化工原理课程设计浮阀式连续精馏塔设计.docx
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化工原理课程设计浮阀式连续精馏塔设计
第一部分:
设计任务书2
第二部分:
工艺流程图3
第三部分:
设计方案的确定与说明4
第四部分:
设计计算与论证4
一、工艺计算4
二、流体力学验算15
三、主要管尺寸计算22
四、辅助设备定型23
五、塔的总体结构26
六、塔节说明28
七、泵的选择29
第五部分:
设计计算结果30
第六部分:
心得体会31
第七部分:
参考资料31
第二部分:
工艺流程图(见附图)
3-W
4-0
5—塔身
6—全嗨昴
7_阿
8-产品備液隹
9-W
10—用的
11-W
T-OO
TRC-WO
流程的说明
首先,苯和甲苯的原料混合物进入原料罐,在里面停留一定的时间之后,通过泵进入原料预热器,在原料预热器中加热到泡点温度,然后,原料从进料口进入到精馏塔中。
因为被加热到泡点,混合物中既有气相混合物,又有液相混合物,这时候原料混合物就分开了,气相混合物在精馏塔中上升,而液相混合物在精馏塔中下降。
气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中,这些气相混合物被降温到泡点,其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中,停留一定的时间然后进入苯的储罐,而其中的气态部分重新回到精馏塔中,这个过程就叫做回流。
液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中,一部分进入再沸器,在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。
塔里的混合物不断重复前面所说的过程,而进料口不断有新鲜原料的加入。
最终,完成苯与甲苯的分离。
说明:
为了控制精馏产物的纯度,本装置采用间接控制指标,即用温度控制器来改变进入鼓泡管的蒸气流量。
但温度亦不能太高,当温度增加时,塔底压强增加,容易引起液泛的发生。
所以为温度控制器设定一个预定值,当温度超过该预定值时,闸阀自动关闭,从而达到温度
控制的目的。
第三部分:
设计方案的确定
设计方案的确定
操作压力:
对于酒精-水体系,在常压下已经是液态,所以选用常压精馏。
因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加,尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和
操作费用,而且由于真空下气体体积增大,需要的塔径增加,因此塔设备费用增加。
综上所述,我们选择常压操作。
进料状况:
进料状态有五种,如果选择泡点进料,即q=1时,操作比较容易控制,且不受季节气温的影
响,此外,泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同,设计和制造时比较方便。
加热方式:
采用间接蒸汽加热
回流比:
Rmin,根据经验取操作
适宜的回流比应该通过经济合算来确定,即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。
我们确定回流比的方法为:
先求出最小回流比
回流比为最小回流比的1.1-2.0倍,即:
R=(1.1—2.0)Rmin
回流方式采用泡点回流,易于控制。
选择塔板类型:
选用F1浮阀塔板(重阀)。
F1浮阀的结构简单,制造方便,节省材料,性能良好,且重阀采用厚度2mm的薄板冲制,每阀质量约为33g。
浮阀塔具有的优点:
生产能力大,操作弹性大,塔板效率高,气体压强以及液面落差较小,塔的造价比较低(浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60—80%,而为筛板塔的120—130%)。
第四部分:
设计计算与论证
一.工艺计算
1.将质量分数转换成摩尔分数
24
92
2
4618
46184618
2.摩尔流量计算
Fxf二DxdBxB
D=23000kg/day=23.43kmol/h
B二D—)=23・43(O.^l-O.l—侃.67kmol/h
xF-xB0.11-0.008
0.11—0.008
F=DB=23.43162.67=186.1kmol/h
3.平均分子量
MF=46Xf18(仁Xf)=0.1146(1-0.11)18=21.08kg/kmol
MD=46Xd18(1-Xd)=0.818246(1-0.8182)18=40.91kg/kmol
Mb=46Xb18(1-Xb)=0.00846(1-0.008)18=18.224kg/kmol
(2).最小回流比Rmh
乙醇一水气液平衡数据作x-y图:
L0
阳
0_8
0J
0.6
0.5
0.2
0.1
10
0.00.10.20-30.40.50.B0.70.80.91.0
XAxisTitle
Xd
Rmin1
=0.35
Rmin
XD-0.35
0.8182-0.35
0.35
0.35
=1.343
从对角线点a(Xd,Xd)向平衡线作切线得截距0.35
取11.3陆=1.7459
(1).精馏段方程:
Xd
R1
0.8182
1.74591
二0.2986
1.7459
1.74591
二0.6358
精馏段方程:
y=0.6358x•0.2986
(2).提馏段方程
L=R*D=1.745923.43=40.91kmol/h
V=D(1R)=23.43(11.7459)=64.34kmol/h
q=1V二V=64.34kmol./hL二LF=40.91186.1=227.01kmol/h
提馏段方程:
1b
yxxB=3.528x-0.05554
VD
(三)•理论塔板数Nt
用cad作图法
由图得;理论板数=20
精馏段塔板数=18
提馏段塔板数=2
进料板为第18块
(四).塔的工艺条件及物性资料计算
1.塔顶第一块板:
X1=0.8182查表得Y=0.8325
气相MV1=0.8325X46+(1—0.8325)X18=41.31g/mol
液相ML1=0.8182X46+(1—0.8182)X18=40.91g/mol
相对挥发度a=
Y1(1-XJ
X1(1-Y)
0.8325(1-0.8182)
0.8182(1-0.8325)
=1.104
LML1
3600
40.9140.91
3600756.45
3
=0.000614m/s
MM-z-w
Wtt®
■—蚩K1掛
s/£UJL8090=s/6>|Z99e0=s/|OUJ>|t7e>9=叭
叭Fww
s/wZLOOO=s/b比6i7|/=s/|0im|2z乙乙=引
£
S/£UJ址GO=S/g£0£ZO=S/|OUJ粕£书9=叭
叭b|ww
芬吐劇遞那询一蚩啊齣
s/cuJt7L90000=s/6>|6m0=M/|OUJ>IL60>=a-|
s/£LU8980000=s/6>|9es80=M/|Oiii>|Z9S9L=a
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s/£山乙9£0000=s/g£99乙0=屮|0山>1甜£20
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s/£LUSSL000=s/6>|Z680L=M/|Oiii>IL-98L=d
d
:
峯書懸
伪009£
AaIAIA
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s/gUJ即000=Z'696x009£t7况*以(1/9初+lz60t7)粘009£
ial/\l(d+1)a_l
(Dx=gCx—)人
(8800-0x9000'96"_(9000-0x9900
10111/6^-81=81X(8000-L)+9>x8000=19|/\|畀邈
|OLU/6mOS=8LX(8800-L)+9>x8800=Aa|/\|畀芬
8800=aA割峯皐'8000=aX
(疗前OO—JMl/o(X-0kX£2.9===e(HzO-0xH79t7O(叹―)人
|OUJ/680IS=81X(HO-I)+9厂x140=dl|/\|畀邈
IOLU/6szoe=8iX("MO—Q+9厂XdAl/\l畀芬
沖》0=久割峯皐'140=dX
S/eUJt7CI,90=
號卩以009£勺009£
kAl/\IA
块板
板
液相浓度(摩尔分率)
0.8182
0.11
0.008:
气相浓度(摩尔分率)
0.8325
0.4541
0.088
温度(摄氏度tC)
78.43
86.3
98.1
气相密度(Kg/m3)
1.438
0.7164
0.6014:
液相密度(Kg/m3)
756.45
894.43
959.7
表面张力(mN/m)
22.5
36
61
相对挥发度a
1.104
6.73
11.9651
气相平均分子量Mv
41.31
30.72
20.464
液相平均分子量Ml
40.91
21.08
18.224
注:
以上需要查表的数据查《传热传质过程设备设计》P222—225的附录得
(五)计算全塔效率和实际塔板数
1.粘度
塔顶ti=78.43C查得叫=0.4338mPas
进料t2=86.3C查得A=0.3823mPas
塔釜t3=98.1C查得J3=0.29mPas
平均粘度」m二37」2」3=0.3637mPa・s
注:
查《流体力学与传热》(华南理工大学出版社)P257—附录5得。
2.计算平均相对挥发度:
am=3a1*a2*a3二31.1046.7311.965二4.46
3.计算全塔效率
ET=0.49(為叫)"45=0.49(4.460.3637)°245
-0.4352
Np=(Nt-1)/Et=(20-1)/0.4352=43.65
Nl二P/0.4352=18/0.438=41.36
取实际塔总板数Np=44块板,精馏段板数42块,进料板在第42块
(六)计算塔径
1.精馏段:
设定板间距Ht=0.35m,板上液层高度hL=0.05m,则HT-hL=0.3m
液气动能参数LV
Ild匕、o.5
LVX)
0.000614
0.5134
需)0.5=0.02743
C20=0.06(查《传热传质过程设备设计》P181的图4—12得)
CD=C20()0.2=0.06(22:
5)0'^0.06143
2020
JPl_PV<756.45—1.438
umax=CDlv=0.061431.4076m/s
■V■.1.438
u=(0.6~0.8)Umax取u=0.8Umax=0.8X1.4076=1.126m/s
根据流量公式可以计算塔径,即:
D1U
40.5134=0.762m
3.141.126
将塔径圆整得:
D1=0.8m
2、提馏段:
设定板间距Ht=0.35m,板上液层高度hL=0.075m,则Ht—h_=0.275m
液气动能参数LV
■LB(:
'L)0.5
(
0.6081
959.7)0.5
0.6014)—
0.07883
C20=0.052(查《传热传质过程设备设计》P181的图4—12得)
cb=C(:
0)0.2=。
052(20)0.2=0.0656
PL-%,'959.7-0.6014
咲=CBJ亍=°.°656彳_0.6014~返认
u=(0.6~0.8)Umax取U=0.6Umax=0.8X2.62=2.09m/s
D2=
4°.6081=0.61m
3.142.09
将塔径圆整得:
D2=0.7m
3、塔径:
D=0.8m
由于精馏段和提馏段的塔径相等,即:
因为直径在2.2m以下的浮阀塔,一般采用溢流堰,所以此处也应该采用溢流堰。
塔截面积A=
3.140.82
4
2
=0.5024m2
实际空塔气速
uD=VD/At=0.5134/0.5024=1.022m/s
uB=VB/At=0.6081/0.5024=1.21m/s
(7)溢流装置设计:
主要符号说明
符号
意义与单位
符号
意义与单位
lw
堰长,m
hL
塔板上的液层高度,m
hw
堰咼,m
Af
弓形降液管的面
积,m2
how
堰上液层咼度,m
d。
阀孔直径,m
ho
底隙高度,m
Ao
阀孔总面积,m2
Wd
降液管宽度,m
At
塔截面积,m2
Ht
塔板间距,m
D
塔径,m
Ws
安定区宽度,m
W
边缘区宽度,m
t
阀孔中心距,m
U0
阀孔气速,m/s
F。
气体得阀孔动能因子,kg0Ts°_m丄5
V
气体体积流率m3/s
1、精馏段设计:
选用单溢流弓形降液管,不设进口堰
堰长lw=(0.6~0.8)D取堰长lw=0.6D=0.48m
出口堰高hw=hL-h°w取液流收缩系数E=1先假设是平直堰,计算堰上液层高度,
2.84
1000
3
w
2841(0.0006143600)1
10000.48
二0.00786m
因为how-0.06m故采用平直堰
出口堰高hW=hL-hOW=0.05-0.00786=0.04214m
降液管底隙高度ho
Ld
lwU
0.000614
0.480.07
=0.0183m
实际设计中ho25-30mm,故取h。
二0.025m
2、提馏段设计:
选用单溢流弓形降液管,不设进口堰
堰长LW=(0.6~0.8)D取堰长Lw=0.48m
出口堰高hW=hL-hOW取液流收缩系数
E=1
先假设是平直堰,则查图得:
E=1,
I
ow
2.84E
1000
w
2
3_
2.84
X
1000
1(°.°0123600丄0.0123m
0.48
因为how
-0.06m故采用平直堰,
出口堰高h,W二h,L-h,OW
=0.075-0.0123=0.0627m
降液管底隙高度:
ho
Lb
0.0012
lwu0.480.1
二0.025m满足不少于20~25mm
(8)弓形降液管的宽度Wd和截面积Af
由lw/D=0.6,查《化工原理》下册P160图3—13
得:
Af/At=0.054Wd/D=0.105
A=0.054厲=0.0540.5024=0.02713m2
Wd=0.1050.8=0.084m
液体在降液管停留时间:
(1)精馏段:
e=AfHt=O.。
2713®.35=1546ua3sLD0.000614
(2)提馏段:
0.027130.35
0.0012
二7.91s3s
因此结构合理。
(九)塔板布置及浮阀数目以及排列
塔径》0.8m,选用整块式塔板
一般对于小塔,W4=40_70mm
溢流堰入口安定区:
Ws=40mm
根据小塔的WC可选30〜50mm大塔可选50〜75mm
边缘区宽度(无效区)%=30mm
降液管宽度:
Wd=84mm(精馏段和提馏段一样)
(1)精馏段浮阀的数目及孔间距:
对于F1型浮阀(重阀),当板上浮阀刚刚全开时,动能因数取得合适的Fo=11
Fd在9—12之间,故在此范围
F11
阀孔气速“O「.438®7m/s
每层塔板浮阀N:
Vd
Hu。
40.5134
2
二0.03929.17
取N=47
因为浮阀塔在塔板鼓泡区用叉排时气液接触效果较好,
三角形叉排。
孔心距s为75〜125mm
对于单溢流塔板,鼓泡区面积
A=2x、R2-x20R2sin'ZIL1800R
故选用叉排,对整块式塔板,采用正
x=D-(WdWs)=0.8/2-(0.0840.04)=0.276m2R=D-Wc=0.8/2-0.03=0.37m2
2
A=0.3664m
0.51349.17
2
=0.056m
按照等边三角形排列,阀孔中心距:
&」(0.907Acccc10.90^0.3664n“
t=d0—■0.0390.095m
\A:
0.056
取t=95mm
实际排得N=49个(具体见附图)
精馏段塔板阀孔布置图如下:
由N值验算:
UoN9^7=8.796m/s49
F'o二u0二=8.7961.438=10.55
由于计算出的F。
在9〜12之间,所以塔板的布置是合理的。
开孔率:
u二倍2°。
=11.62%因开孔率应在4%~15之间故符合要求u08.796
(2)提馏段浮阀的数目及孔间距:
取浮阀孔动能因子
F0'=9(因F0在9—12之间)
F0
11——
11.6054m/s
uor
理V
.0.6014
每层塔板浮阀数:
Vb
-4d0uo
=43.88
30.6081
二0.039211.6054
取N=44个
浮阀排列方式采用正三角形叉型排列
Ap=2x一R2_x20R2sinJ-
_1800R
x=D_(WdWs)=0.8/2一(0.0840.04^0.276m
R=3-Wc=0.8/2-0.03=0.37m
2c
所以Ap二0.3664m2
A—鱼一
0■
U0
=°.6081=0.0524m2
11.6054
0.907Ap
A
0.039
0.907一0.3664
\0.0524
-0.098m
取孔心距t=98mm
实际排得N'=41个(具体见附图)
提馏段塔板阀孔布置图如下:
bu0N11.605444
u012.45m/s
N'41
F'o二u0VT=12.45「0.6014=9.655
阀孔能动系数变化不大,仍在9—12之间
u121
开孔率:
10000=9.72%因开孔率在10%~14%L间故符合要求
uo12.45
塔板的流体力学验算
(一)精馏段
1.气相通过浮阀塔板的压强降hp二hc•hi•h._
a)干板阻力
U0c=1.825丿空=1.8常73.1/1.438=8.61m/s
\v
U0=8.796u°c=8.61m/s
=0.0402m
p2
hc=5.37vU0
Lg
5.371.4388.7962
2756.459.8
b)板上充气液层阻力取;0=0.5h=0hL=0.50.05=0.0025m
c).液体表面张力所造成的阻力,一般很小,完全可以忽略。
hp=hph|h;一一=0.04020.025=0.0652m
单板压强降也pp=hpRg=(he+h+hjRg=0.0652乂756.45汇9.81=483.83Pa
2.淹塔校核
需要控制的降液管液面高度Hd_(Ht'hw),
且有Hd=hp+ha
液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp=0.0652m
‘‘Ldr0.000614:
hd=0.153亠=0.153.=0.0004m
Qwh。
丿10.49025丿
板上液层咼度hL=0.05m
所以降液管液面高度Hd二0.06520.00040.05=0.1156m
因为乙醇一水的物系不易起泡,取=0.5
(Hthw)=0.5X(0.35+0.04214)=0.196m
因为Hd=0.1156m:
:
0.196m,所以设计结果符合要求。
3.雾沫夹带
由HT=0.35m,匚=1.438kg/m,
查《传热传质过程设备设计》P199图4--25得:
CF=0.096
因为酒精一水系统为无泡沫系统,K=1
板上液体流经长度:
Zl二D-2Wd=0.8-20.08^0.632m
鼓泡面积:
氏二A-2Af=0.5024-20.02713=0.4481m2
Vb;——-1.36LZl
泛点率='100%
KCFAa
0.5134
1.438
+1.3^0.00061^0.632
756.45-匸438100%=53.32%:
:
70%
1^0.096沃0.4481
对于直径小于0.9m的塔,为了避免雾沫夹带,
应控制泛点率不超过
70%。
以上计算泛点率
在70%以下,故雾沫夹带量满足e:
:
:
10°°的要求。
4.塔板负荷性能图
a)极限雾沫夹带线
按泛点率
10000
对于一定的物系及一定的塔板结构,式中
P,PL,Aa,Cf,Zl,K均为已知值。
相应于e=0.1的泛点率上限值亦可确定,将各已知数据代入上式,使得出根据此可做出负荷性能图中的雾沫夹带线。
按泛点率=70%计算如下:
V—L的关系式,
将各数据代入得雾沫夹带线:
0.04364V-0.8596^0.03011
b)液泛线
将各数代入整理得:
0.1328=0.1519V2+1062.5L2+1.632L232
上式即为精馏段液泛线方程,在操作范围内取若干L值计算
相应的V值,列表如下:
L(m3/s)
0.001
0.0015
0.002
0.0025
0.003
V(m3/s)
0.7598
0.7177
0.6757
0.6326
0.5878
c)•液相负荷上限
最大流量应保证降液管中液体停留时间不少于3-5秒
hthw(為2g
(L、
2'
2.84厂
‘3600L'
+(1+%)
1
hw+E
Jwho丿
1000
1lw」
J
r-AfHT/L_3~5s,这里取v-4s,则
0.027130.35
4
3
^0.002374m/s
d)气相负荷下限
对于F1型重阀,取FO=u^7=5计算,则
2
二doNFO
二0.0392495
4「v
4.1.438
3
=0.244m/s
e)液相负荷下限
取堰上液层高度h°w二0.006m作为液相负荷的下限,精馏段采用平直堰,利用
how
2.84L、2/3E(—)1000lw
所以0.006二2^41(-^
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- 化工 原理 课程设计 浮阀式 连续 精馏塔 设计