率：由計(jì)算知，符合要求。3.7塔板負(fù)荷性能圖 3.7.1 物沫夾帶線 泛點(diǎn)率=據(jù)此可作業(yè)負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)泛80%計(jì)算。1 精餾段0.8=整理得： （7-2）由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)作取兩個值，算出,作出霧沫夾帶線（1）2 提餾段：0.8=整理得： 3.7.2 液泛線由此確定液泛線，忽略式中 而 1 精餾段整理得：2 提餾段整理得：3.8 液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于3-5s，液體降液管內(nèi)停留時(shí)間 s。以s作為液體降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則： 3.9 液漏線對于 型重閥，依=5作為規(guī)定氣 體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則3.9.1 精餾段 3.9.2 提餾段 3.10 液相負(fù)荷下限性 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線為氣相流量無關(guān)的豎直線。取E=1則 由以上4.5-4.10可作出負(fù)荷性能圖，圖如下：由塔板負(fù)荷性能圖可看出：1） 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作p處在操作區(qū)內(nèi)的適中位置。2） 塔板的氣相負(fù)荷上限完全由物沫夾帶線控制，操作下限由漏液控制；3） 按固定的液氣比，由圖可查出塔板的氣相負(fù)荷上限=0.651，氣相負(fù)荷下限0.4226 。所以：精餾段操作彈性為：0.651/0.4226=1.5405；提餾段操作彈性為：0.006/0.0006=10. 圖 4-3 精餾段負(fù)荷性能圖（H表示液泛線，I表示液沫夾帶線，J表示液漏線，C表示負(fù)荷下限，E代表負(fù)荷上限，下同。）圖 4-4 提餾段負(fù)荷性能圖四、塔的附屬設(shè)備選型4.1 接管 4.1.1 進(jìn)料管 進(jìn)料管的要求很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、丁型進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑如下： 取=1.6m/s ，=87.71C4.1.2 回流管 采用直管回流管，取 m/s，L=24.94kmol/h4.1.3 塔釜出料管取 m/s,直管出料=130.00， ，4.1.4 塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速：u=20 m/s， 。4.1.5 塔釜進(jìn)氣管采用直管，取氣速u=23m/s, ， 4.2 除沫器 當(dāng)空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫劑，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。常用除沫劑有折流板式除沫劑，絲網(wǎng)除沫器以及程流出沫器。本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕，空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)。 設(shè)計(jì)氣速選取： 系數(shù)=0.107 m/s 除沫器直徑D=m4.3 裙座 塔底端用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)壞徑其中取基礎(chǔ)環(huán)的內(nèi)外徑與裙座截面內(nèi)徑的差為200mm考慮到腐蝕余量取，考慮到再沸器，裙裾高度取3 m，地角螺栓直徑取M30.4.4人孔 人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔10-20塊塔板才設(shè)一個人孔，本塔中共17塊塔板，需設(shè)置2個人孔，每個孔直徑為450 mm，在設(shè)置人孔處，塔間距為600 mm，裙座應(yīng)開兩個人孔，直徑為450 mm，人孔深入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計(jì)也是如此。4.5 塔總體高度的計(jì)算4.5.1 塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板間的距離為600 mm，塔頂部空間高度為1200 mm。4.5.2 塔的底部空間高度 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取5 min。 m 4.5.3 塔總體高度 m m4.6 附屬設(shè)備設(shè)計(jì) 4.6.1 冷凝器的選擇因塔頂餾出液幾乎為純苯，故其焓可近似按純苯計(jì)算，則全凝器的熱負(fù)荷為 有機(jī)物蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為： 。本設(shè)計(jì)取 K=700=2926取進(jìn)口（冷卻水）溫度為t1=20(夏季)冷卻水出口溫度一般不超過40，否則易結(jié)垢，取出口溫度t2=35。出料液溫度：80（飽和氣）80飽和液）冷卻水溫度：20 35 逆流操作： ， 傳熱面積：4.6.2 再沸器的選擇再沸器的熱負(fù)荷為,因塔頂釜?dú)堃簬缀鯙榧兟缺?，故其焓可近似按純氯苯?jì)算，即 。 則對飽和液體進(jìn)料 選用150的飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K=2931 K。料液溫度：131.8131.8，熱流溫度150150。 逆流操作：換熱面積：4.7筒體與封頭 4.7.1 筒體塔體材料選用16MnR、設(shè)計(jì)條件下的許用應(yīng)力為：。圓筒厚度為： 4.7.2 封頭封頭厚度為： 選用標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭，所以K=1,因?yàn)殇摪遄钚『穸炔坏眯∮?，所以取圓筒和封頭的厚度為4mm加上厚度的負(fù)偏差，腐蝕欲量等于6.25mm。最后取厚度為的標(biāo)準(zhǔn)鋼板。取厚度為的標(biāo)準(zhǔn)鋼板。五、塔的各項(xiàng)指標(biāo)校驗(yàn)5.1塔設(shè)備質(zhì)量載荷計(jì)算5.1.1筒體圓筒、封頭、裙座質(zhì)量圓筒質(zhì)量： 封頭質(zhì)量：裙座質(zhì)量： =+=2120+148+447=2715kg說明：（1）塔體圓筒總高度為 （2）查的DN1000mm，厚度8mm的圓筒質(zhì)量149kg/m （3）查的DN1000mm，厚度8mm的橢圓形封頭質(zhì)量74.1kg/m （4）裙座高度3m（厚度按8mm計(jì)）。5.1.2、塔內(nèi)構(gòu)件質(zhì)量 （查得浮閥塔盤質(zhì)量為75kg/m2）5.1.3、保溫層質(zhì)量5.1.4平臺、扶梯質(zhì)量說明：平臺質(zhì)量；籠式扶梯質(zhì)量；籠式扶梯總高；平臺數(shù)量n=6。5.1.5操作時(shí)物料質(zhì)量說明：物料密度,封頭容積，塔釜圓筒部分深度=0.29m，塔板層數(shù)N=17，塔板上液層高度 5.1.6附件質(zhì)量按經(jīng)驗(yàn)去附件質(zhì)量為5.1.7充水質(zhì)量5.1.8塔體操作時(shí)質(zhì)量： Kg各種質(zhì)量載荷匯總?cè)牟僮髻|(zhì)量/kg全塔最小質(zhì)量/kg水壓試驗(yàn)時(shí)最大質(zhì)量/kg5.2 風(fēng)載荷及風(fēng)彎矩5.2.1 風(fēng)載荷，=0.7，塔高14.37 m，取1.7，查得此地區(qū)=。 值如下：對于m段，查表：=1.0 對于1020m 段，=20-10=10m 查表 ：=1.25 塔體有效直徑=，對于斜梯取=200mm，其最大值為計(jì)算塔段中有四層平臺，每層平臺迎風(fēng)面積為0.5。 mm為簡化計(jì)算且偏安全計(jì)，各段均取： mm塔體各斷風(fēng)力：310m： 1020m： 5.2.2 風(fēng)彎矩把截面劃分為00截面為裙座基座截面，11截面為裙座人孔處截面，22截 面為裙座塔體焊縫處截面。 11截面彎矩： 式中： -塔體22截面到標(biāo)高10m處的距離 -對應(yīng)于段的風(fēng)力11截面彎矩: 22截面彎矩:5.3各種載荷引起的軸向應(yīng)力5.3.1計(jì)算壓力引起的軸向應(yīng)力 其中，)5.3.2操作質(zhì)量引起的軸向應(yīng)力截面0-0 令裙座厚度 ;。截面1-1 截面2-2 其中，。5.3.3最大彎矩引起的軸向應(yīng)力。截面1-1 截面2-2 5.4塔體和裙座危險(xiǎn)截面的強(qiáng)度與穩(wěn)定校核5.4.1塔體的最大組合軸向拉應(yīng)力校核截面2-2 塔體的最大組合軸向拉應(yīng)力發(fā)生在正常操作是的2-2截面上，其中；K=1.2；K 滿足要求5.4.2塔體與裙座的穩(wěn)定校核截面2-2塔體2-2截面上的最大組合軸向壓應(yīng)力滿足要求。 其中，A=查得（16MnR,110）B=118MPa,K=1.2 。2 截面1-1塔體1-1截面上的最大組合軸向壓應(yīng)力滿足要求。其中，A=查得（Q135-AR,110）B=110MPa,K=1.2 5.5 焊縫強(qiáng)度 裙裾與塔體采用對接焊，焊縫承受的組合