苯氯苯板式精馏塔设计.doc

天津科技大学2012届本科生毕业设计

　　　　　　　　　第一章　绪 论

　　一个国家化工产业的发展程度在很大意义上衡量着这个国家的工业水平和国防实力。精馏塔是化工生产中必不可少的塔设备。精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。20世纪初，随着炼油工业的发展和石油化学工业的兴起，塔设备开始被广泛采用，并逐渐积累了有关设计、制造、安装、操作等方面的数据和经验。当时，炼油工业中多用泡罩塔，无机酸碱工业则以填料塔为主，则筛板塔因当时尚无精确的设计方法和操作经验，故未能广泛使用。20世纪中期，为了适应各种化工产品的生产和发展，不仅需要新建大量的塔，还得对原有得塔设备进行技术改造，故而陆续出现了一批能适应各方面要求的新塔型。
精馏塔作为石油化工行业最常用的化工设备之一，在当今工业中发挥了极其重要的作用。精馏塔通过物质的传质传热，将塔的进料中的物质分离，从而在塔顶和塔底分别获得人们需要的高浓度物质。苯与氯苯的分离，必须经过各种加工过程，炼制成多种在质量上符合使用要求的产品。氯苯的作用是涉及国防和民生的各个领域。染料、医药工业用于制造苯酚、硝基氯苯、苯胺、硝基酚等有机中间体。橡胶工业用于制造橡胶助剂。农药工业用于制造DDT， 涂料工业用于制造油漆。 轻工工业用于制造干洗剂和快干油墨，化工生产中用作溶剂和传热介质，分析化学中用作化学试剂。事实上，作为传统工业中发展较为成熟的技术之一，精馏塔设计分离技术发展至今，已经相当成熟，并且早已付诸实践和应用。为了完成本课程设计，笔者参阅了大量文献，参考了精馏系统的设计范例、权威设计手册、多种国家标准，，力求设计结果的合理性和实用性。工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。筛板塔出现于1830年，很长一段时间内被认为难以操作而未得到重视。泡罩塔结构复杂，但容易操作，自1854年应用于工业生产以后，很快得到 推广，直到20世纪50年代初，它始终处于主导地位。第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。通过大量的实验研究和工业实践，逐步掌握了筛板塔的操作规律和正确设计方法，还开发了大孔径筛板，解决了筛孔容易堵塞的问题。因此，50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊场合外，已不再新建。60年代以后，石油化工的生产规模不断扩大，大型塔的直径已超过 10m。为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔板不断出现，已有数十种。
工业生产对塔板的要求主要是：①通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。②塔板效率要高。③塔板压力降要低。④操作弹性要大。⑤结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。为了满足上述要求，近30年来，在塔板结构方面进行了大量研究，从而认识到雾沫夹带通常是限制气体通过能力的主要因素。在泡罩塔、筛板塔和浮阀塔中，气体垂直向上流动，雾沫夹带量较大，针对这种缺点，并为适应各种特殊要求，开发了多种新型塔板。
板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。广泛应用于精馏和吸收，有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时（以气液系统为例），液体在重力作用下，自上而下依次流过各层塔板，至塔底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。每块塔板上保持着一定深度的液层，气体通过塔板分散到液层中去，进行相际接触传质。
本文的主要设计内容可以概括如下：1，分析设计条件，确定设计方案；2，精馏塔的工艺计算；3，精馏塔及塔板的工艺尺寸计算；4，附属设备选型；5，塔的结构设计和强度校核；6，精馏塔装配图绘制；7，带控制点的工艺流程图设计。

第二章 设计方案确定与说明

2.1 精馏流程
　　精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等,为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，苯、氯苯混合原料液经预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后经分配器 一部分回流，一部分经过冷却器后送入产品储槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后为冷却水循环利用。

图2-1板式精馏塔的工艺流程简图
2.2 设计方案的特点及确定

　塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要的优点是操作弹性较大，液气比范围较大，不易堵塞；但由于生产能力及板效率底，已逐渐被筛孔塔板和浮阀塔板所替代。筛孔塔板优点是结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压强底，生产能力大；其缺点是筛孔易堵塞，易产生漏液，导致操作弹性减小，传质效率下降。而浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了前述两种塔板的优点。浮阀塔板结构简单，制造方便，造价底；塔板开孔率大，故生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，故塔板效率较高。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，而且更可靠。浮阀塔更适合塔径不很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。
因此，本次设计选用浮阀式板式精馏塔。

　　　　　　　　第三章 精馏塔的工艺计算

3.1 回流比的选择
　　　在精馏分离的整个过程中，回流比是精馏的核心，是回流比是精馏设计和操作的重要参数。回流比的大小不仅影响所需的理论塔板数、塔径、塔板的结构尺寸，还影响加热蒸汽和冷却水的消耗量。回流比的选取范围是在最小回流比至无穷大之间。若选取的回流比太大，不仅使加热蒸汽及冷却水的消耗量增大，操作费增大，还可能影响塔径，使设备投资费用也增大。同时太大的回流比使塔在操作时改变回流比，调节塔的分离能力的作用也大大减小。因此，根据给出的设计条件，操作回流比取最小回流比的2倍。

3.2 全塔的物料衡算
F：原料液流量 (kmol/s) ：原料组成(kmol%)
D：塔顶产品流量(kmol/s) ：塔顶组成(kmol%)
W：塔底残液流量(kmol/s) ：塔底组成(kmol%)
　料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分数计算
苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/mol和112.61kg/mol。

平均摩尔质量

料液及塔顶底产品的摩尔流率
依题给条件：一年以330天。一天以24小时计，有

全塔物料衡算：
总物料衡算　　　F = D + W
苯物料衡算　　　0.44F=0.02D+0.98W
联立解得　　　F=138.38kmol/h
D=77.95kmol/h
W=60.43kmol/h

3.3 精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算

表3-1常压下苯—氯苯气液平衡组成（摩尔）与温度关系
温度/℃
液相
气相
温度/℃
液相
气相
80.02
1
1
120
0.129
0.378
90
0.69
0.916
130
0.0195
0.0723
100
0.447
0.785
131.8
0
0
110
0.267
0.61

3.3.1精馏塔平均温度
利用表3-1中数据由拉格朗日插值法可求得、、。

（1） ：℃
（2） ：℃
（3） ： ℃

（4） 精馏段平均温度：℃
（5） 提馏段平均温度：℃

3.3.2气、液相的密度的计算
已知：混合液密度：（质量分率，为平均相对分子质量），不同温度下苯和氯苯的密度见表3-2。

表3-2 不同温度下苯和氯苯的密度（）
温度
80
90
100
110
120
130
苯
817
805
793
782
770
757
氯苯
1039
1028
1018
1008
997
985

混合气密度：

（1）精馏段：
℃
液相组成：
气相组成：
所以

（2）提馏段：
℃
液相组成：
气相组成：
所以
求得在和温度下苯和氯苯的密度。
℃

同理可得：
℃，

在精馏段，液相密度：

气相密度：

在提馏段，液相密度：

气相密度：

3.3.3 混合液体表面张力
不同温度下苯和氯苯的表面张力见下表。
表3-3 苯和氯苯不同温度下的表面张力（）
温度（℃）
80
85
110
115
120
131
σ
苯
21.2
20.6
17.3
16.8
16.3
15.3
氯苯
26.1
25.7
22.7
22.2
21.6
20.4

精馏段℃
苯的表面张力：

氯苯的表面张力；

联立方程组
代入求得：

提馏段℃
苯的表面张力；

氯苯的表面张力：

联立方程组
代入求得：
求得
3.3.4混合物的黏度
查化工原理附录11可得
℃，
℃，
精馏段黏度：

提馏段黏度：

3.3.5 相对挥发度
精馏段挥发度：由得

所以 相对挥发度
提馏段挥发度：由得

所以 相对挥发度
3.3.6 气液相体积流量计算
在图上，因，查得，而，
故有：
取
 精馏段：

已知：
则有质量流量：
体积流量：
‚ 提馏段：
因本设计为饱和液体进料，所以。

已知：
则有质量流量：

体积流量：

3.4塔板的计算
3.4.1操作线方程的计算
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：

表3-4 相关数据表
温度，（℃）
80
90
100
110
120
130
131.8
两相摩尔分率
x
1
0.677
0.442
0.265
0.127
0.019
0
y
1
0.913
0.785
0.614
0.376
0.071
0

图3-1 苯-氯苯精馏塔理论塔板数图解
3.4.2实际塔板的确定
作图得精馏段理论板数为3.7块
提馏段理论板数为5.8块

（1） 精馏段
已知：
所以：块，取实际板数为8块
（2） 提馏段
已知：
所以：块 取实际板数为12块
全塔所需实际塔板数：块
全塔效率
加料板位置在第10块板。

3.5 塔和塔板主要工艺结构尺寸计算
3.5.1塔径的计算
（1）精馏段
由，式中C可由史密斯关联图查出：
横坐标数值：
初取板间距：通常板间距取，则取，板上液层高度， 则

图3-2 史密斯关联图
查史密斯关联图可得：

取安全系数为0.7，则空塔气速为

按标准塔径圆整为1.6m
横截面积：
实际空塔气速：
（2）提馏段
横坐标数值：
取板间距，则有
查图可知,
根据顶标准圆整为1.60m。横截面积：
空塔气速：

3.5.2 溢流装置
（1）堰长
当溢流堰为单流程并无辅堰时，堰长和塔径比一般为。
取
（2）出口堰高
采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。
堰上液高度按公式 近似取
精馏段：
‚提馏段：
（3）弓形降液管的宽度和横截面积

图3-3
由
查上图得，
则：
验算降液管内停留时间：
精馏段：
提馏段：
停留时间，所以降液管可使用。
（4）降液管底隙高度
精馏段：
取降液管底隙的流速，则有
取
提馏段：
取降液管底隙的流速，则有
取
因为不小于20mm，故满足要求。

3.5.3 塔板布置及浮阀数目与排列
（1） 塔板分布
本塔塔径为，采用分块式塔板，查下表得。塔板为4块。
表3-5 不同塔径的分块式塔板数
塔径mm
800～1200
1400～1600
1800～2000
2200～2400
塔板分块数
3
4
5
6

（2） 浮阀数目与排列
 精馏段：
取阀孔动能因子，则孔速为：

取浮阀塔盘的阀径，一般取阀孔的直径与阀径的比值为 ，所以取阀孔孔径
每层塔板上浮阀数目为：
块（采用型浮阀）
取边缘区宽度，破沫区宽度。
计算塔板上的鼓泡区面积，即：
其中
所以
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距
排间距一般取
则排间距：
考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板。而各分块的支撑与衔接也要占去一部分豉泡面积，因此排间距不宜采用77mm，而应小些，故取mm，按，以等腰三角形叉排方式作图，取塔盘外围浮阀的阀孔中心到塔壁的距离为80mm,与进口堰、溢流堰的距离为90mm,刚开孔部分的长边为，短边为
所以作图可得浮阀数为205个。
按重新计算孔速和阀孔动能因数。

阀孔动能因数变化不大，仍在9～13范围内。
塔板开孔效率
‚ 提馏段
取阀孔动能因数，则
每层塔板上浮阀数目为：块
按，估算排间距为
取，排得阀数为179个。
按重新计算孔速和阀孔动能因数

阀孔动能因数变化不大，仍在9~13范围内。
塔板开孔效率

3.6 精馏塔塔板的流体力学计算
3.6.1 精馏塔塔板的压降计算
气相通过浮阀塔板的压降可根据计算
 精馏段
干板阻力：
因为，故：
板上充气液层阻力：
取
液体表面张力所造成的阻力：
此阻力很小，楞忽略不计，因此气体流经塔板的压降相当的高度为：

‚ 提馏段
干板阻力：
因，故：
板上充气液层阻力：取
液体表面张力所造成的阻力：
此阻力很小，可以忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为：

3.6.2 淹塔
为了防止发生淹塔的现象，要求控制降液管中清液的高度。

 精馏段
单层气体通过塔板降液管所相当的液柱高度：
液体通过液体降液管的压头损失：

板上液层高度：
取，已选定
则
可见，所以符合防止淹塔的要求。
‚ 提馏段
单板压降所相当的液柱高度：
液体通过液体降液管的压头损失：

板上液层高度：，则
取，则
可见，所以符合防止淹塔的要求。

3.6.3 雾沫夹带
 精馏段

板上液体流经长度：
板上液流面积：
查得物性系数，泛点负荷系数

对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。
‚ 提馏段
取物性系数，泛点负荷系数图

由计算可知，符合要求。

3.7 塔板负荷性能计算
3.7.1 雾沫夹带线

由此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：
 精馏段：

整理得：，即
由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出。
‚ 提馏段：

整理得：，得
精馏段

提馏段

3.7.2 液泛线

 精馏段：
整理得
‚ 提馏段：
整理得
在操作范围内任取若干个值，算出相应的值
精馏段

提馏段

3.7.3 液相负荷上限
液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于s。
液体降液管内停留时间s
以s作为液体在降液管内停留时间的下限，则：

3.7.4 漏液线
根据，其中：

精馏段

同理可得，提馏段

0.01
0.02
0.03
精馏段

0.736
0.736
0.740
精馏段

0.790
0.790
0791

3.7.5 液相负荷下限
取堰上液层高度为作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相 流量无关的竖直线

取，则
由以上作出塔板负荷性能图。
3.7.6塔板负荷性能图

图3-4 精馏段塔板负荷性能图

图3-5 提馏段塔板负荷性能图

由塔板负荷性能图可以看出：
在任务规定的气液负荷下的操作点P处在适宜操作区内的适中位置。
‚塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制。
ƒ按固定的液气比，由图可以查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限。
所以：精馏段操作弹性;提馏段操作弹性。
浮阀塔的工艺计算结果见下表。

表3-6 浮阀塔工艺计算结果
项目
符号
单位
计算数据
备注
精馏段
提馏段
塔径

m
1.6
1.6

分块式塔板

等腰三角形叉排，同一横排

板间距

m
0.45
0.45
塔板类型

单溢流弓形降液管
空塔气速

m/s
0.7
0.7
堰长

m
1.12
1.12
堰高

m
0.0469
0.0396
板上液层高度

m
0.0131
0.0204
降液管底隙高度

m
0.04
0.07
浮阀数

205
179
阀孔气速

m/s
5.44
6.23
浮阀动能因子

10.50
11.28
孔心距

m
0.075
0.075
排间距

m
0.07
0.08
单板压降

Pa
539.00
535.37
液体在降液管内停留时间

s
25.30
13.64
降液管内清液层高度

m
0.127
0.12
泛点率

%
58.21
55.87
气相负荷上限

m3/s
7.01
3.72
气相负荷下限

m3/s
0.88
0.31
操作弹性

7.97
9.07

第四章 塔附件设计

4.1接管
4.1.1进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T形进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：

取
经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格为。
4.1.2 回流管
采用直接回流管，取
查表取。
4.1.3塔釜出料管

取，直管出料，
查表取
4.1.4 塔顶蒸气出料管
直管出气，取出口气速，
查表取。
4.1.5塔釜进气管
采伯直管进气，取气速为
查表取。

4.2 法兰
由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，同不同的公称直径，选用相应的法兰。
（1） 进料管接管法兰：PN4 DN54 HG20594-97
（2） 回流管接管法兰：PN4 DN54 HG20594-97
（3） 塔釜出料管法兰：PN4 DN50 HG20594-97
（4） 塔顶蒸气管法兰：PN4 DN300 HG20594-97
（5） 塔釜蒸气进气法兰：PN4 DN300 HG20594-97

4.3 筒体与封头
4.3.1筒体
计算公式
常压操作，，采用双面对接焊，则，。
所以
选壁厚为8mm，材料为20R钢

4.3.2封头
封头大多为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径 ，查得曲面高度，直度高度，内表面积 ，容积，选用封头， 1154。

4.4 除沫器
当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。
设计气速选取：，系数

通常取操作气速，所以取
除沫器直径：
选取不绣钢除沫器：
类型：标准型，丝网厚度为100mm，材料：不绣钢丝(1Gr18Ni9),丝网尺寸：圆丝。

4.5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撑形式。为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座与筒体的焊接方式采用对接，要求裙座的厚度与塔体厚度相同，故裙座壁厚取8mm。
基础环内径：
圆整：；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2.5m,地角螺栓取直径M30×3.5。材料选Q235-B。

4.6吊住
对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料，安装和拆卸内件，即经济又方便的一项措施，一般取15m以上的塔物设吊柱。本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径，可选用吊柱500kg。。材料为20号无缝钢管。

4.7人孔
人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲难于达到要求，一般每隔块塔板才设一个人孔。本塔中共20块塔板，需设置2个人孔，在塔釜处加1人孔，所以共3个人。每个人孔直径为500mm。人孔处塔板距为600mm。人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱角和磨圆。人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同。

4.8塔总体高度的设计
4.8.1塔的顶部空间高度
塔顶空间（见图8-1）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，取除沫器到第一块塔的距离为300mm，则塔的顶部高度为1200mm。

4.8.2塔的底部空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到封头下切线的距离，釜液停留时间取5min：

4.8.3塔体高度

第五章 附属设备设计
5.1 冷凝器的选择
塔顶℃，查得该温度下氯苯的汽化潜热为，苯的汽化潜热为

冷却水用量
取冷却水的20℃，出口温度为35℃，水的比热容为4.18kJ/(kg·℃)，则

总传热系数K
K=1000w/(m2·℃）
泡点回流时的平均温差
℃
传热面积A

选列管式冷凝器，其具体参数见表5-1
表5-1 列管式冷凝器参数
名称
公称直径Dg/mm
管程数
中心排管数
管子尺寸
规格
400
2
11
Φ25mm2.5
mm
名称
管长l/mm
管程流通面积/m2
计算换热面积/m2
管子总数
规格
4000
0.0173
34.20
110

5.2 再沸器的选择
塔底再沸器的热负荷
塔底温度℃

加热蒸汽用量
选用0.3MPa的饱和蒸汽加热，温度为138.8℃，

考虑10%的热损失，
平均温差
℃
换热系数K
取W/(m2·℃)
换热面积

考虑10%的换热损失，
表5-2 换热器参数
名称
公称直径Dg/mm
管程数
中心排管数
管子尺寸
规格
600
2
23
Φ25mm2.5
mm
名称
管长l/mm
管程流通面积/m2
计算换热面积/m2
管子总数
规格
6000
0.0368
146.5
416

　　　　　　　　　　第六章 设计结果总汇表
序号
项目
精馏段
提馏段
1
平均温度 tm ℃
87.87
112.26
2
气相流量 Vs m3/s
1.4
1.4
3
液相流量 Ls m3/s
0.00322
0.00597
4
实际塔板数
8
12
5
精馏塔塔径 m
1.6
1.6
6
板间距 m
0.45
0.45
7
溢流形式
单溢流
单溢流
8
降液管形式
弓形
弓形
9
堰长 m
1.12
1.12
10
堰高 m
0.0469
0.0396
11
板上液层高度
0.06
0.06
12
堰上液层高度 m
0.0131
0.0204
13
降液管底隙高度 m
0.04
0.07
14
安定区宽度 m
0.1
0.1
15
边缘区宽度 m
0.06
0.06
16
开孔区面积 m2
1.72
1.72
17
阀孔直径 m
0.04
0.04
18
阀孔数目
205
179
19
孔中心距 m
0.075
0.075
20
排间距 m
0.07
0.08
21
开孔率 ％
12.87
11.2
22
空塔气速 m/s
0.70
0.70
23
筛孔气速 m/s
5.44
6.23
24
每层塔板压降 kPa
0.539
0.535
25
泛点率 %
58.32
55.87
26
负荷上限
0.0163
0.0163
27
负荷下