化工设计08材料.doc

化工课程设计 题 目分离甲醇 水二元物系浮阀 精馏塔工艺设计 系 院 化学与化工系 专 业材料化学 班 级2008 级本 3 班 学生姓名李强 学 号 2008100320 指导教师岳武 职 称讲师 1 二零一一年六月九日 目录目录 第一章第一章 概述概述 1 1 1 1 精馏操作对塔设备的要求 2 1 2 板式塔类型 3 1 3 设计任务及要求 4 第二章第二章 设计方案的确定设计方案的确定 5 5 2 1 操作条件的确定 5 2 1 1 操作压力 5 2 1 2 进料状态 6 2 1 3 加热方式 6 2 1 4 冷却剂与出口温度 6 2 1 5 回流比的确定 7 2 1 6 回流的方式方法 7 2 2 精馏的工艺流程图的确定 8 2 3 确定设计方案的原则 8 2 3 1 满足工艺和操作的要求 9 2 3 2 满足经济上的要求 9 2 3 3 保证安全生产 9 第三章塔的工艺尺寸的计算第三章塔的工艺尺寸的计算 1010 3 1 精馏塔的物料衡算 10 3 1 1 摩尔分率 10 3 1 2 摩尔质量 10 3 1 3 物料衡算 10 3 2 塔板数的确定 11 3 2 1 理论板层数 N 的求取 11 3 2 1 1 物系相平衡数据 11 3 2 1 2 最小回流比及操作回流比计算 12 3 2 1 3 图解法求塔板数 13 3 2 2 实际板层数的求取 13 3 3 精馏塔有关物性数据的计算 13 3 3 1 操作压力计算 13 3 3 2 操作温度计算 14 3 3 3 平均摩尔质量计算 15 3 3 3 1 精馏段的平均摩尔质量 15 3 3 3 2 提留段平均摩尔质量 15 3 3 4 平均密度计算 15 2 3 3 4 1 精馏段 15 3 3 4 2 提馏段 16 3 3 5 液体平均表面张力计算 16 3 3 5 1 精馏段液体平均表面张力 17 3 3 5 2 提馏段精馏段液体平均表面张力 17 3 3 6 液体粘度 17 3 4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计 19 3 4 1 塔径的计算 19 3 4 1 1 精馏段 20 3 4 1 2 提馏段 21 3 5 塔板主要工艺尺寸的计算 22 3 5 1 溢流装置计算 22 3 5 1 1 堰长 22 3 5 1 2 溢流堰高度 22 3 5 1 3 弓形降液管宽度和截面积 23 3 5 1 4 降液管底隙高度 23 3 5 2 塔板布置 24 3 5 2 1 塔板的分块 24 3 5 2 2 开孔区面积计算 24 3 5 2 3 浮阀计算及其排列 24 3 5 2 3 1 精馏段 25 3 5 2 3 2 提馏段 25 3 6 浮阀的流体力学验算 26 3 6 1 气相通过浮阀塔板的压强降 26 3 6 1 1 精馏段 26 3 6 1 2 提馏段 26 3 6 2 淹塔 20 3 6 2 1 精馏段 27 3 6 2 2 提馏段 28 3 6 3 雾沫夹带 28 3 6 3 1 精馏段 29 3 6 3 2 提馏段 29 3 7 塔板负荷性能图 30 3 7 1 精馏段 30 3 7 1 1 雾沫夹带线 30 3 7 1 2 液泛线 30 3 7 1 3 液相负荷上限线 31 3 7 1 4 气体负荷下限线 漏液线 32 3 7 1 5 液相负荷下限线 32 3 7 2 提馏段 33 3 7 2 1 雾沫夹带线 33 3 7 2 2 液泛线 34 3 7 2 3 液相负荷上限线 35 3 7 2 4 气体负荷下限线 漏液线 35 3 3 7 2 5 液相负荷下限线 36 第四章第四章 塔附属设计塔附属设计 40 4 1 塔附件设计 40 4 1 1 进料管 40 4 1 2 回流管 40 4 1 3 塔顶蒸气出料管 41 4 1 4 釜液排出管 41 4 1 5 塔底进气管 42 4 1 6 法兰 42 4 2 筒体与封头 42 4 2 2 封头 43 4 2 3 裙座 43 4 2 4 人孔 43 4 3 塔总体高度设计 43 4 3 1 塔的顶部空间高度 43 4 3 2 塔的底部空间高度 44 4 3 3 塔体高度 44 4 4 附属设备设计 44 4 4 1 焓值衡算 44 4 4 2 冷凝器的选择 45 4 4 3 再沸器的选择 46 4 4 4 泵的选择 47 4 4 5 预热器的选用 47 设计小结设计小结 49 附录附录 51 参考文献参考文献 54 1 第一章概述第一章概述 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类 前者的代表是板式塔 后者的代表则为填料塔 一般 与填料塔相比 板式塔具有效率高 处理量大 重量轻及便于检修等特点 但其结构较复杂 阻力降较大 在各种塔型中 当 前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔 浮阀塔的抗腐蚀性较高 防止浮阀锈死在塔板上 所以一般采用不锈钢 作成 致使浮阀造价昂贵 推广受到一定限制 随着科学技术的不断发展 各 种新型填料 高效率塔板的不断被研制出来 浮阀塔的推广并不是越来越广 近几十年来 人们对浮阀塔的研究越来越深入 生产经验越来越丰富 积累的 设计数据比较完整 因此设计浮阀塔比较合适 本次的课程设计任务是甲醇和水的体系 要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高 纯度 要用连续精馏的方法 因为甲醇和水的挥发度相差不大 精馏是多数分 离过程 即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程 因此可使混合液得到几 乎完全的分离 化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的 塔内装有 若干层塔板或充填一定高度的填料 为实现精馏分离操作 除精馏塔外 还必 须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液 可知 单有精馏塔还不能完成 精馏操作 还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器 有时还要配原料液预热器 回 流液泵等附属设备 才能实现整个操作 浮阀塔是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型 其特点是在筛板塔基础 上 在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片 当筛孔气速高时 阀片被顶起 上升 孔速低时 阀片因自重而下降 阀片升降位置随气流量大小作自动调节 2 从而使进入液层的气速基本稳定 又因气体在阀片下测水平方向进入液层 既 减少液沫夹带量 又延长气液接触时间 故收到很好的传质效果 国内常用的浮阀有三种 即图 1 所示的 F1 型及图 2 所示的 V 4 型与 T 型 V 4 型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形 气体通过阀孔时因流道形状渐 变可减小阻力 T 型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围 三类浮阀 中 F1 型浮阀最简单 该类型浮阀已被广泛使用 我国已有部颁标准 JB1118 68 F1 型阀又分重阀与轻阀两种 重阀用厚度 2mm 的钢板冲成 阀质量约 33g 轻阀用厚度 1 5mm 的钢板冲成 质量约 25g 阀重则阀的惯性大 操作稳定性好 但气体阻力大 一般采用重罚 只有要求压降很小的场合 如 真空精馏时才使用轻阀 图图 1 1 浮阀 浮阀 F1F1 型 型 图图 2 2 浮阀 浮阀 a a V 4V 4 型 型 b b T T 型型 1 11 1 精馏操作对塔设备的要求精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是气 汽 液两相之间的传质 而作为气 汽 液两相传质 所用的塔设备 首先必须要能使气 汽 液两相得到充分的接触 以达到较高 的传质效率 但是 为了满足工业生产和需要 塔设备还得具备下列各种基本 要求 气 汽 液处理量大 即生产能力大时 仍不致发生大量的雾沫夹带 拦液或液泛等破坏操作的现象 操作稳定 弹性大 即当塔设备的气 汽 液负荷有较大范围的变动 时 仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具 有的可靠性 3 流体流动的阻力小 即流体流经塔设备的压力降小 这将大大节省动 力消耗 从而降低操作费用 对于减压精馏操作 过大的压力降还将使整个系 统无法维持必要的真空度 最终破坏物系的操作 结构简单 材料耗用量小 制造和安装容易 耐腐蚀和不易堵塞 方便操作 调节和检修 塔内的滞留量要小 实际上 任何塔设备都难以满足上述所有要求 况且上述要求中有些也是 互相矛盾的 不同的塔型各有某些独特的优点 设计时应根据物系性质和具体 要求 抓住主要矛盾 进行选型 1 21 2 板式塔类型板式塔类型 气 液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类 精馏操作既可采用板式 塔 也可采用填料塔 填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍 故本书将只 介绍板式塔 板式塔为逐级接触型气 液传质设备 其种类繁多 根据塔板上气 液接 触元件的不同 可分为泡罩塔 浮阀塔 筛板塔 穿流多孔板塔 舌形塔 浮 动舌形塔和浮动喷射塔等多种 板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔 1813 年 筛板塔 1832 年 其后 特别是在本世纪五十年代以后 随着石油 化学工业生产的迅速发展 相继出 现了大批新型塔板 如S型板 浮阀塔板 多降液管筛板 舌形塔板 穿流式 波纹塔板 浮动喷射塔板及角钢塔板等 目前从国内外实际使用情况看 主要 的塔板类型为浮阀塔 筛板塔及泡罩塔 而前两者使用尤为广泛 但本次只讨 论浮阀塔的设计 浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的 它主要的改进是取 消了升气管和泡罩 在塔板开孔上设有浮动的浮阀 浮阀可根据气体流量上下 浮动 自行调节 使气缝速度稳定在某一数值 这一改进使浮阀塔在操作弹性 塔板效率 压降 生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越 但在处理粘稠 度大的物料方面 又不及泡罩塔可靠 浮阀塔广泛用于精馏 吸收以及脱吸等 传质过程中 塔径从 200mm到 6400mm 使用效果均较好 国外浮阀塔径 大者 可达 10m 塔高可达 80m 板数有的多达数百块 浮阀塔的优点有 处理能力大 比同塔径的泡罩塔可增加 20 40 而接近于筛板塔 大得多 操作弹性大 一般约为 5 9 比筛板 泡罩 舌形塔板的操作弹性 要 塔板效率高 比泡罩塔高 15 左右 压强小 在常压塔中每块板的压强降一般为 400 660N m2 液面梯度小 使用周期长 粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作 结构简单 安装容易 制造费为泡罩塔板的 60 80 为筛板塔的 120 130 4 1 31 3 设计任务及要求设计任务及要求 原料 甲醇 水 处理量 2500kg h 原料组成 甲醇的质量分率 27 原料液初温 20 塔顶压力 0 101325MPa 绝压 回流比 单板压降 自选 塔顶甲醇含量不低于 95 质量分率 塔底釜液含甲醇含量不大于 0 1 质量分率 塔顶采用全凝器 塔釜 饱和蒸汽间接加热 表压 MPa5 0 塔板形式 浮阀 生产时间 300 天 年 每天三班 8 小时连续生产 设备形式 浮阀塔 厂址 大气压为 760mmHg 自来水年平均温度为 20 的滨州市 5 第二章第二章 设计方案的确定设计方案的确定 本设计任务为甲醇 水混合物 对于二元混合物的分离 应采用连续精馏 流程 设计中采用泡点进料 将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内 其余部分 经产品冷却器冷却后送至储罐 该物系属易分离物系 最小回流比较小 故操 作回流比取最小回流比的 2 倍 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送 至储罐 2 12 1 操作条件的确定操作条件的确定 确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程 各种设备的结构型式和某些 操作指标 例如组分的分离顺序 塔设备的型式 操作压力 进料热状态 塔 顶蒸汽的冷凝方式等 下面结合课程设计的需要 对某些问题作些阐述 2 1 12 1 1 操作压力操作压力 精馏可以常压 加压或减压条件下进行 确定操作压力时主要是根据处理 物料的性质 技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的 对于沸点低 常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作 在相同条件下 适当提高操作压力可以提高塔的处理能力 但是增加了塔压 也提高了再沸器 的温度 并且相对挥发度液会下降 对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏 降低操作压力 组分的相对挥发度增加 有利于分离 减压操作降低了平衡温 6 度 这样可以使用较低位的加热剂 但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔 顶冷凝温度的降低 而且必须使用抽真空设备 增加了相应的设备和操作费用 本次任务是甲醇和水体系 甲醇 水这一类的溶液不是热敏性物料 且沸点又不 高 所以不需采用减压蒸馏 这类溶液在常压下又是液态 塔顶蒸气又可以用 普通冷却水冷凝 因而也不需采用加压蒸馏 所以为了有效降低设备造价和操 作费用对这类溶液可采用常压蒸馏 2 1 22 1 2 进料状态进料状态 进料热状态有五种 原则上 在供热一定的情况下 热量应尽可能由塔底 输入 使产生的气相回流在全塔发挥作用 即宜冷也进料 但为使塔的操作稳 定 免受季节气温的影响 常采用泡点进料 这样 塔内精馏段和提留段上升 的气体量变化较小 可采用相同的塔径 便于设计和制造 但将原料预热到泡 点 就需要增设一个预热器 使设备费用增加 综合考虑各方面因素 决定采 用泡点进料 即 q 1 2 1 32 1 3 加热方式加热方式 塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热 直接蒸汽加热的优点是 可利 用压强较低的加热蒸汽 并省掉间接加热设备 以节省操作费用和设备费用 但直接蒸汽加热 只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料 所 以通常情况下 多采用间接蒸汽加热 2 1 42 1 4 冷却剂与出口温度冷却剂与出口温度 7 冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定 如果塔顶蒸汽温度低 可选用冷冻盐 水或深井水作冷却剂 如果能用常温水作冷却剂 是最经济的 水的入口温度 由气温决定 出口温度由设计者确定 冷却水出口温度取得高些 冷却剂的消 耗可以减少 但同时温度差较小 传热面积将增加 冷却水出口温度的选择由 当地水资源确定 但一般不宜超过 50 否则溶于水中的无机盐将析出 生成 水垢附着在换热器的表面而影响传热 2 1 52 1 5 回流比的确定 回流比的确定 对于一定的分离任务 采用较大的回 流比时 操作线的位置远离平衡线向下向 对角线靠拢 在平衡线和操作线之间的直 角阶梯的跨度增大 每层塔板的分离效率提 高了 所以增大回流比所需的理论塔板数减少 反之理论塔板数增加 但是随 着回流比的增加 塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加 操 作费用增加 所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流 比 本次设计任务中 综合考虑各个因素 采用回流比为最小回流比的 1 6 倍 即 R 1 6 Rmin 2 1 62 1 6 回流的方式方法回流的方式方法 8 液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流 采用重力回流可节省 一台回流泵 节省设备费用 但用泵强制回流 便于控制 回流比 考虑各方面综合因素 采用重力回流 2 22 2 精馏的工艺流程图的确定精馏的工艺流程图的确定 甲醇 水溶液经预热至泡点后 用泵送入精馏塔 塔顶上升蒸气采用全冷 凝后 部分回流 其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽 塔釜采用间接 蒸汽再沸器供热 塔底产品经冷却后送入贮槽 如下图所示 2 32 3 确定设计方案的原则确定设计方案的原则 9 确定设计方案总的原则是在可能的条件下 尽量采用科学技术上的最新成 就 使生产达到技术上最先进 经济上最合理的要求 符合优质 高产 安全 低消耗的原则 为此 必须具体考虑如下几点 2 3 12 3 1 满足工艺和操作的要求满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备 首先必须保证产品达到任务规定的要求 而且 质量要稳定 这就要求各流体流量和压头稳定 入塔料液的温度和状态稳定 从而需要采取相应的措施 其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性 各处 流量应能在一定范围内进行调节 必要时传热量也可进行调整 因此 在必要 的位置上要装置调节阀门 在管路中安装备用支线 计算传热面积和选取操作 指标时 也应考虑到生产上的可能波动 再其次 要考虑必需装置的仪表 如温 度计 压强计 流量计等 及其装置的位置 以便能通过这些仪表来观测生产过 程是否正常 从而帮助找出不正常的原因 以便采取相应措施 2 3 22 3 2 满足经济上的要求满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗 减少设备及基建费用 如前所述在蒸馏过程中 如能适当地利用塔顶 塔底的废热 就能节约很多生蒸汽和冷却水 也能减少 电能消耗 又如冷却水出口温度的高低 一方面影响到冷却水用量 另方面也 影响到所需传热面积的大小 即对操作费和设备费都有影响 同样 回流比的 大小对操作费和设备费也有很大影响 2 3 32 3 3 保证安全生产保证安全生产 例如酒精属易燃物料 不能让其蒸汽弥漫车间 也不能使用容易发生火花 的设备 又如 塔是指定在常压下操作的 塔内压力过大或塔骤冷而产生真空 都会使塔受到破坏 因而需要安全装置 以上三项原则在生产中都是同样重要的 但在化工原理课程设计中 对第 10 一个原则应作较多的考虑 对第二个原则只作定性的考虑 而对第三个原则只 要求作一般的考虑 第三章塔的工艺尺寸的计算第三章塔的工艺尺寸的计算 3 13 1 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 3 1 13 1 1 摩尔分率摩尔分率 取塔顶甲醇含量 99 甲醇的摩尔质量32 A Mkg kmol 水的摩尔质量18 B Mkg kmol 原料液 27 32 F x 27 32 0 1722 73 18 塔顶 90 46 0 7789 90 46 10 18 D x 塔底产品 1 32 0 0056 1 3299 18 W x 3 1 23 1 2 摩尔质量摩尔质量 原料液0 1722 32 1 0 1722 1820 41 LFM Mkg kmol 11 塔顶0 9144 32 1 0 9144 1832 3424 VDM Mkg kmol 塔底产品0 0056 321 0 00561818 0784 LWM Mkg kmol 3 1 33 1 3 物料衡算物料衡算 进料流量 2500 122 48 20 4108 Fkmol h 全塔物料衡算 FDW 轻组分 FDWFXDXWX 馏出液流量 21 3526 Dkmol h 釜液流量 101 1274 Wkmol h 3 23 2 塔板数的确定塔板数的确定 3 2 13 2 1 理论板层数理论板层数 N N 的求取的求取 3 2 1 1 物系相平衡数据 a 基本物性数据 组分分子式分子量沸点熔点 水 H2O18 015373 15K273 15K 甲醇 CH3OH32 040337 85K176 15K b 常压下甲醇和水的气液平衡表 t x y txytxy 1000077 829 0968 01 92 95 3128 3476 733 3369 18 12 90 37 6740 0176 235 1369 18 88 99 2643 5373 846 2077 56 86 612 5748 3172 752 9279 71 85 013 1554 5571 359 3781 83 83 216 7455 8570 068 4984 92 82 318 1857 7568 085 6289 62 81 620 8362 7366 987 4191 94 80 223 1964 8564 7100100 78 028 1867 75 3 2 1 2 最小回流比及操作回流比计算 选择泡点进料故 q 1 0 0 05 0 1 0 15 0 2 0 25 0 3 0 35 0 4 0 45 0 5 0 55 0 6 0 65 0 7 0 75 0 8 0 85 0 9 0 95 1 00 050 10 150 20 250 30 350 40 450 50 550 60 650 70 750 80 850 90 951 y 系列2 13 根据甲醇 水气液平衡组成表和相对挥发度公式 x1 y1 x y 1 2 3 n maaaana 求得 算得相对挥发度 4 8259 平衡线方程为 y 4 8259x 1 3 83x x 1 1 x 因为泡点进料 所以 xe Xf 0 27 代入上式得 ye 0 5463 Rmin 0 99 0 5463 0 5463 0 2 1 253 XD ye ye xe R 1 6 Rmin 1 6 1 2753 2 0048 2 R R 0 419 得到精馏段操作线方程 y x 0 667x 0 3048 R R 1 XD R 1 3 2 1 3 图解法求塔板数 N 8 包含再沸器 精馏段理论板数为 4 块 其中第 5 块板为加料板 提馏段理论板数为 4 块 3 2 23 2 2 实际板层数的求取实际板层数的求取 取全塔效率 则有0 5 T E 块40 58 T N 块 1 40 58N 3 33 3 精馏塔有关物性数据的计算精馏塔有关物性数据的计算 3 3 13 3 1 操作压力计算操作压力计算 塔顶表压为 0Kpa 14 塔顶操作压力 101 325 D PKPa 每层塔板压降 0 6PKPa 塔釜压力 101 3250 6 15110 325 W PKPa 进料操作压力 101 3250 6 8106 125 F PKPa 精馏段平均压力KPa 101 325 p精馏 106 125 2 103 725 提馏段平均压力 KPa 106 325 110 325 2 108 325P 提 3 3 23 3 2 操作温度计算操作温度计算 利用水甲醇 t x y 相图可求得 F t D t W t 进料口 83 84 F t F t 塔顶 65 D t D t 塔釜 98 46 W t W t 精馏段平均温度 t t 74 42 F 精 提馏段平均温度t 提 91 15 15 0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 0 0 05 0 1 0 15 0 2 0 25 0 3 0 35 0 4 0 45 0 5 0 55 0 6 0 65 0 7 0 75 0 8 0 85 0 9 0 95 1 系列1 系列2 3 3 33 3 3 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算 3 3 3 1 精馏段的平均摩尔质量 精馏段平均温度 74 42 1t 31 538 28 62 2 V Mkg kmol 精 25 7 0 9144 32 25 61kg 2 L Mkmol 精 0 0856 18 0 1722 32 8278 18 3 3 3 2 提馏段平均摩尔质量 提馏段平均温度 91 15 2t 20 4108 18 0704 10 2054kg 2 L Mkmol 提 0 55 32 2 V M 提 0 45 18 0 05 32 0 95 18 22 2kg km ol 16 3 3 43 3 4 平均密度计算平均密度计算 求得在与下乙醇与水的密度 不同温度下乙醇和水的密度见表 5 2 1t 2t 表 5 2 不同温度下甲醇和水的密度 温度 64 923981 82 99 666 甲醇 3 kg m 755 2652735 0886712 4242 水 3 kg m 980 63970 672958 616 表 5 2 3 3 4 1 精馏段 平均温度 81 955 1t 1 AB LMLALB aa 塔顶 10 950 05 LM DLALB 3 kg m LM D 758 92 同理 3 kg m LM F 890 37 所以 3 758 9 850 37 824 65kg m 2 L精 气相密度 精V 3 p25 61 103 725 0 919kg m 8 314 347 57 V V M RT 精精 精 3 3 4 2 提馏段 平均温度 91 15 2t LB B LA A LM aa 1 17 由公式得 3 955 76kg m LMW 所以 3 955 7890 37 923 06kg m 2 L提 气相密度 2V 3 p22 2 108 225 0 778kg m 8 314 371 61 V V M RT 提提 提 3 3 53 3 5 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算 表 5 3 甲醇和水不同温度下的表面张力 m xi i 温度 64 923981 82 99 666 甲醇 mN m 16 76614 83612 837 水 mN m 65 22862 344258 973 3 3 5 1 精馏段液体平均表面张力 精馏段平均温度 74 42 1t iim x 18 10 0 9144 0 0856 22 03 10 D 65 34 10N m 16 5 10 0 1722 0 8278 53 88 10 进 62 09 10N m 所以 平均张力 53 8322 03 10 37 955 10 精 N m 3 3 5 2 提馏段精馏段液体平均表面张力 提馏段平均温度 91 15 2t 14 8 10 0 0056 0 9944 58 98 10 w 59 3 10N m 18 所以 平均张力 58 98 53 88 10 56 43 10 提N m 3 3 63 3 6 液体粘度液体粘度 L m L m 温度 64 923981 82 99 666 甲醇 mPa s 0 32250 27250 2288 水 Pa s 0 43600 34860 2848 1 精馏段 查表得 64 9239 时 水 0 000440Pa s 甲醇 0 000143Pa s L D 0 99 0 000143 0 01 0 000440 0 000146Pa s 81 8192 时 水 0 000394Pa s 甲醇 0 Pa s L F 0 17 0 1 0 17 0 000349 0 000290Pa s L m 精 0 000146 0 000290 2 0 0002178Pa s 2 提馏段 塔底 Xw 0 0025 99 666 时 水 0 2848mPa s 甲醇 0 2288mPa s L W 0 0025 0 2848 1 0 0025 0 2288 0 22894mPa s L m 提 0 000282 0 000290 2 0 0002860Pa s 19 3 塔的汽 液相负荷 L RD 2 42 84 kmol h V R 1 D 2 1 42 126 kmol h L L F 84 kmol h 210 kmol h 294kmol h V V 126kmol h VS VMVM 3600 VM 126 29 2 3600 1 0691 0 9531m3 S LS LMLM 3600 LM 84 26 666 3600 824 111 0 000768m3 S VS V MVM 3600 VM 126 21 93 3600 0 836 0 9257m3 S LS L MLM 3600 LM 294 19 418 3600 920 307 0 001716m3 S 3 43 4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计精馏塔的塔体工艺尺寸设计 3 4 13 4 1 塔径的计算塔径的计算 欲求塔径应先求出 u 而 u 安全系数 umax max LmVm Vm uC 精精 精 精 式中 3 L 3 V kg m kg m m s C 液相密度 气相密度 负荷因子 横坐标的数值为 Ls Vs L v 0 5 0 0221 20 塔板间距与塔径的关系 塔 径 D m0 3 0 5 0 5 0 80 8 1 61 6 2 42 4 4 0 板间距 HT mm200 30 0 250 350300 450350 600400 600 功能参数 3 4 1 1 精馏段 V R 1 D 3 21 3526 64 06km ol h 21 L R D 2 21 3526 42 71km ol h 精馏段的气 液相体积流率为 3 vM 0 5542m 3600 S V 精 精 V精 s 3 LM 0 0003684m 3600 S L 精 精 L精 s max Lv v uC 式中 C 由式计算 其中的 由史密斯关联图查取 图的横坐标 0 2 20 20 M CC 20 C 为 0 50 5 824 650 0003684 0 01972 0 9190 5542 S S L V L精 V精 取板间距 板上液层高度 则0 35 T Hm 0 05 L hm 0 3m TL Hh 查图 20 0 058C 0 2 20 20 M CC 0 2 37 955 0 058 20 0 0659 由 max Lv v uC 824 650 919 0 0659 1 9730m s 0 919 取安全系数 0 8 则空塔气速为 max u 0 8u 0 8 1 973 1 578m s 44 0 323 0 668 1 578 s V Dm u 3 4 1 2 提馏段 L qF 122 48 42 71 165 19kmol h s L V q 1 F 64 06kmol h s V 提馏段的气 液相体积流率为 3 64 06 22 2 0 507 3600 0 778 S Vms 22 3 165 19 10 2054 0 000507 3600 923 06 S Lms max Lv v uC 查图 20 0 058C 式中 C 由式计算 其中的 由史密斯关联图查取 图的横坐标 0 2 20 20 M CC 20 C 为 0 50 5 923 060 000507 0 0344 0 7780 507 S S L V L提 V提 取板间距 板上液层高度 则0 35 T Hm 0 05 L hm 0 3m TL Hh 0 2 20 20 M CC 0 2 56 43 0 062 20 0 0763 由 max Lv v uC 923 060 778 0 0763 2 2627m s 0 778 取安全系数 0 8 则空塔气速为 max u 0 8u 0 8 2 2627 2 102m s 44 0 507 0 58 2 102 s V Dm u 按标准塔径圆整后为 D 0 7m 按标准塔径圆整后为0 7Dm 塔截面积为 222 0 70 385 44 T ADm 实际空塔气速为 0 5542 1 439 0 3856 um s 3 5 塔板主要工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的计算 3 5 13 5 1 溢流装置计算溢流装置计算 23 溢流装置的确定 单溢流又称直径流 液体自液盘横向流过塔板至溢流堰 流体流径较大 塔板效率高 塔板结构简单 加工方便 直径小于 2 2m 的塔中广泛使用 工业 中应用最广的降液管是弓形降液管 综合考虑各方面因素 本设计体系采用单溢流 弓形降液管 3 5 1 1 堰长 取0 60 6 0 70 42 w lDm 3 5 1 2 溢流堰高度 由 wLow hhh 选用平直堰 堰上液层高度 近似取 E 1 2 3 2 84 100 h ow w L hE l 则 2 3 2 840 0003684 3600 1 0 00602 10000 42 ow hm 同理 提馏段的为0 0075 ow hm 取板上清液层高度50 L hmm 故0 050 006020 04398 w hm 同理 提馏段的为0 0425 w hm 3 5 1 3 弓形降液管宽度和截面积 由0 6 w l D 由弓形降液管的参数图查得 0 05 f T A A 24 0 1 d W D 22 3 14 0 385 4 T ADm 故 2 0 05 0 3850 01925 f Am 0 10 1 0 70 07 d WDm 验算液体在降液管中停留时间为 合适 0 01925 0 35 18 285 0 0003684 fT s A H ss L 精 同理 提馏段的为 0 01925 0 35 13 285 0 000507 fT s A H ss L 提 故降液管设计合理 3 5 1 4 降液管底隙高度 降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离 以表示 降液管底隙高 o h 度应低于出口堰高度 hw ho 不应低于 6mm 才能保证降液管底端有良好的液 W h 封 工程上 ho一般取 20 25mm 本次设计中取 22mm hw ho 52 71 22 30 708 mm 6 mm 故降液管底隙高度设计合理 安定区与边缘区的确定 取安定区宽度 0 06m s W 边缘区宽度取 0 06m c W 弓形降液管宽度 Wd 0 03m 3 5 2 塔板布置塔板布置 3 5 2 1 塔板的分块 因 故塔板采用整板式 800Dmm 25 3 5 2 2 开孔区面积计算 开孔区面积 2 221 2 sin 180 a rx Axrs r 其中 0 7 0 070 06 0 22 22 ds D xWWm 0 7 0 030 32 22 c D rWm 故 0 257 2 221 2 sin 180 a rx Axrs r 2 m 3 5 2 3 浮阀计算及其排列 采用重阀厚度 2mm 的薄板冲制 每阀质量约为 33g 型重阀 1 F 3 5 2 3 1 精馏段 取10 0 F 3 0 919 V kg m 所以 0 0 10 48m s V F u 22 00 0 5542 4 45 3 14d3 14 0 039 10 48 N u 浮阀采用正三角形排列 t 0 0 0 907 d 0 081m a A A 开孔率 1 578 0 15 10 48 26 3 5 2 3 2 提馏段 取10 0 F 3 0 778 V kg m 0 0 11 33m s V F u 得个 22 00 44 0 507 38 3 143 14 0 03911 3 s V N d u 0 088mt 开孔率 2 102 0 185 11 33 3 63 6 浮阀的流体力学验算浮阀的流体力学验算 3 6 3 6 1 1 气相通过浮阀塔板的压强降气相通过浮阀塔板的压强降 3 6 1 1 精馏段 PPPP tcp 1 干板阻力 1 825 0 73 1 11m s c V u 00c u 0 175 0 u 19 9 0 036m c L h 2 气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力 10 h0 45 0 050 0225 L hm 3 液体表面张力计算 液体表面张力所产生的阻力可忽略 故 气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算 即 1pc hhhh 27 0 02250 0360 0585 p hm 气体通过每层塔板的压降为 1 0 0585 824 65 9 814730 6 PPL hgPakPa 3 6 1 2 提馏段 PPPP tcp 1 干板阻力 1 1 825 0 73 1 8 29m s c V u 00c u 2 0 u 5 34 0 029m 2 V c L h g 2 气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力 10 h0 45 0 050 0225 L hm 3 液体表面张力计算 液体表面张力所产生的阻力可忽略 故 气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算 即 1pc hhhh 0 0290 02250 0515 p hm 气体通过每层塔板的压降为 1 0 0515 923 06 9 814660 6 PPL hgPakPa 3 6 3 6 2 2 淹塔淹塔 3 6 2 1 精馏段 dpdl Hhhh 1 与气体通过塔板的压强降相当的液柱高度 p h 28 0 0585m p h 2 液体通过降液管的压头损失 2 0 0 153 0 0015 S d w L hm l h 3 板上液层高度 0 05m L h hm dpdL Hhh 0 11 取 又以选定 则5 0 mHT35 0 T H 0 15m 可见 符合淹塔的要求 wTd hHH 3 6 2 2 提馏段 1 与气体通过塔板的压强降相当的液柱高度 p h 0 0515m p h 2 液体通过降液管的压头损失 2 0 0 153 0 0015 S d w L hm l h 3 板上液层高度 0 05m L h hm dpdL Hhh 0 103 取 又以选定 5 0 mHT35 0 mhw051 0 则 T H 0 157m 可见 符合淹塔的要求 wTd hHH 3 6 33 6 3 雾沫夹带雾沫夹带 物性系数 K 系统物性系数 K 29 无泡沫 正常系统 氟化物 如 BF3 氟里昂 中等发泡系统 如油吸收塔 胺及乙二醇再生 塔 多泡沫系统 如胺及乙二胺吸收塔 严重发泡系统 如甲乙酮装置 形成稳定泡沫的系统 如碱再生塔 1 0 0 9 0 85 0 73 0 60 0 30 3 6 3 1 精馏段 对于塔设备 应控制返点率不超过 0 7 泛点率 V SL LV Fb VZ A 精 精精 1 36L 0 6025 0 7 C 所以可知雾沫夹带量能够满足的要求 1 0气液kgkgeV 30 3 6 3 2 提馏段 对于塔设备 应控制返点率不超过 0 7 泛点率 V SL LV Fb VZ A 精 精精 1 36L 0 525 0 7 C 所以可知雾沫夹带量能够满足的要求 1 0气液kgkgeV 3 73 7 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 3 7 13 7 1 精馏段精馏段 3 7 1 1 雾沫夹带线 对于水 甲醇物系和已设计出塔板结构 雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值 所对应的泛点率 亦为上限值 利用式干气 液 kg 1 0 kge V 1 F 和便可作出此线 100 36 1 1 pF Ls vL v s AKc ZLV F 100 78 0 1 TF vL v s AKc V F 由于塔径较小 所以取泛点率 依上式有 1 70F 0 919 0 56 824 650 919 0 09 0 3465 sS V 1 36 L 0 7 整理后得 即为负荷性能图中的线 1 此式便为雾沫夹带的上限线方程 对应一条直线 所以在操作范围内任取两个 值便可依式算出相应的 利用两点确定一条直线 便可 s L 0 65 SS V 22 82L s V 在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线 0 00135 0 000358smLS 3 31 0 619 0 6418smVS 3 3 7 1 2 液泛线 由式 wTd hHH owdwfd hhhhhH fcl hhhh 联立 即 owdwlcowdwfwT hhhhhhhhhhhhhH 式中 干板静压板径可用 板上液层静压头降 g U h L v c 2 34 5 2 0 Ll hh 0 从式知 表示板上液层高度 所以板上 owwL hhh L h 3 2 1000 84 2 w s ow l L Eh 3 2 000 1000 84 2 压 压压压压压压 w s wowwLl l L Ehhhhh 液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略 hh 液体经过降液管的静压头降可用式 2 0 2 0 hl L h w S d 则 LdcdLLcwT hhhhhhhhH 00 1 wT hH 3 2 0 2 0 2 0 3600 1000 84 2 1153 0 2 34 5 w S w w S L v l L h hl L g U 式中阀孔气速 U0与体积流量有如下关系 Nd V U S 2 0 0 4 式中各参数已或已计算出代入上式 整理后便可得与的关系 即 s V s L 2 22 3 0 09383112001 72 SSS LL 0 105V 此式即为液泛线的方程表达式 在操作范围内任取若干值 依 s L 2 22 3 0 09383112001 72 SSS LL 0 105V 32 0 000358 0 0005 0 00135 3 s Lms 0 89 0 0 873 0 706 3 s Vms 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线 图中的 2 ss LV 3 7 1 3 液相负荷上限线 为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出 液体在降液管中停留时 间不应小于 3 5s 所以对液体的流量须有一个限制 其最大流量必须保证满 足上述条件 由式可知 液体在降液管内最短停留时间为 3 5 秒 取秒 53 S Tf L HA 为液体在降液管中停留时间的下限 所对应的则为液体的最大流量 5s maxs L 即液相负荷上限 于是可得 3f max 0 01925 0 35 0 00135m 55 T S A H Ls 所得到的液相上限线是 一条与气相负荷性能无关的竖直线 即负荷性能图中 的线 3 3 7 1 4 气体负荷下限线 漏液线 对于 F1 型重阀 因 5 时 会发生严重漏液 故取计算相应的气相流 0 F 0 5F 量 min s V 223 0 min0 5 0 039450 28 440 919 s v F Vd Nms 3 7 1 5 液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件 作出液相负荷下限线 该0 006 ow hm 线为与气相流量无关的竖直线 33 06 0 3600 1000 84 2 2 3 min w s l L E 代入的值则可求出为1 0E 取 w l min s L 3 3 2 min l0 006 1000 0 000358m 2 843600 w s Ls E 按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线 见图中的线 5 0 0 05 0 1 0 15 0 2 0 25 0 3 0 35 0 4 0 45 4E 04 0 0001 0 0006 0 00110 0016 0 0021 0 0026 系列1 系列2 系列3 系列4 系列5 系列6 精馏段塔板性能负荷图 由塔板性能负荷图可以看出 1 在任务规定的汽液负荷下的操作点处在适宜操作区内 2 塔板的气相负荷上限由雾沫夹带和液泛共同控制 操作下限由漏液控制 3 按固定的气液比 塔板的气相负荷上限为 0 65 气相负荷下限为 0 28 所以 操作弹性 0 65 2 32 0 28 3 7 2 提馏段提馏段 34 3 7 2 1 雾沫夹带线 对于水 乙醇物系和已设计出塔板结构 雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值 所对应的泛点率 亦为上限值 利用式干气 液 kg 1 0 kge V 1 F 和便可作出此线 100 36 1 1 pF Ls vL v s AKc ZLV F 100 78 0 1 TF vL v s AKc V F 由于塔径较大 所以取泛点率 依上式有 1 70F 0 778 0 56 923 060 778 0 083 0 3465 sS V 1 36 L 0 7 整理后得 即为负荷性能图中的线 1 0 693 SS V 26 25L 此式便为雾沫夹带的上限线方程 对应一条直线 所以在操作范围内任取两个 值便可依式算出相应的 利用两点确定一条直线 便 s L 0 693 SS V 26 25L s V 可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线 0 000358 0 0013 smLS 3 0 684 0 659 smVS 3 3 7 2 2 液泛线 由式 wTd hHH owdwfd hhhhhH fcl hhhh 联立 即 owdwlcowdwfwT hhhhhhhhhhhhhH 式中 干板静压板径可用 板上液层静压头降 g U h L v c 2 34 5 2 0 Ll hh 0 从式知 表示板上液层高度 所以板上液 owwL hhh L h 3 2 1000 84