浮阀式连续精馏塔的设计书.doc

浮阀式连续精馏塔的设计书1设计方案的选择及流程说明1.1设计方案的选定 设计方案的选定是指确定整个精馏装置的流程、主要设备的结构的型式和主要操作条件。所选方案必须：（1）能满足工艺要求，达到指定的产量和质量；（2）操作平稳、易于调节；（3）经济合理；（4）生产安全。在实际的设计问题中，上述四项都必须兼顾考虑。课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力进料状况、加热方式及其热能的利用。 1.1.1 操作压力 精馏可在常压、加压或减压下进行，确定操作压力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。鉴于本课题，采用常压精馏。1.1.2 进料状态 进料状态有多种,但一般将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中,这样进料温度就 不受季节、气温变化和前道工序波动的影响,塔的操作就比较容易控制。此外,泡点进料时,精馏段与提馏段的塔径相同,设计制造均比较方便。 鉴于此,选用泡点进料.1.1.3 加热方式 精馏塔通常设置再沸器,采用间接蒸汽加热,以提供足够的热量。1.1.4 热能的利用 蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝,因此,热效率很低,通常进入再沸器的 能量仅有5%左右被有效利用.所以,蒸馏系统的热能利用问题应值得认真考虑。 塔顶蒸汽冷凝放出的 热量是大量的,但其能位较低,不可能直接用来作塔釜的热源。但可用作低温热源,或通入废热锅炉,产生低压蒸汽,供别处使用。或可采用热泵技术,提高温度后再用于加热釜液。 此外,通过蒸馏系统的合理设置,也可取得节能的效果。例如,可采取设置中间再沸器和中间冷凝器的流程,因为设置中间再沸器,可利用温度比塔底低的热源,而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。1.2连续精馏流程连续精馏装置一般包括精馏塔、冷凝器、再沸器以及原料预热器,如图。除此之外,还应确定全凝器或是分凝器,再沸器采用直接加热还是间接加热,另外根据热能的利用情况决定是否采用原料预热器。1.3.板式塔的计算流程图 计算开始 物料衡算: F, D, W, ,精馏段,提馏段气,液相负荷: L ,V ,塔径计算:选,确定塔板形式,流程堰及降液管的设计:选/D计算雾沫夹带 35S计算:,计算筛孔或阀孔的数目流体力学计算及校核: 35S 不液泛冷凝器,再沸器的计算与选型设计结束1.4 塔的工艺计算1. 工艺条件与数据原料液量1500kg/h，含苯40%（质量分数，下同），乙苯60%；馏出液含苯97%，残液含苯2%；泡点进料；料液可视为理想溶液。2. 操作条件常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽的露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm（绝对压力）；冷却水进口温度30，出口温度为45；设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。1.4.1 物料衡算与能量衡算1.4.1.1 料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率 设苯为A,乙苯为B,MA=78.11/kmol , MB=106.17/kmol 1.4.1.2 原料液及塔顶塔底产品的摩尔质量 1.4.1.3 全塔物料质量流量原液量处理量F=1300kg/h92.25kg/kmol=14.09kmol/h D=F(xF-xW) xD-xW=14.09(0.496-0.027)0.985-0.027=6.898kmol/h 总的物料衡算 F=D+W 则有W=F-D=7.192 kmol/h 1.4.1.4 塔中回收率的计算 在精馏计算中分离程度除用产品的摩尔分数表示外,还常用回收率表示,即:以塔顶易挥发组分为主要产品,则回收率: 1.4.1.5 相对挥发度的计算 计算相平衡线及精馏段是都必须直接或间接应用到塔内的平均挥发度，要知道挥发度则必须知道塔顶塔底的温度，再由苯，乙苯 这两个公式来求出塔顶塔底的温度对应下的、。利用试差法计算温度。 不同温度下苯和乙苯的饱和蒸汽压T（）020406080100120140苯（KPa）3.3710.0324.3752.19101.0180.0300.3480.2乙苯（KPa）0.2530.9432.8657.39416.7734.2564.21112.1塔顶XD=0.985 = P-假设一个温度t=80.5利用 及 算得=102.565、=16.996代入=P-中与0.985相差不大，故塔顶温度为80.5， 此时采用同样的方法算得塔底温度tw=100.5，=182.5016、=34.6577则塔中平均相对挥发度1.4.1.6 相平衡线的计算 相平衡线方程为: 代入上式中相对挥发度的值则相平衡线方程为:1.4.1.7 q线方程精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线，描述该直线的方程称为q线方程或进料方程。此设计中，泡点进料，q线方程定为:1.4.1.8 回流比求解 q=1 （Rmin）q=1=1-1xDxF-1-xD1-xF=15.64-10.9850.496-5.641-0.9851-0.496=0.39取Ropt=2Rmin=0.781.4.1.9 精馏段操作线因为精馏过程涉及传热和传质两种过程，为简化期间在该课程设计中假定塔内为恒摩尔流动。R值定为0.78精馏段操作线方程为: 式中 y、x分别为精馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数；xD塔顶易挥发组分的摩尔分数；R回流比，RL/D；1.4.1.10 提馏段操作线塔顶的回流比R=0.78,则塔釜汽相回流比R与R的关系式为:而提馏段操作线方程为:1.4.1.11精馏塔的热量衡算1.塔顶冷凝器中冷却水用量和冷凝器的传热面积 本设计中设备热损失为加热蒸汽提供热量的95% Q水=0.95Q顶气即 qm水c水（t2t1）=V r 所以 式中 Q水冷却水吸收的热量，W； Q顶气塔顶蒸气放出的热量，W； qm水冷却水用量，kg/s； C水冷却水的平均比热容，J/（kg）； t1、t2冷却水的进、出口温度，；V塔顶蒸气量，kmol/s； r塔顶蒸气汽化热，J/kmol； A冷凝器冷凝器的传热面积，m2； Q冷凝器的热负荷，W； K传热系数，W/(m2),取经验值； t均冷凝器的传热平均温度差，。冷去水进口温度为： 出口 乙醇蒸气进口温度为： 出口所以传热系数当塔顶温度为80.1时，此时苯的汽化热为394.02KJKg，则塔顶蒸气汽化热泡点进料 2塔底再沸器中加热蒸汽用量和再沸器的传热面积塔底温度为t=100.5时，苯的汽化热r1=360.4 KJKg 乙苯的汽化热为r2=353.3 KJKg，则塔底上升蒸汽汽化热为r=r1y1+r2y2=354.3 KJKg 故再沸器的热流Q=Vr=7,1941.78354.3KJKg106.17kgmol3600=133.80kJs则： q=Q1+5%r=133.801+5%2177.6=0.064塔底再沸器的面积1.5理论塔板数的设计1.5.1联立精馏段和提馏段操作线方程Y=0.438x+0.553精馏Y=1.586x-0.0158提馏 Xd =0.2811.5.2用逐板计算法计算理论塔板数第一块塔板的一项组成与回流蒸汽的组成一致,所以y1=xd=0.985 x1=第二快板:y2= 0.438x1+0.553=0.956 x2=第三块板:y3= 0.438x2+0.553=0.901 x3= 第四块板y4=0.823 x4=0.452第五块板y5=0.75 x5=0.347第六块板y6=0.705 x6=0.298第七块板y7=0.684 x7=0.277x7xd故本题中需要六块，第七块为进料板，从第八快开始，用提馏段操作线求yn，用平衡方程求xn，一直到xnxw第八块板y8= 1.586x7-0.0158=0.424 x8=0.115 第九块板y9=0.167 x9=0.034第十块板y10=0.038 x10=0.0070.027因为釜底间接加热，所以共需要10-1=9层塔板，精馏段需要六块，提馏段需要三块1.6 塔板效率和实际塔板数1.6.1塔板效率在实际塔板上，气液两相并未达到平衡，这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表示，在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。总板效率确定得是否合理，对设计的塔在建成后能否满足生产的要求有重要的意义。而总板效率与物系物性、塔板结构和操作条件密切相关。由于影响的因素多而复杂，很难找到各种因素之间的定量关系，一般可采用下面的方法来确定总板效率。塔顶液相组成， 塔底液相组成，所以，。查表得 在此温度下 ，故 由奥康内尔关联图知 =0.471.6.2实际塔板数精馏段 ： 提馏段 ： 故实际塔板数 ： 1.6 .3 塔的工艺条件及物性数据计算1.6.3.1 操作压强塔顶压强，因为操作设备每层压降0.7 ，故取每层板的压降为0.7KPa ， 故精馏段平均操作压强为：1.6.3.2 温度根据操作压强，由下式计算操作温度，经试差得到塔顶，进料板温度，则精馏段的平均温度， 1.6.3 .3 平均分子量塔顶：=0. 985，=0.92 进料板：，则精馏段平均分子量： 1.6.3.4 平均密度1 液相密度根据数据查表有:，。由 （为质量分率），塔顶，故 故精馏段平均液相密度： 2 气相密度:1.6.3.5 液体表面张力根据主要基础数据，查图知：,，,。 则精馏段平均表面张力：1.6.3.6 液体粘度 根据主要基础数据，查图知：,，, 故精馏段平均液相粘度1.6.37 气液负荷计算 1.7 塔和塔板主要工艺尺寸计算1.7.1 塔高根据实际经验取精馏段间距0.45m，提馏段HT=0.6 塔高 1.7.2 塔径塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表7 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600 初选板间距，取板上液层高度，故液滴沉降高度；夜气流动参数：FLV= 由液汽流动参数FLV 及液滴沉降高度查Smith关联图（化工单元过程及设备课程设计P161），可得液相表面张力为20mN/m时的负荷因子=0.045由现工艺条件校正得可取安全系数为0.6，则（安全系数0.60.8），故塔径设计塔径D与设计规范值比较进行圆整，取塔径D=0.6m气相通过的塔截面积A=塔截面积AT 1.8降液管及溢流堰尺寸1.8.1降液管尺寸由以上设计结果得弓形降液管所占面积为 Ad=A7-A=0.2826-0.25=0.0326m根据以上选取的lwD值,由bDD=1-1-lwD22算降液管宽度bD=D1-1-lwD22 = 1-1-0.6220.4=0.04m选取平行受液盘,考虑降液管底部阻力和液封,选取底隙hb=0.040m1.8.2 溢流堰尺寸由以上设计数据确定堰长lwlw=DlwD=0.40.6=0.24mhow=2.8410-3ELhlw23,式中E取1 ，Lh=0.681则算出how=0.006m堰高hw由选取清夜层高度hl确定：hw=hl-how=0.083-0.006=0.077m溢流强度ul=lhlw=0.6810.24=2.96m/s降液管底隙液体流量ub=lslwhb=0.6810.240.043600=0.02m/s1.9浮阀数及排列方式1.9.1浮阀数选取F1型浮阀，重型，阀孔直径为d0=0.039m初取阀孔F0=11，计算阀孔气速u0=F0V=112.85=6.52m/s浮阀个数：n=vs4d02u0=367.8840.03926.52=131.9.2浮阀排列方式通过计算及实际排列确定塔盘的浮阀数n，在试排浮阀时，要参考塔盘的各区布置，例如塔盘边缘宽度bc，液体进出口的安全宽度bs、bs以及塔盘支撑梁所占的面积。取塔板上液体进出口安全宽度bs=bs=0.075m，取边缘宽度bc=0.05m 有效传质面积 求得 开孔所占面积 A0=n4d02=1340.0392=0.016m2选择排列方式，其孔口距可由以下的方法估算，如图P184 5-36 由开孔区内阀孔所占面积分数解得A0Aa=4d02t2sin60=0.907d0t2t=0.9070.0161.560.039=0.367m由塔板开孔率：1.10塔板流动性能的校核1.10.1液沫夹带量校核 ，为控制液末夹带量过大，应使汽泛点F10.80.82 ，浮阀塔板泛点率F1=vsvl-v0.78kCFAF式中，由塔板上气相密度v及塔板间距HT，查图P171图5-26，得分数CF=0.145,根据表P171图5-11所提供的数据，本物分的k值可选取1，塔板上液体流道长ZL及液流面积Ab分别为 ZL=D-2bd=0.4-20.04=0.32mAb=-2Ad=0.126-20.014=0.098m2故得F1=367.8836002.85720.53-2.850.780.1450.126=0.4521.9.1塔板阻力hf的计算1.9.11平板阻力h0临界孔速U0c=732.8511.825=5.91m/sHd故不会发生降液管液泛1.10.4液体在降液管停留时间校核应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带的气体的释出=AdHT/Ls=0.0140.60.681/3600=445s故所夹带气体可以释出1.10.5严重漏夜校核当空的动传因子F0低于5时，将会发生严重漏夜，故漏液点的孔速u0可取F0=5的相应孔流气速u0=5v=52.85=2.96m/s稳定分数K=u0u0=6.252。96=2.21.52.0故不会发生漏液1.10.6踏板负荷性能图1.10.61过量液末夹带线关系 在式F1=vsvl-v0.78kCFAF中，已知物系性质及塔板结构尺寸，同时给定泛点率F1时，即可表示出气液相流量之间的关系，根据前面液沫夹带的校核选择F1=vsvl-v-1.36LsZl0.78kCFAbF，令F1=8，则有8=vs2.85720.53-2.85-1.36Ls0.320.1450.098得出Vh=6494.4-6.908Lh上式为一线性方程，由亮点即可确定，当Lh=0时，Vh=684m3/hLh=50时，Vh=302.6m3/h由此两点作过量液末夹带线1.10.62液相下线关系式对于平直堰，其堰上液头高度必须大于0.006m，取 即可确定液相流量的下限线 取E=1.0，代入求得=0.74m3/h可见该直线式垂直于Lh轴的直线，该直线为1.10.63严重漏夜线关系因动传因子F0低于5时会发生严重漏夜，取F0=5，计算相应流量，计算相应流量Vh=3600A0U0,其中U0=F0V所以Vh=3600A0U0=3600A0F0V=36000.01652.85=170.59m3/h上式为常数表达式，为一平行Lh轴的直线，为漏液线，也称之为气相下限线1.10.64液相上线关系式=5s降液的最大流量为Lh=3600AdHT/5=7200.0140.6=6.048m3/h可见该线为一平行于Vh轴的直线，记为1.10.65降液管泛线关系式当塔降液管内泡沫层上升至上一层塔板时，即发生了降液管液泛，根据降液管液泛的条件，得以下降液管液泛关系式：=显然，为避免降液管液泛的发生，应将式中均表示为LhVh的函数关系，整理即可获得表示降液管泛线的关系式，在前面核算中可知，由表面张力影响所致的阻力h在hf中所占比例很小，在整理中可以略去，使关系得到简化，即把=h+h0+=h0+0.5，代入式中 取E=1.0，hd=1.1810-8lhlwhb2 h0=5.34vu02l-2g将代入原式中整理可得3.410-8Vhnd02+4.27510-3+1.810-8lhlwhb2=将本设计中的给定条件和设计确定的数据带入上式中，整理得1.19810-5vh2+1.10710-2Lh23+1.95310-4Lh2=0.291由上式计算降液管泛线上点得下表Lh（m3/h）102030vh（m3/h）13610526由上表数据作出降液管的液泛线，记为将以上条线绘制在同一Lhvh直角坐标系中，塔板的负荷性图如图所示，将设计点（Lh，vh）标绘在图中，如点D所示，由原点O及D操作线OD，操作线交严重漏液线与点A，液沫夹带线与点B。由此可见，该塔板负荷操作的上下限受严重漏液线及液沫夹带线的控制，分别从图中A、B两点读得气相流量的下限Vhmin及上限Vhmax，并求得该塔的操作弹性对浮阀塔，操作弹性一般为34操作弹性=VhmaxVhmin=810.41170.59=4.75序号位号形式设备名称主要结构参数或性能操作条件1T-101浮阀式循环苯精馏塔D=600 Np=20 H=29500操作温度t=152操作压力p=0.05 MPa（g）2E-101固定板式原料预热器32tt=160 ts=100 pt=0.4MPa ps=0.1 MPa（g）3E-102固定板式塔T-101顶冷凝器18Tt=80 ts=40p=0.05 MPa4E-103固定板式塔T-101再沸器9tt=175 ts=150 pt=0.9MPa pr=0.6 MPa（g）5E-104固定板式塔顶产品冷却器30tt=80 ts=40p=0.4 MPa6E-105固定板式塔底产品冷却器32Tt=90 ts=40p=0.4 MPa7P-101离心泵进料泵2台qv=20m3/h H=40m苯、乙混合液8P-102离心泵釜夜泵2台qv=12m3/h H=21m乙苯液9P-103离心泵回流泵2台qv=20m3/h H=48m苯液10P-104离心泵塔顶产品泵2台qv=12m3/h H=15m苯液11P-105离心泵塔底产品泵2台qv=10m3/h H=35m乙苯液12V-101卧式原料罐V=12 60 0.1MPa（g）13V-102卧式回流罐V=580 0.1MPa（g）14V-103立式塔顶产品罐600常压4015V-104立式塔底产品罐600m3常压4016V-105立式不合格产品罐600m3常压40二 对本次设计的评述或有关问题的分析讨论（一）精馏方案的确定精馏方案的确定包括流程的安排、设备结构类型的选择和操作条件的确定等。下面就有关内容加以分析。 1操作压力的选择塔内操作压力的选择不仅涉及到分离问题，而且与塔顶和塔底的温度有关。应根据所处理的物料性质，并兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。加压蒸馏可提高设备的处理能力，但会增加塔壁的厚度，使设备费用增加。另外，压力增加使溶液的泡点和露点温度均增加，物系的相对挥发度减小，使物系分离困难。减压蒸馏不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下其体积增大，需要的塔径增加，