年产3.6万吨乙烯精馏浮阀塔设计.doc

摘要随着社会的发展与进步，我国乙烯的市场需求量急剧增加，乙烯进口量逐年增加，国内产品市场占有率还不到百分之五十。乙烯工业是石油化工产业的龙头，其发展水平早已成为衡量一个国家综合经济实力的重要标志之一，在石油化工产业乃至国民经济发展中占有极其重要的地位。塔设备在化工、石油、医药、食品及环境保护等工业部门中广泛使用的重要生产设备，是一种十分重要的单元操作设备。塔设备的作用在于提供气、液两相以充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够迅速有效地进行，从而达到相际间进行传质及传热的目的；还可以使接触后的气、液两相能够及时分开，互不夹带。塔设备主要应用在石油化工行业，其种类颇多，按操作压力分有加压塔，常压塔及减压塔；按内件结构分有填料塔、板式塔；还有按单元操作分有精馏塔，吸收塔，介吸塔，萃取塔，反应塔，干燥塔等。本次设计的是年产3.6万吨乙烯精馏浮阀塔。浮阀塔是20世纪50年代前后开发和应用的，并在石油、化工等工业部门代替了传统使用的泡罩塔，成为当今应用最广泛的塔型之一，并因具有优异的综合性能，在设计和选用塔型时常是被首选的板式塔。本次设计主要包括三大方面的内容：一是工艺计算；二是强度及稳定性的计算；三是专题部分的补充。第一部分主要进行了物料衡算，塔内物件尺寸的确定，塔温、塔板数的计算以及各种管径的确定，附属设备的选择等等。第二部分主要是在强度及稳定性计算中计算出塔器的各部分质量，从而对塔的三个危险截面进行校核，主要是质量载荷，风载荷与地震载荷的计算，另外还要进行补强的计算。最后即是专题部分：吊柱的选用与校核。关键词: 板式塔; 精馏设备; 填料塔AbstractWith the social development and progress, Chinas ethylene market demand for a sharp increase in the amount of ethylene imports increased year by year, the domestic market share of less than 50 percent. Ethylene is the leading petrochemical industry, and its level of development has become the measure of a countrys comprehensive economic strength, an important sign, occupies an extremely important position in the petrochemical industry and the national economy. Important tower production equipment in the chemical, petroleum, pharmaceutical, food and environmental protection and other industrial sectors are widely used, it is a very important unit operation equipment. You can also post the contact; the role of the tower equipment to provide gas and liquid phases opportunity to full contact, so that quality, two kinds of heat transfer process can be carried out quickly and efficiently, so as to achieve the purpose of phase interpersonal conduct mass transfer and heat transfer the gas and liquid phases can be separated in time, and do not entrainment. Tower equipment mainly used in the petrochemical industry, and its many types, according to the operating pressure divided pressurized tower, atmospheric tower and vacuum tower; internals structure divided by the packed tower, plate tower; there are divided by unit operation fractionator, absorber, dielectric absorption towers, extraction column, reaction tower, drying tower. The design is an annual output of 36,000 tons of ethylene distillation tower float valve. Float valves before and after the 1950s, the development and application of, and in the petroleum, chemical and other industrial sectors instead of the traditional use of the bubble column, becoming the most widely used type of one of the towers, and because of excellent overall performance, in the design and selection of tower type it is often preferred plate column. The design mainly includes three aspects: First, the calculation process; the second is to calculate the strength and stability; third is to complement the thematic segment. The first part was the material balance, the tower object to determine the size, column temperature, the calculated number of plates of various diameters and determine the choice of ancillary equipment and so on. The second part is the quality of each part of the tower is calculated in the calculation of strength and stability, thus dangerous section of the three towers to be checked, mainly the mass load, calculate wind loads and seismic loads, but also for additional calculated reinforcement. That last part is thematic: davit Selection and VerificationKey words: Tray Tower; Distilling Equipment; Packed towe目 录 前言 1 第一章工艺计算 3 1.1 物料衡算 3 1.1.1 塔顶产品量 3 1.1.2 塔釜、塔顶流量及组成 3 1.2 确定塔温 4 1.2.1 塔釜温度的确定 4 1.2.2 塔顶温度的确定 5 1.2.3 进料温度 6 1.3 塔板数的计算 6 1.3.1 确定最小回流比 6 1.3.2 确定最小理论板数 7 1.3.3 确定理论板数 7 1.3.4 实际塔板数 8 1.3.5 确定进料板位置 8 1.4 塔径计算 9 1.4.1 精馏段塔径 9 1.4.2 提馏段塔径 12 1.5 塔内物件的工艺尺寸 13 1.5.1 溢流程数的选择 13 1.6 流体力学验算 15 1.6.1 气体流过塔板的压降 15 1.6.2 液泛校核 15 1.6.3 雾沫夹夹带情况 16 1.7 安全操作范围和操作线 16 1.7.1 精馏段 16 1.7.2 提馏段 17 1.8 附属设备的选择 19 1.8.1 全凝器的选择 19 1.8.2 再沸器的选择 19 1.8.3 回流泵的选择 19 1.9 管径设计 20 1.9.1 塔顶蒸汽管 20 1.9.2 回流管管径 20 1.9.3 进料管管径 20 1.9.4 塔釜出料管 20 1.9.5 进再沸器管 21 1.9.6 再沸器蒸汽入塔器 21 第二章强度及稳定性计算 22 2.1 圆筒和封头的厚度和强度计算 22 2.2 载荷的计算 22 2.2.1 质量载荷的计算 22 2.2.2 塔的自振周期 24 2.2.3 地震载荷及地震弯矩的计算 24 2.2.4 风载荷和风弯矩计算 26 2.2.5 最大弯矩 28 2.3 应力校核 28 2.3.1 圆筒应力校核 28 2.3.2 裙座壳轴向应力校核 30 2.4 基础环结构设计及校核 31 2.4.1 基础环 31 2.4.2 地脚螺栓计算 32 2.4.3 肋板计算 32 2.4.4盖板计算 33 2.5 补强计算 34 2.5.1 塔顶蒸汽出孔 34 2.5.2 人孔的补强计算 35 2.5.3 进料管接管补强 36 第三章吊柱的强度计算 38 3.1 设计载荷 38 3.2 曲杆部分的校核 38 3.3 柱的校核 39 总结 41 参考文献 42 致谢 43沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 前言前言塔设备是化工、石油、医药及环境保护等工业中广泛使用的重要生产设备。塔设备的基本功能是提供气、液两相充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够迅速有效地进行；而且能使接触之后的气、液两相及时分开，互不夹带。因此，蒸馏和吸收操作可在同一设备中进行。根据塔内气、液两相接触部件的结构型式，塔设备又可分为填料塔和板式塔两大类。填料塔和板式塔均可用于蒸馏、吸收等气-液传质过程，但在两者之间进行比较及合理选择时，必须考虑多方面因素，如与被处理物料性质、操作条件和塔的加工、维修等方面有关的因素等。填料塔内装有各式各样的固体填充物，即填料。填料是填料塔的核心内件，它为气-液两相接触进行传质和换热提供了表面，与塔的其他内件共同决定了填料塔的性能。液相由塔顶喷淋装置分布在填料层之上，靠重力的作用沿填料表面流下；气相则在压强差的推动下穿过填料的间隙，由塔的一端流向另一端。气、液两相在填料的润湿表面上进行充分接触，其组成沿塔高连续地变化。板式塔是一种逐级接触的气-液传质设备。塔内以塔板作为基本构件，气体自塔底向上以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，使气-液两相密切接触而进行传质与传热，两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。目前在工业生产当中，在分离程度要求高、具有腐蚀性的物料、容易发泡的物料以及对于热敏性物料的蒸馏分离等情况下，宜选用填料塔。在塔内液体滞液量较大、液相负荷较小以及含固体颗粒等情况下，宜选用板式塔。蒸馏操作的规模往往较大，所需塔径常达一米以上，故采用板式塔居多；吸收操作的规模相对较小，故采用填料塔居多。1气体出口2液体入口3塔壳4塔板5降液管6出口溢流偃7气体入口8液体出口图 1-1 板式塔结构简图浮阀塔板的结构特点：在塔板上有若干个阀孔，每个阀孔上装有一个可以上下浮动的阀片，阀片本身连有几个阀腿，插入阀孔后将阀腿底脚拨转90，以限制阀片升起的最大高度，并且防止阀片被气体吹走。阀片周边冲出几个略向下弯曲的定距片，当气速很低时，由于定距片的作用，阀片与塔板呈点接触而坐落于阀孔上，在一定程度上可以防止阀片与板面的粘连。操作时，由阀孔上升的气流经阀片与塔板间隙沿水平方向进入液层，随即增加了气液接触时间，浮阀开度随气体负荷而变，在低气量时，开度较小，气体仍能以足够的气速通过缝隙，避免过多的漏液；在高气量时，阀片自动浮起，开度增大，使气速不致于过大。浮阀塔板有生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，塔板结构及安装较为简单、重量较轻、制造费用低等优点。然而其缺点就是：在气速较低时，仍有塔板漏液，故低气速时板效率有所下降；浮阀阀片有卡死和吹脱的可能，这会导致操作运转及检修的困难；塔板压力降较大，妨碍了它在高气相负荷及真空塔中的应用。45沈阳化工大学科亚学院学士学位论文 第一章 工艺计算第一章 工艺计算1.1 物料衡算1.1.1 塔顶产品量按7200小时/年考虑，摩尔流量(C2H4): 178.25kmol/h11.1.2 塔釜、塔顶流量及组成 表1.1 进料各组分组成及性质组 分C2H4C2H6C3H6CH4沸 点-103.7-88.6 oC-47.7-161.5分子量28.0530.0742.0816.04组成0.889890.098430.005100.00658 选择乙烯为轻关键组分，乙烷为重关键组分，比乙烯沸点低的甲烷是轻组分，比乙烷沸点高的丙烯是重组分，两关键组分挥发度相差较大，且两者是相邻组分，为清晰分割情况，比重关键组分还重的丙烯在塔顶不出现，比轻关键组分还轻的甲烷在塔顶不出现。这样塔顶馏出液由甲烷乙烯和少量乙烷组成。塔釜由丙烯乙烷和少量乙烯组成。 规定：塔顶乙烷含量，1 说明此泡点温度过高。 假定温度为-10 =1.340.03+0.930.9218+0.280.04820=0.9111 假定温度为-2OC =1.540.03+1.240.9218+0.330.4820=1.205 所以：塔釜温度为-21.2.2 塔顶温度的确定 采用全凝器。 采用P-T-K图查出ki值计算 y=KX 塔顶温度=1 假设露点温度为-20 =+=0.9131 试差法： -25+1=-24.29 所以：塔顶温度为-241.2.3 进料温度 查P-T-K图，计算 y=KX=1 （1-4） 假设泡点进料且温度为-20 =1.340.88989+0.9270.09843+0.2670.0051+5.550.006581 说明此进料温度过高 假设进料温度为-23 =1.010.08989+0.6820.09843+0.1790.0051+5.050.00658=1.00006 所以：进料温度为-23OC 对塔的各部位温度列于表4中 表 1.4 塔的温度列表 塔底塔顶进料-2-24-231.3 塔板数的计算1.3.1 确定最小回流比 假定塔内各组分的相对挥发度恒定，且为衡分子流，由恩德无德公式视差求。 +=1-q （1-5） +=RM+1 （1-6） 式中：XFA,XFB,XFC进料中A，B，C组分的分子分数； XPA，XPB，XPC塔顶组分A，B，C组分的分子分数； q 进料热状态参数。泡点进料，q=1;3 有关数据及i列表5如下： 表 1.5 有关数据及i列表组分C2H4C2H6C3H6CH4XF0.889890.098430.00510.006581XP0.991640.00100.007361KI1.010.6820.1795.05i1.4810.267.4 将数据带入（1）式中： 试取计算： =1.533 (1)式=0.07530 =1.35 (2)式=-0.0374 0 可求得=1。48，将带入（2）式，求的Rm, 解得： Rm=2.2664 取回流比R=1.5Rm=3.41.3.2 确定最小理论板数 理论回流比可取为1.5 R=3.261.3.3 确定理论板数 理论板层数由芬斯克方程求N N=31.256 (1-7) =0.3469 (1-8) 查吉利兰图1得=0.36 解得N=43.2 取44块（不包括再沸器） 所以：理论塔板数为44块。1.3.4 实际塔板数 E=0.49（） 塔顶，塔釜的平均温度 T=-13 查烃类P-T-k图，得平衡常数： KC2H4=1.455, KC2H6=0.839 相对挥发度为：=1.7432 =0.889890.07+0.098430.07+0.00510.0051+0.006580.02=0.06999 解得E=0.898 所以：实际板数N=44/0.898=48.9 取49块1.3.5 确定进料板位置 精馏段板数 n= （1-9） 提留段板数 m= (1-10) m+n=49 （注 ：其中为轻关键组分对重关键组分相对挥发度，取塔顶、进料、塔釜三处得几何平均值）5 （）=1.642 （）=1.732 则n=26.63 取27块 则提留段板数为m=49-27=221.4 塔径计算1.4.1 精馏段塔径 （1） 气液相负合及重度 精馏段以塔顶为计算基准， 表 1.6 塔顶各组分得临界性质列组分%分子Pc(kg/cm2)Pc%（分子）TcTc%分子分子量M%分子C2H40.9916450.4830.076282.9280.628.0527.8C2H60.00148.290.0482305.330530.070.07CH40.0073645.790.334190.91.3910.040.117合计150.46282.327.947 对比压力：=0.42 对比温度：=0.882 查得压缩系数Z=0.75 塔顶上升蒸汽量：G=VD=（R+1）D=571kmol/h 体积流量：=416.4立方米/小时 塔顶上升蒸汽重度： v =38.32kg/m3 表 1.7 进料各组分得临界性质组分%（分子）Pc（kg/cm2）Pc%分子TcTc%分子分子量M%分子C2H4088989304844.922282.9251.7528.0524.96C2H60.0984348.294.75305.330.0530.072.96C3H60.005145.370.23364.91.8644.090.215CH40.0065845.790.3190.91.2616.040.11合计50.2284.9228.25 对比压力：=0.418 对比温度：=0.872 查得压缩系数Z=0.691 体积流量：=0.107M3/S 精馏段气相负合： =0.113M3/S 表 1.8 塔底各组分得临界性质组分%（分子）Pc(（kg/cm2）Pc%分子TcTc%分子）分子量M%分子C2H4003504801532829085728050085C2H60921848564587305828963092845C3H600482045761908305.3281.425530.0727.7185CH4045.3719091604合计1457930833076 对比压力：=0.436 对比温度：=0.879 查得压缩系数Z=0.70 上升蒸汽量：G=VD=（R+1）D=（3.26+1）124.849=571公斤/小时 体积流量：=422.9立方米/小时 查轻碳氢化合物数据手册 图2-15、2-17 5 得各组分重度； 表 1.9 塔顶各组分重度组分C2H4C2H6C3H6CH4重度042504650 表 1.10 进料各组分重度组分C2H4C2H6C3H6CH4重度04210462054表 1.11 塔釜各组分重度组分C2H4C2H6C3H6CH4重度03504270555 塔顶各组分质量流量百分比： qDC2H4=0.928 qDC2H6=0.001 qDCH4=0.0042 解得 lD =0.4575 塔底各组分质量流量百分比： QwC2H4=0.00276 qwC2H6=0.9363 qwCH4=0.0712 解得lWw=0.4339 则精馏段液相重度=445.5kg/m3 液相负荷 = 26.95m3/h 动能参数=0.2236取板间距H=0.4m 塔板上清液层高度为=0.07m 查史密斯关联图得C=0.05 查轻碳化合物图4-1、4-26得表面张力 表 1.12 混合液的表面张力甲烷乙烯乙烷丙烯03.486.2113.6 =0.99163.6+0.0016.2=3.46 由式=（）得=0.0352 (1-11) 塔顶最大空塔速度 Wmax=C=0.1136m/s 空塔气速W=0.7W=0.70.1142=0.0795m/s 精馏段塔径D=1.535m 取精馏段塔径D=1.6m 精馏段实际空塔气W=0.072m/s 相应的空塔动能因数为F=0.072=5.61.4.2 提馏段塔径 提馏段气象重度=V/Vs=43.52 提馏段液相重度=430.69 提馏段液相负荷=0.1121m3/s 则提馏段气相负荷：Ls、=RD+qF=38.12m3/h 查史密斯关联图得C=0.045 查轻碳化合物图4-1、4-24得表面张力 c2h4=1.21 Pc2h6=3.59 Pc3h6=10.49 混合液的表面张力=3.925 =0.0325 最大空塔速度: Wmax=C=0.0969 空塔气速：W=0.7W=0.0678m/s 提馏段塔径D=1.62; 取塔径1.6m 馏段实际空塔气W=0.073m/s1.5 塔内物件的工艺尺寸1.5.1 溢流程数的选择（1）根据塔径1.6米，液相负荷3040m 3/h，查有机化合物表9-58可知选单流型即可满足要求。采用工型浆液板，分块式塔盘。（2）校核溢流强度 堰长： lW=0.7D=0.71.6=1.12m 精馏段校核：i=ls/lw=27.5m3/h; 提馏段校核：I、=ls、/lw、=38.9 m3/h; （3）塔堰高的确定 Hl=hw+how hl塔板上清液层高度; hww 出口堰高度 how堰上清液层高度 精馏段： how=0.03459 提留段： how、=0.037 （4）降液管面积 查浮阀塔表3-39知=0.143 =0.0878 塔板面积A=0.7851.6=1.54 堰宽W=0.1431.6=0.2m 溢流面积A=0.878 A=0.1385 （5）校核液体在降液管内停留时间 精馏段t=7.4s5s 提馏段t=5.2s5s 降液管出口处的流体流速： 精馏段： Ud=Ls/Af=0.054m/s; 提馏段： Ud=ls/Af=0.77m/s （6）降液管下端距塔盘的距离h： h= (1-12) w降液管下端出口处的流速一般取0.070.25m/s 可取0.2m/s 精馏段ho=0.0382mh=0.07m 提馏段ho=0.054h=0.07m 取距离为：h=0.05m （7）浮盘数 采用F-1重阀, 阀孔直径为39。 精馏段临界阀孔气速 ：=1.387m/s 提馏段临界阀孔气速: 、=1.326m/s 开孔率100%=5.2% 阀孔总面积： 精馏段： A=0.08m2 提馏段: A=0.0847m2 精馏段阀数: N=67个 提馏段阀数: N=70个 精馏段与提馏段取相同的阀孔数：为68个。 （8）塔盘的布置 安定区Wf=0.06m; 无效区Wc=0.05m按照等边三角形叉排列 则中心距t=105mm.1.6 流体力学验算1.6.1 气体流过塔板的压降 正常操作，浮阀全开。 干板压力降:hp=hc+hl+h 全开前:hc=0.7=0.000685米液柱 全开后hc=5.34=0.046米水柱 hl=0.4hw+how=0.40.43+0.027=0.0442米水柱 克服表面张力压降h可忽略 hp=hl+ho=0.074米水柱1.6.2 液泛校核 逸流管内液成高度： Hd=hl+hp+hd+hv (1-13) hd=0.153=0.042米液柱 对hv可忽略不计，对浮阀塔可忽略不计 又因操作压力小于30大气压hv可以忽略，故溢流管内液层高度 Hd=hl+hp+hd=0.144米 取充气因子=0.5，（HT+hw）=0.5(0.4+0.0374)=0.2180.144 所以可以避免液泛。1.6.3 雾沫夹夹带情况 精馏段V=0.033mm3/s 6 (1-14) 提馏段V=0.0346mm3/s Z=d-2Wd=1.4-20.2=1.0m Aa=AT-2Af=1.54-20.135=1.27立方米 K取0.85 CF查基本有机化学工程图9-289可知CF=0.107 则精馏段:F1=33.380% 提馏段F1=38.3%80% 所以产生的雾沫夹带量不超过0.1公斤液体/公斤蒸汽，符合要求。1.7 安全操作范围和操作线1.7.1 精馏段 （1）液相负荷上限: 取t=3秒 =0.985立方米/秒 (1-15) 液相负荷下限: 因采用平直堰=0.0008540.98=0.000837mm3/s 气相负荷下限: =0.0632mm3/s 气相负荷上限液泛线 A=3.83 B=0.50.4+(0.5-1.4)0.043=0.1685 C=99.57 D=1.265 所以液泛线为：3.83 雾沫夹带线为： 9.88 操作弹性为：v上/v下=2.551.7.2 提馏段 液相负荷上限: 取t=3秒 =0.0185mm3/s 液相负荷下限: 因采用平直堰=0.00837mm3/s 气相负荷下限: