化工原理课程设计-筛板塔设计.doc

此文档收集于网络，如有侵权，请联系网站删除目 录一前言5二设计说明书61设计参数的确定61.1进料热状态61.2加热方式61.3回流比（R）的选择71.4 塔顶冷凝水的选择72.流程简介及流程图82.1流程简介82.2流程图8三设计计算书91.理论塔板数的计算与实际板数的确定91.1理论板数计算91.1.1物料衡算91.1.2 q线方程及Rmin和R的确定.91.2实际塔板的确定.101.2.1精馏段和提馏段气液流量的确定101.2.2操作线方程的确定.101.2.3理论塔板的计算112实际板层数的确定123精馏塔工艺条件计算123.1操作压强的选择123.2操作温度的计算124塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算134.1 密度及流量134.2塔径的确定144.2.1精馏段144.2.2提馏段154.3塔有效高度164.4整体塔高165.塔板主要工艺参数确定175.1溢流装置175.1.1堰长lw175.1.2出口堰高hw175.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af175.1.4降液管底隙高度185.2塔板布置及筛孔数目与排列185.2.1塔板的分块185.2.2边缘区宽度确定185.2.3开孔区面积计算185.2.4筛孔计算及其排列196.筛板的力学检验196.1塔板压降196.1.1干板阻力计算196.1.2气体通过液层的阻力Hl计算196.1.3液体表面张力的阻力计算计算206.1.4气体通过每层塔板的液柱高206.2 筛板塔液面落差可忽略216.3液沫夹带216.4漏液216.5液泛217.塔板负荷性能图227.1漏液线227.2液沫夹带线227.3液相负荷下限线237.5液泛线248. 辅助设备及零件设计268.1塔顶冷凝器（列管式换热器）268.2各种管尺寸的确定298.2.1进料管298.2.2釜残液出料管308.2.3回流液管308.2.4再沸器蒸汽进口管318.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管318.2.6冷凝水管31 8.3原料预热器.318.4塔釜再沸器（列管式再沸器（蒸发器）.328.5冷凝水泵.349.设计结果汇总3510. 参考文献及设计手册37四设计感想37一前言精馏是分离均相液体混合物的典型化工单元操作。其本质是液、相间的质量传递与热量传递。它是利用液体混合物中在工业中各组分挥发度不同而将其分离。工业上，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。用以实现精馏操作的气液传质设备即精馏塔。根据塔内气夜接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔板式塔内装有若干层塔板，液体依靠重力自上而下流过每层塔板；气体则依靠压强差的推动，自下而上穿过各层塔板上的液层而流向塔顶，气液两相在塔内进行逐级接触。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内则装有各种形式的填料，气液两相沿塔做连续逆流接触，其传质和传热的场所为填料的润湿表面。与填料塔相比，板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低。而筛板塔结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较高，故应用广泛。 三氯甲烷为氯仿的学名，又称“三氯甲烷”和“三氯化碳”。氯仿一名为英语Chloroform的半意半音译；哥罗芳为音译。常温下为无色透明的重质液体，极易挥发，味辛甜而有特殊芳香气味。氯仿为有机合成原料，主要用来生产氟里昂（F-21、F-22、F-23）。此外，还用于有机合成及麻醉剂；脂肪、橡胶、树脂、油类、蜡、磷、碘和粘合压克力的溶剂；青霉素、精油、生物碱等的萃取剂；测定血清中无机磷；清洗剂；肝功能试验的防腐剂等。是手机维修人员必备的清洗剂。苯（Benzene, C6H6）在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。苯可燃，有毒，也是一种致癌物质。苯是一种碳氢化合物也是最简单的芳烃。它难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。因此，设计氯仿苯的筛板精馏塔，意义重大。筛板塔是传质过程常用的塔设备，主要优点有： （1） 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 （2） 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 （3） 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 （4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。 二. 设计说明书1设计参数的确定1.1进料热状态泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。所以根据设计要求，泡点进料，q1。1.2加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；本设计就采用间接蒸汽加热，采用3kgf/cm2水蒸汽 1.3回流比（R）的选择实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L，V增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：R（1.22）Rmin。本设计考虑以上原则，选用：R1.6Rmin。1.4 塔顶冷凝水的选择采用深井水，温度t122.流程简介及流程图 2.1流程简介含氯仿0.5（mol fraction）的氯仿苯混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含氯仿0.995），一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品排出塔体（含氯仿0.002）。2.2流程图三设计计算书1.理论塔板数的计算与实际板数的确定1.1理论板数计算1.1.1物料衡算已知进料量F260kmol/h，进料组成XF0.5，进料q1设计要求：XD0.995，Xw=0.002衡算方程 ： 1.1.2 q线方程及Rmin和R的确定 XF0.5 q1q线方程为： X0.5 随着回流比R的减小，操作线逐渐靠近平衡线，如上图所示，两操作线会在取R1.6Rmin3.681.2实际塔板的确定1.2.1精馏段和提馏段气液流量的确定已知 Dkmol/h R3.68精馏段：LRD3.68130.39=479.84kmol/h V（R1）D4.68130.39=610.23 kmol/h提馏段：LLqF479.84+260=739.84 kmol/h VV（1q）FV610.23kmol/h1.2.2操作线方程的确定通过两点方法确定操作线方程（XD，XD）（0.995，0.995） （XW，0）（0.002,0）由上图知R3.68 精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： 1.2.3理论塔板的计算由于本题的平衡线方程未知，所以我采用matlab进行非线性拟合，用lsqcurvefit函数来做，最终确定相对挥发度=1.74，如上图，拟合效果较好然后我运用origin软件采用图解法作出精馏塔理论板数，见下图由上图可知，精馏段理论板数是9个，提馏段理论板数是24个。减去蒸馏釜，则提馏段理论板数为23个。2.实际板层数的确定N精=9/0.52=17.318进料位置是第18块板N提=23/0.52=44.2345NPN精+N提18+45=63块3精馏塔工艺条件计算3.1操作压强的选择应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。由于氯仿-苯体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压其中 塔顶压力P顶=101.3+4=105.3kPa 单板提馏段压降P=0.7kPa 进料板压力PF=105.3+0.7*18=117.9 kPa 精馏段平均压力Pm=（105.3+117.9）/2=111.6 kPa 塔底压力P底=105.3+0.7*63=149.4 kPa 平均操作压力Pm=(105.3kPa+149.4)/2 kPa=127.35 kPa3.2操作温度的计算I泡点进料：XF0. 5 通过“t-x-y”图查得tF=76 进料板上一块塔板上组分为X0.3211 所以该板上温度为（内插法）： 进料板下一块塔板上组分为X0.4709 所以该板上温度为： II.塔顶温度:tD=61.3 塔底温度：tw=80.19III.精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 全塔平均温度 4塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算4.1 密度及流量氯仿分子量为：119.38kg/kmol (Ma)苯的分子量为：78.11 kg/kmol (Mb) 、精馏段（运用origin软件读图）精馏段 查t-x-y图得 xa0.8681，ya0.9415此温度下苯的密度是826.98kg/m,氯仿的密度为1400 kg/m液相平均分子量：气相平均分子量：、液相密度：气相密度：（气相理想）液相流量： 气相流量：液相表面张力的确定： 、提馏段提馏段平均温度：查t-x-y图得 xa0.2793，ya0.3781查得此温度下的苯密度：820 kg/m液相平均分子量：1390kg/m气相平均分子量：液相密度：气相密度：（气相视理想气体）液相流量： 气相流量： 液相表面张力的确定： 4.2塔径的确定4.2.1精馏段欲求塔径应先求出空塔气速 u安全系数umax 功能参数：取塔板间距=0.6m，板上液层高度，那么分离空间：- h=0.6-0.07=0.53m从史密斯关联图查得：，由于U=0.7=0.7* 1.7186=1.2030圆整得 D=2.4m塔截面积： 空塔气速： 4.2.2提馏段功能参数： 取塔板间距=0.6m，板上液层高度，那么分离空间： - h=0.6-0.07=0.53m 从史密斯关联图查得：，由于 圆整取 塔截面积： 空塔气速： 4.3塔有效高度精馏段有效高度 提馏段有效高度从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米,所以应多加高(0.7-0.6)(63/9)=0.7m4.4整体塔高(1)塔顶空间取=1.6=0.96m,(2)塔底空间塔底储液高度依停留4min而定 取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m，中间再开一直径为0.6米的人孔Hw=1+0.8854=1.8854 m (3)整体塔高H=Hw+Z+HD=1.8854+0.96+29.7= 32.5454m5.塔板主要工艺参数确定5.1溢流装置选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰,采用凹形受液盘。5.1.1堰长取堰长0.66D0.662.41.5840m5.1.2出口堰高hwhLhow 其中近似取E1，lw1.5840 =0.0333m ，= 0.0320m取 取为0.04m m 取为0.04m实际上5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af查图知可得 ，验算液体在降液管内停留时间 停留时间5s 故降液管尺寸可用。5.1.4降液管底隙高度=0.04-0.006= 0.0340m降液管底隙高度设计选用凹形受液盘，深度5.2塔板布置及筛孔数目与排列5.2.1塔板的分块D=2400mm800mm，故塔板采用分层，查表塔板分为6块。5.2.2边缘区宽度确定取m5.2.3开孔区面积计算X=1.2-（0.3120+0.08）=0.8080m，r=1.2-0.05=1.15m，=3.38195.2.4筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为个开孔率为=0.907气体通过阀孔的气速:精馏段提馏段6.筛板的力学检验6.1塔板压降6.1.1干板阻力计算由/=1.67查图得=0.772故精馏段=0.051(4.176/859.29)(13.9004/0.772)= 0.0804m液柱提馏段=0.051(3.249/1104.47)(14.9251/0.772)= 0.0553m液柱6.1.2气体通过液层的阻力hl计算=4.748/(4.5216-20.3257)= 1.2268m/s =Ua=2.5070. 查表得=0.550=5.098/(4.5216-20.3257)= 1.3172m/s=2.3743 查表得=0.551精馏段（液柱）提馏段（液柱）6.1.3液体表面张力的阻力计算计算精馏段=液柱提馏段=液柱6.1.4气体通过每层塔板的液柱高可按下计算 精馏段=0.0804+0.0403+0.0019=0.1226m液柱 提馏段=0.0553+0.0397+0.0015=0.0965m液柱6.2 筛板塔液面落差可忽略6.3液沫夹带(kg液/kg气) 精馏段m kg液/kg气提馏段m kg液/kg气本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内,符合要求6.4漏液筛板塔,漏液点气速=精馏段提馏段实际孔速:精馏段,提馏段稳定系数:精馏段K=13.9004/5.6043=2.4803,提馏段=14.925/7.266=2.0541均大于1.5,所以设计无明显液漏符合要求.6.5液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高H()对于设计中的氯仿-苯体系=0.5, Hd0.5=0.27m由于板上不设进口堰,m液柱精馏段提馏段所以不会发生淹泛现象7.塔板负荷性能图7.1漏液线由=得精馏段：= 得=提馏段：7.2液沫夹带线以kg液/kg气为限求-关系：由， m 精馏段,整理得提馏段解得7.3液相负荷下限线以0.006m作为规定最小液体负荷的标准则7.4液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留的下限故7.5液泛线Hd=()由，得其中带入数据精馏段： 精馏段 同理提馏段所以精馏段 提馏段 7.6操作弹性由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线由上图，故精馏段操作弹性为/=3.7534.由图，故提馏段操作弹性为/=3.2901精馏段提馏段操作弹性均大于3,符合要求。8. 辅助设备及零件设计8.1塔顶冷凝器（列管式换热器）氯仿-苯蒸气走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式8.1.1.1估计换热面积氯仿-苯冷凝蒸汽的数据冷凝蒸汽量：由于氯仿摩尔分数为0.995,所以可以忽略苯的冷凝热,r=250KJ/kg 设冷凝水始温为12，取冷凝器出口水温为28，在平均温度物性数据如下（苯在膜温下，水在平均温度下）（kg/m3）Cp(kJ/kg.)pa.s)(w/(m.)Pr氯仿-苯1412.60.983441.510-50.11023.7水998.84.18111110-50.58877.89.a. 设备的热参数： .b水的流量： .c平均温度差： .d根据“传热系数K估计表”查由“冷凝有机液体蒸汽到水”取K=800W/(m2.)传热面积的估计值为：A=Q/(Ktm)=5050.2*1000/(800*40.58)= 155.5631m2选型，有关参量见下表：外壳直径D/mm600管子尺寸/mm25公称压 Pg/(kgf/cm)16管子长l/m6公称面积A/m120管数n/根254管程数Np2管心距t/mm0.03125壳程数Ns1管程通道面A/ m0.0399管子排列正三角排列核算管程、壳程的流速及Re:（一）壳程流通截面积：管内氯仿-苯的流速当量直径 （二）管程流通截面积： 取=18取折流板间距 h=600mm，管内水流速 8.1.2.2核算流体阻力管程流体阻力设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005, 查得摩擦系数=0.034=(+)=符合一般要求壳程流体阻力 Re=1.3807500，故f=5.0=5.0*= 0.5689管子排列为正三角形排列，取F=0.5=18挡板数 取污垢校正系数F=1.0=(4603.3+1213.7)*1*1.0=5817Pa0.02MPa故管壳程压力损失均符合要求8.1.1.3计算传热系数管程对流给热系数膜的雷诺数所以为垂直湍流管=7.86104 W/m壳程对流给热系数Re Pr0=8=0.36计算传热系数取污垢热阻 Rs0.15m/kW =0.26 m/kW以管外面积为基准 则K=K=（）=1325.4 W/(m2.)计算传热面积 A=所选换热器实际面积为裕度=在工程允许范围内。所选换热器合适8.2各种管尺寸的确定8.2.1进料管Zf=0.5，Tf=76时，Mf=119.38*0.5+78.1*0.5=98.7400kg/kmol，f=1382.17*0.5+818.87*0.5=1100.5kg/m3进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管，规格：实际管内流速：8.2.2釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则经圆整选取热轧无缝钢管，规格：实际管内流速：8.2.3回流液管 回流液体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管，规格：实际管内流速：8.2.4再沸器蒸汽进口管V=610.2393.71/3.249=17601=4.8892设蒸汽流速为10m/s, 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：实际管内流速：8.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管V=610.23116.97/4.176=17093= 4.7481设蒸汽流速为10m/s, 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：实际管内流速：8.2.6冷凝水管深井水温度为12，水的物性数据：=999.4kg/m3,= ，深井水的质量流率33Kg/s，取流速为2m/s管径选取 1594.5mm热轧无缝钢管实际流速为8.3冷凝水泵雷诺数取=0.01，,查图摩擦系数=0.015各管件及阀门阻力系数如下:名称水管入口进口阀90弯头4半开型球阀0.560.7549.5设管长为40.7414米,=75.8955扬程取34m流量选择IS150-125-315型离心泵,参数为流量V=120,扬程,转速n=1450r/min泵效率=70%,轴功率=15.9kW8.4原料预热器原料加热：采用压强为270.25kPa的饱和水蒸汽，加热至原料泡点，采用逆流加热，查表Cp（氯仿）=0.992 kJ/(kgK) Cp（苯） =1.704 kJ/(kgK)摩尔分数 xF=0. 5根据上式可知：Cpc=0.9920.5+1.7040.5=1.3480kJ/(kgK)设加热原料温度由20到76 考虑到5%的热损失后选择传热系数K=800 w/(m2K)计算传热面积：取安全系数为0.8 A实际=8.9771/0.8=11.22148.5塔釜再沸器（列管式再沸器（蒸发器）氯仿-苯液体走管程，水蒸汽走壳程，采用逆流物性数据： ，故基本可认为是苯，液体蒸发量 气化液单位热为 大气压下的蒸汽密度 ，在沸腾液体上面的蒸汽密度利用压力为0.2MP的饱和水蒸气作为载热体，单位冷凝热，冷凝温度为，在冷凝温度下冷凝液的物性数据为：按照蒸发器的计算程序：设备的热负荷等于： 水的流量： 平均温度差： 按照传热方式估算传热系数 传热面积： 取管高，壳体直径和传热面积的换热器精确计算：取单位负荷估定值作为第一次逼近为确定必须确定计算系数A和B 管壁厚度，材料为不锈钢，壁面和污垢热阻总和为于是利用Excel单变量求解得认为是真实的单位热负荷,于是所需传热面积为： 裕度,所以设计合理列管式再沸器参数列表壳体直径(mm)1200管径(mm)252壳程1管子总数1083管程1管子传热面积270管长(mm)3000质量7000kg9.设计结果汇总筛板塔设计计算结果及符号汇总表参数符号参数名称精馏段提馏段T m(C)平均温度79.8792.26P m(kpa)平均压力111.6126.3M Lm(kg/kmol)液相平均摩尔质33.7219.36M Vm(g/kmol)气相平均摩尔质量37.0426.19lm(kg/m)液相平均密度779.7921.85vm(kg/m)气相平均密度1.280.918m(dyn/cm)液体平均表面张力36.9958.47m(mpas)液体平均粘度0.2750.240Vs(m/s)气相流量2.612.7Ls(m/s)液相流量0.003030.0025N实际塔板数434Z( m)有效段高度19.3510.35D(m)塔径1.61.6HT(m)板间距0.450.45(m)板厚0.0030.003溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行lW(m)堰长1.0561.056hW(m)堰高0.05650.0582Hl(m)板上液层高度0.040460.04123hOW(m)堰上液层高度0.01350.0118hO(m)降液管底隙高度0.0360.036Wd(m)降液管宽度0.2080.208Ws(m)安定区宽度0.080.08Wc(m)边缘区高度0.050.05Aa (m)有效传质面积1.51441.5144A T (m)塔横截面积2.012.01A f (m)降液区面积0.14470.1447 AO（m）筛孔面积0.142410.14241 d O（m）筛孔直径0.0250.025t（m）孔中心距0.0320.032N筛孔数目72387238（%）开孔率10.110.1U（m/s）空塔气速0.80610.7166安全系数0.620.68U O（m/s）筛孔气速14.7215.35K稳定系数1.711.63H c（m液柱）干板阻力0.04630.03