甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计2

1 吉林化工学院吉林化工学院 化工原理化工原理 专业课程设计专业课程设计 设计题目设计题目 甲醇甲醇 水体系浮阀精馏塔的设计水体系浮阀精馏塔的设计 学生姓名学生姓名 程柯程柯 班级班级 生物制药生物制药 1201 学号学号 12260134 指导教师指导教师 刘保雷刘保雷 课程设计时间课程设计时间 2014 年年 11 月月 14 日日 2014 年年 12 月月 12 日日 2 课程名称 课程名称 化工原理课程设计化工原理课程设计 设计题目 设计题目 甲醇甲醇 水体系浮阀精馏塔的设计水体系浮阀精馏塔的设计 学生姓名 学生姓名 程柯程柯 专业 生物制药专业 生物制药 班级学号 班级学号 12260134 设计日期 设计日期 2010 12 14 至至 2010 12 30 设计任务 设计任务 甲醇甲醇 水体系水体系 设计条件及任务 设计条件及任务 进料热状态 泡点进料进料热状态 泡点进料 原料加料量原料加料量 F 100 kmol h 进料组成进料组成 0 45 XF 馏出液组成馏出液组成 XD 0 9814 釜液组成釜液组成 Xw 0 0214 塔顶压力塔顶压力 P 100 kpa 单板压降单板压降 0 7 kPa 3 前前 言言 化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一 化学工化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一 化学工 业和石油工业中广泛应用的诸如吸收 解吸 精馏 萃取 增湿 业和石油工业中广泛应用的诸如吸收 解吸 精馏 萃取 增湿 减湿等单元操作中 精馏操作是最基本的单元操作之一 它是根据减湿等单元操作中 精馏操作是最基本的单元操作之一 它是根据 混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的 混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的 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 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 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 浮阀塔的特点 浮阀塔的特点 1 生产能力大 由于塔板上浮阀安排比较紧凑 其开孔面积大于泡 生产能力大 由于塔板上浮阀安排比较紧凑 其开孔面积大于泡 罩塔板 生产能力比泡罩塔板大罩塔板 生产能力比泡罩塔板大 20 40 与筛板塔接近 与筛板塔接近 2 操作弹性大 由于阀片可以自由升降以适应气量的变化 因此维 操作弹性大 由于阀片可以自由升降以适应气量的变化 因此维 持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔 泡罩塔都大 持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔 泡罩塔都大 3 塔板效率高 由于上升气体从水平方向吹入液层 故气液接触时 塔板效率高 由于上升气体从水平方向吹入液层 故气液接触时 间较长 而雾沫夹带量小 塔板效率高 间较长 而雾沫夹带量小 塔板效率高 4 气体压降及液面落差小 因气液流过浮阀塔板时阻力较小 使气 气体压降及液面落差小 因气液流过浮阀塔板时阻力较小 使气 体压降及液面落差比泡罩塔小 体压降及液面落差比泡罩塔小 4 5 塔的造价较低 浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 塔的造价较低 浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50 80 但是比筛板塔高 但是比筛板塔高 20 30 但是 浮阀塔的抗腐蚀性较高 防止浮阀锈死在塔板上 所以但是 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 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 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 本次设计就是针对甲醇本次设计就是针对甲醇 水体系 而进行的常压浮阀精馏塔的设水体系 而进行的常压浮阀精馏塔的设 计及其辅助设备的选型 计及其辅助设备的选型 由于此次设计时间紧张 本人水平有限 难免有遗漏谬误之处 由于此次设计时间紧张 本人水平有限 难免有遗漏谬误之处 恳切希望各位老师指出 以便订正 恳切希望各位老师指出 以便订正 2014 年年 12 月月 5 目目 录录 概述概述 7 第一章第一章 总体操作方案的确定总体操作方案的确定 1 1 操作压强的选择操作压强的选择 9 1 2 物料的进料热状态物料的进料热状态 9 1 3 回流比的确定回流比的确定 10 1 4 塔釜的加热方式塔釜的加热方式 10 1 5 回流的方式方法回流的方式方法 10 第二章第二章 精馏的工艺流程图的确定精馏的工艺流程图的确定 11 第三章第三章 理论板数的确定理论板数的确定 3 1 物料衡算物料衡算 12 3 2 物系相平衡数据物系相平衡数据 12 3 3 确定回流比确定回流比 13 3 4 理论板数理论板数 NT的计算以及实际板数的确定的计算以及实际板数的确定 13 第四章第四章 塔体主要工艺尺寸的确定塔体主要工艺尺寸的确定 4 1 各设计参数各设计参数 16 6 4 2 精馏段塔径塔板的实际计算精馏段塔径塔板的实际计算 22 4 2 1 精馏段汽 液相体积流率精馏段汽 液相体积流率 4 2 2 塔径塔板的计算塔径塔板的计算 4 2 3 塔板流体力学的验算塔板流体力学的验算 4 2 4 塔板负荷性能图及操作弹性塔板负荷性能图及操作弹性 4 3 提馏段塔径塔板的实际计算提馏段塔径塔板的实际计算 35 4 3 1 精馏段汽 液相体积流率精馏段汽 液相体积流率 4 3 2 塔径塔板的计算塔径塔板的计算 4 3 3 塔板流体力学的验算塔板流体力学的验算 4 3 4 塔板负荷性能图及操作弹性塔板负荷性能图及操作弹性 第五章浮阀塔板工艺设计计算结果第五章浮阀塔板工艺设计计算结果 47 第六章第六章 辅助设备及零件设计辅助设备及零件设计 5 1 塔顶全凝器的计算及选型塔顶全凝器的计算及选型 49 5 2 塔底再沸器面积的计算及选型塔底再沸器面积的计算及选型 53 5 3 其他辅助设备计算及选型其他辅助设备计算及选型 54 第七章第七章 设计感想设计感想 60 第八章第八章 致谢致谢 61 第九章第九章 参考文献参考文献 61 7 概述概述 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 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 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 前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔 浮阀塔的优点 浮阀塔的优点 1 1 生产能力大 由于塔板上浮阀安排比较紧凑 其开孔面积大于泡罩塔板 生 生产能力大 由于塔板上浮阀安排比较紧凑 其开孔面积大于泡罩塔板 生 产能力比泡罩塔板大产能力比泡罩塔板大 20 20 40 40 与筛板塔接近 与筛板塔接近 2 2 操作弹性大 由于阀片可以自由升降以适应气量的变化 因此维持正常操作 操作弹性大 由于阀片可以自由升降以适应气量的变化 因此维持正常操作 而允许的负荷波动范围比筛板塔 泡罩塔都大 而允许的负荷波动范围比筛板塔 泡罩塔都大 3 3 塔板效率高 由于上升气体从水平方向吹入液层 故气液接触时间较长 而 塔板效率高 由于上升气体从水平方向吹入液层 故气液接触时间较长 而 雾沫夹带量小 塔板效率高 雾沫夹带量小 塔板效率高 4 4 气体压降及液面落差小 因气液流过浮阀塔板时阻力较小 使气体压降及液 气体压降及液面落差小 因气液流过浮阀塔板时阻力较小 使气体压降及液 面落差比泡罩塔小 面落差比泡罩塔小 5 5 塔的造价较低 浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 塔的造价较低 浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50 50 80 80 但是 但是 比筛板塔高比筛板塔高 20 20 3030 8 但是 浮阀塔的抗腐蚀性较高 防止浮阀锈死在塔板上 所以一般采用但是 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 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 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 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 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 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 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 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 即图国内常用的浮阀有三种 即图 1 1 所示的所示的 F1F1 型及图型及图 2 2 所示的所示的 V 4V 4 型与型与 T T 型 型 V 4V 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 变可减小阻力 T 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 9 中 中 F1F1 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 JB1118JB1118 6868 F1F1 型阀又分重阀与轻阀两种 重阀用厚度型阀又分重阀与轻阀两种 重阀用厚度 2mm2mm 的钢板冲成 的钢板冲成 阀质量约阀质量约 33g33g 轻阀用厚度 轻阀用厚度 1 5mm1 5mm 的钢板冲成 质量约的钢板冲成 质量约 25g25g 阀重则阀的惯性大 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 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 一 一 总体操作方案的确定总体操作方案的确定 1 11 1 操作压强的选择 操作压强的选择 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 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 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 10 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 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 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 作费用对这类溶液可采用常压蒸馏 操作压强操作压强 P 1atm 0 1MPa 1 013 103KPa P 1atm 0 1MPa 1 013 103KPa 1 21 2 物料的进料热状态 物料的进料热状态 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 即用泡点进料 即 q 1q 1 1 31 3 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 角阶梯的跨度增大角阶梯的跨度增大 每层塔板的分每层塔板的分离效率提离效率提 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 11 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 61 6 倍 倍 即 即 R 1 6R 1 6 R Rmin min 1 41 4 塔釜加热方式 塔釜加热方式 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 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 以通常情况下 多采用间接蒸汽加热 1 51 5 回流的方式方法回流的方式方法 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 回流比 考虑各方面综合因素 采用重力回流 二二 精馏的工艺流程图的确定精馏的工艺流程图的确定 12 甲醇甲醇 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 蒸汽再沸器供热 塔底产品经冷却后送入贮槽 3 3 理论板数的确定理论板数的确定 3 13 1 物料衡算 物料衡算 D FX D FXf f X XD D 0 99 210 0 20 0 99 42 0 99 210 0 20 0 99 42 kmol hkmol h D DX XD D F FX Xf f F D W F D W W F W F D 210 42 168D 210 42 168 kmol hkmol h FX FXf f DXDXD D WX WXw w X Xw w FX FXf f DX DXD D W 210 0 20 42 0 99 168 0 0025 W 210 0 20 42 0 99 168 0 0025 3 23 2 物系相平衡数据物系相平衡数据 a a 基本物性数据基本物性数据 13 组分组分分子式分子式分子量分子量沸点沸点熔点熔点 水水 H H2 2O O18 01518 015373 15K373 15K273 15K273 15K 甲醇甲醇 CHCH3 3OHOH32 04032 040337 85K337 85K176 15K176 15K b b 常压下甲醇和水的气液平衡表常压下甲醇和水的气液平衡表 t t x x y y t tX Xy yt tx xy y 1001000 00 077 877 829 0929 0968 0168 01 92 992 95 315 3128 3428 3476 776 733 3333 3369 1869 18 90 390 37 677 6740 0140 0176 276 235 1335 1369 1869 18 88 988 99 269 2643 5343 5373 873 846 2046 2077 5677 56 86 686 612 5712 5748 3148 3172 772 752 9252 9279 7179 71 85 085 013 1513 1554 5554 5571 371 359 3759 3781 8381 83 83 283 216 7416 7455 8555 8570 070 068 4968 4984 9284 92 82 382 318 1818 1857 7557 7568 068 085 6285 6289 6289 62 81 681 620 8320 8362 7362 7366 966 987 4187 4191 9491 94 80 280 223 1923 1964 8564 8564 764 7100100100100 78 078 028 1828 1867 7567 75 3 33 3 确定回流比确定回流比 根据甲醇根据甲醇 水气液平衡组成表和相对挥发度公式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 算得相对挥发度求得 算得相对挥发度 4 83 4 83 14 平衡线方程为 平衡线方程为 y y 4 83x 1 3 83x 4 83x 1 3 83x x x 1 1 1 1 x x 因为泡点进料因为泡点进料 所以所以 x xe e X Xf f 0 20 0 20 代入上式得代入上式得 y ye e 0 54700 5470 R Rmin min 0 99 0 5470 0 5470 0 2 1 2767 0 99 0 5470 0 5470 0 2 1 2767 X XD D y ye e y ye e x xe e R 1 6R 1 6 R Rmin min 1 6 1 2767 2 0427 1 6 1 2767 2 0427 3 43 4 理论板数理论板数 N NT T的计算以及实际板数的确定的计算以及实际板数的确定 1 1 塔的汽 液相负荷 塔的汽 液相负荷 L RD 2 0427 42 85 792L RD 2 0427 42 85 792 kmol hkmol h V R 1 D 2 0427 1 V R 1 D 2 0427 1 42 127 79 42 127 79 kmol hkmol h V V 127 79V V 127 79 kmol hkmol h L L F 85 792L L F 85 792 kmol h 210kmol h 210 kmol h 295 792kmol hkmol h 295 792kmol h 2 2 求操作线方程 求操作线方程 精馏段操作线方程 精馏段操作线方程 y y x x 0 6713x 0 3254 0 6713x 0 3254 R R R R 1 1 X XD D R R 1 1 提馏段操作线方程为提馏段操作线方程为 2 3147x 0 003287 2 3147x 0 003287 W X V W X V L y 3 3 逐板计算法求理论板层数逐板计算法求理论板层数 精馏段理论板数 精馏段理论板数 平衡线方程为 平衡线方程为 y y 4 83x 1 3 83x 4 83x 1 3 83x x x 1 1 1 1 x x 精馏段操作方程 精馏段操作方程 y y x x 0 6713x 0 3254 0 6713x 0 3254 R R R R 1 1 X XD D R R 1 1 由上而下逐板计算 自由上而下逐板计算 自 X X0 0 0 99 0 99 开始到开始到 X Xi i首次超过首次超过 X Xq q 0 2 0 2 时止时止 15 操作线上的点操作线上的点 平衡线上的点平衡线上的点 X X0 0 0 99 Y 0 99 Y1 1 0 99 0 99 X X1 1 0 95 0 95 Y Y1 1 0 99 0 99 X X1 1 0 95 Y 0 95 Y2 2 0 97 0 97 X X2 2 0 87 Y 0 87 Y2 2 0 97 0 97 X X2 2 0 87 Y 0 87 Y3 3 0 91 0 91 X X3 3 0 67 Y 0 67 Y1 1 0 91 0 91 X X3 3 0 67 Y 0 67 Y4 4 0 78 0 78 X X4 4 0 42 Y 0 42 Y4 4 0 78 0 78 X X4 4 0 42 Y 0 42 Y5 5 0 61 0 61 X X5 5 0 24 Y 0 24 Y5 5 0 61 0 61 X X5 5 0 24 Y 0 24 Y6 6 0 49 0 49 X X6 6 0 17 Y 0 17 Y6 6 0 49 0 49 因为因为 X X6 6 时首次出现时首次出现 X Xi i X Xq q 故第故第 6 6 块理论版为加料版 精馏段共有块理论版为加料版 精馏段共有 5 5 块理论板 块理论板 提馏段理论板数提馏段理论板数 提馏段操作线方程 提馏段操作线方程 y 2 3147x 0 00328y 2 3147x 0 00328 已知已知 X X6 6 0 17 0 17 由上而下计算 直到由上而下计算 直到 X Xi i 首次越过首次越过 X Xw w 0 0025 0 0025 时为止 时为止 操作线上的点操作线上的点 平衡线上的点平衡线上的点 X X6 6 0 17 Y 0 17 Y7 7 0 39 0 39 X X7 7 0 12 Y 0 12 Y7 7 0 39 0 39 X X7 7 0 12 Y 0 12 Y8 8 0 27 0 27 X X8 8 0 07 Y 0 07 Y8 8 0 27 0 27 X X8 8 0 07 Y 0 07 Y9 9 0 16 0 16 X X9 9 0 038 Y 0 038 Y9 9 0 16 0 16 X X9 9 0 038 Y 0 038 Y10 10 0 084 0 084 X X10 10 0 0187 Y 0 0187 Y10 10 0 084 0 084 X X10 10 0 0187 Y 0 0187 Y11 11 0 040 0 040 X X11 11 0 00857 Y 0 00857 Y11 11 0 040 0 040 X X11 11 0 00857 Y 0 00857 Y12 12 0 0165 0 0165 X X12 12 0 00347 Y 0 00347 Y12 12 0 0165 0 0165 X X12 12 0 00347 Y 0 00347 Y13 13 0 00474 0 00474 X X13 13 0 00099 Y 0 00099 Y13 13 00474 00474 由于到由于到 X X13 13首次出现 首次出现 X Xi i mm 6 6 mmmm 故降液管底隙高度设计合理 故降液管底隙高度设计合理 d d 安定区与边缘区的确定安定区与边缘区的确定 取安定区宽度取安定区宽度 0 07m 0 07m s W 边缘区宽度取边缘区宽度取 0 04m 0 04m c W 弓形降液管宽度弓形降液管宽度 W Wd d 0 14m 0 14m e e 鼓泡区间阀孔数的确定以及排列鼓泡区间阀孔数的确定以及排列 采用采用 F F1 1型重阀 孔径为型重阀 孔径为 39mm39mm 取阀孔动能因子取阀孔动能因子 F FO O 9 5 9 5 孔速孔速 u uo o 9 5 1 0691 9 5 1 0691 0 5 0 5 9 18779 9 18779 m sm s V m F 浮阀数 浮阀数 n n 0 9695 0 9695 1 4 3 14159 0 0391 4 3 14159 0 0392 2 9 18779 9 18779 88 3 89 88 3 89 个个 2 4 s V d u 有效传质区 有效传质区 根据公式 根据公式 2221 2sin 180 a x Ax RxR R 27 其中 其中 R R 0 46m 0 46m 2 c D W x x 0 29m 0 29m 2 d D WWs 0 49563m 0 49563m2 2 2221 2sin 180 a x Ax RxR R 塔板的布置塔板的布置 因因 D 800mmD 800mm 故塔板采用分块式 查表的塔块分为故塔板采用分块式 查表的塔块分为 3 3 块 采用等腰三角形叉排 块 采用等腰三角形叉排 浮阀塔筛孔直径取浮阀塔筛孔直径取 d 39mm d 39mm 阀孔按等腰三角形排列 阀孔按等腰三角形排列 阀孔的排列 阀孔的排列 第一排阀孔中心距第一排阀孔中心距 t t 为为 75mm75mm 各排阀孔中心线间的距离 各排阀孔中心线间的距离 t t 可取可取 65mm 80mm 100mm 65mm 80mm 100mm 经过精确绘图 得知 当经过精确绘图 得知 当 t 65mmt 65mm 时 阀孔数时 阀孔数 N N实际 实际 85 85 个个 28 按按 N 85N 85 重新核算孔速及阀孔动能因数 重新核算孔速及阀孔动能因数 孔速孔速 u u0 0 V VS S 1 41 4 d d2 2 N N 9 547 9 547 m sm s F0 uo F0 uo V M V M 0 5 0 5 9 872 9 872 阀孔动能因数变化不大 仍在阀孔动能因数变化不大 仍在 9 9 1212 范围内 范围内 开孔率开孔率 空塔气速空塔气速 u u V VS S A AT T 1 23441 2344 m sm s u u u uo o 1 2344 1 2344 9 5479 547 12 93 12 93 5 12 93 15 5 12 93 9 547m s 10 1257m s 9 547m s 5 34 1 0691 10 1257 5 34 1 0691 10 12572 2 2 824 111 9 82 824 111 9 8 2 5 34 2 V c L u h g 0 0362m 0 0362m 液柱液柱 液层阻力液层阻力 29 充气系数充气系数 0 5 0 5 有有 h h1 1 h h1 1 0 5 0 06 0 03m 0 5 0 06 0 03m 液柱液柱 液体表面张力所造成阻力液体表面张力所造成阻力 此项可以忽略不计 此项可以忽略不计 故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为 故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为 h hp p 0 03 0 0362 0 0662m 0 03 0 0362 0 0662m 常板压降常板压降 0 0662 824 111 9 81 535 5055P 0 0662 824 111 9 81 535 5055Pa a 640P 640Pa a ppL Phg 符合设计要求 符合设计要求 b b 液泛的校核液泛的校核 为了防止塔内发生液泛 降液管高度应大于管内泡沫层高度 为了防止塔内发生液泛 降液管高度应大于管内泡沫层高度 即 即 H Hd d H HT T h hW W H Hd d h hw w h how ow h hd d h hp p h hd d 0 2 L 0 2 LS S l lw wh ho o 2 2 甲醇甲醇 水属于一般物系 水属于一般物系 取取 0 50 5 对于浮阀塔对于浮阀塔 0 0 则则 H Hd d h hw w h how ow h hd d h hp p 0 005271 0 007292 0 2 0 000771 0 7 0 022 0 005271 0 007292 0 2 0 000771 0 7 0 022 2 2 0 0662 0 07926m 0 0662 0 07926m H HT T h hW W 0 5 0 4 0 05271 0 226m 0 5 0 4 0 05271 0 226m 因因 0 07926m 0 226m0 07926m5s 0 069115 0 4 0 000771 35 857s 5s 符合要求符合要求 d d 雾沫夹带 雾沫夹带 泛点率泛点率 100 100 1 36 V ss L LV Fb VL l KC A l lL L D 2W D 2Wd d 1 2 1 2 0 14 0 720 14 0 72 A Ab b A AT T 2A 2Af f 0 7854 2 0 7854 2 0 0691152 0 647170 0691152 0 64717 式中式中 l lL L 板上液体流经长度 板上液体流经长度 m m A Ab b 板上液流面积 板上液流面积 m m2 2 C CF F 泛点负荷系数 由图查得泛点负荷系数取泛点负荷系数 由图查得泛点负荷系数取 0 0980 098 K K 特性系数 查下表 取特性系数 查下表 取 1 0 1 0 物性系数物性系数 K K 系统系统物性系数物性系数 K K 无泡沫 正常系统无泡沫 正常系统 氟化物 如氟化物 如 BFBF3 3 氟里昂 氟里昂 中等发泡系统 如油吸收塔 胺及乙二醇再生中等发泡系统 如油吸收塔 胺及乙二醇再生 塔 塔 1 01 0 0 90 9 0 850 85 0 730 73 31 多泡沫系统 如胺及乙二胺吸收塔 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 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 形成稳定泡沫的系统 如碱再生塔 0 600 60 0 300 30 由上代入数据得 泛点率由上代入数据得 泛点率 56 28 56 28 对于大塔 为避免过量雾沫夹带 应控制泛点率不超过对于大塔 为避免过量雾沫夹带 应控制泛点率不超过 80 80 计算出的泛点 计算出的泛点 率在率在 80 80 以下 故可知雾沫夹带量能够满足以下 故可知雾沫夹带量能够满足 e ev v 0 1kg 0 1kg 液液 kg kg 干气干气 的要求 的要求 e e 漏液验算漏液验算 5 5 min 00 0 V uF F 因数对于浮阀塔 阀孔动能 smu V 836 4 0691 1 55 min 0 smnduVs 491 085039 0 4 836 4 4 322 0min 0min 0 4910 491 m m3 3 s Vs 0 9695 s3 1 99107 0 491 4 055 3 此设计符合要求 此设计符合要求 36 精馏段负荷性能图 0 1 2 3 4 5 6 00 0020 0040 0060 0080 01 LS VS 液相下限线 雾沫夹带线 漏液线 液泛线 操作线 液相上限线 4 34 3 提馏段塔径塔板的实际计算提馏段塔径塔板的实际计算 1 1 提馏段汽 液相体积流率为 提馏段汽 液相体积流率为 L LS S 0 001730 00173 m m3 3 s s V VS S 0 9312m 0 9312m3 3 s s 2 2 塔径的计算塔径的计算 取塔板间距取塔板间距 H HT T 0 4 0 4 板上液层高度 板上液层高度 h h1 1 0 06m 0 06m 那么分离空间 那么分离空间 H HT T h h1 1 0 4 0 4 0 06 0 06 0 34m0 34m 功能参数 功能参数 0 062 0 062 V L S S V L 37 从史密斯关联图查得 从史密斯关联图查得 0 06 0 06 20 C 由公式由公式 C C 校正得校正得 C 0 059C 0 059 20 C 0 2 20 1 962m s 1 962m s 2 0 20 max 20 V V L cu 取安全系数取安全系数 0 700 70 则 则 u 0 7u 0 7 u umax max 1 3735m s 1 3735m s 0 863m 0 863m 14 3 4 u D VS 为了防止精馏段塔径大于提留段 造成塔的稳定性下降 所以圆整取为了防止精馏段塔径大于提留段 造成塔的稳定性下降 所以圆整取 D D 1 0m 1 0m 塔截面积塔截面积 A AT T 0 7854 0 7854 m m2 2 1 4 D 空塔气速空塔气速 u u V VS S A AT T 1 186m s 1 186m s 3 3 溢流装置的确定溢流装置的确定 38 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 直径小于效率高 塔板结构简单 加工方便 直径小于 2 2m2 2m 的塔中广泛使用 工业中应的塔中广泛使用 工业中应 用最广的降液管是弓形降液管 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 综合考虑各方面因素 本设计体系采用单溢流 弓形降液管 堰长堰长 l lw w 塔径塔径 D 1 0mD 1 0m 堰长堰长 l lw w 0 7D 0 7m 0 7D 0 7m 出口堰高出口堰高 h hw w h h1 1 h how ow L L l l W W 2 5 2 5 0 00173 3600 0 7 0 00173 3600 0 72 5 2 5 15 192 15 192 l l W W D D 0 70 7 查流体收缩系数图得 查流体收缩系数图得 E 1 03 E 1 03 m l L Eh w s ow 01241 0 7 0 36000017 0 025 1 1084 2 1084 2 3 2 3 3 2 3 h h w w h hl l h how ow 0 06 0 01241 0 04759 0 06 0 01241 0 04759 m m 降液管的宽度降液管的宽度 与降液管的面积与降液管的面积 d W f A 由由 l lW W D 0 7 D 0 7 查图得查得查图得查得 0 14 0 14 0 088 0 088 d W D f T A A W Wd d 0 14 1 0 14m 0 14 1 0 14m A Af f 0 088 0 7854 0 069115m 0 088 0 7854 0 069115m2 2 液体在降液管中停留时间液体在降液管中停留时间 39 A Af f H HT T L Ls s 0 069115 0 4 0 00173 15 0 069115 0 4 0 00173 15 979s 5s979s 5s 故降液管设计合适故降液管设计合适 降液管底隙高度降液管底隙高度 h h0 0 降液管底隙高度是指降液管下端与塔降液管底隙高度是指降液管下端与塔 板间的距离 以板间的距离 以表示 表示 H Ho o的大小应在的大小应在 o h 20 25mm20 25mm 之间 降液管底隙高度应低于出口堰高度之间 降液管底隙高度应低于出口堰高度 h hw w h ho o 6mm 6mm 才能保证降才能保证降 W h 液管底端有良好的液封 工程上液管底端有良好的液封 工程上 h ho o一般取一般取 20 25mm20 25mm 本次设计中取 本次设计中取 22mm22mm h hW W h h0 0 0 04759 0 022 25 59mm 6mm 0 04759 0 022 25 59mm 6mm 故降液管底隙高度设计合理 故降液管底隙高度设计合理 c c 安定区与边缘区的确定安定区与边缘区的确定 取安定区宽度取安定区宽度 W WS S 0 07m 0 07m 边缘区宽度边缘区宽度 W WC C 0 04m 0 04m 弓形降液管宽度弓形降液管宽度 W Wd d 0 14m 0 14m d d 鼓泡区间阀孔数的确定以及排列鼓泡区间阀孔数的确定以及排列 采用采用 F F1 1型重阀 孔径为型重阀 孔径为 39mm39mm 取阀孔动能因子取阀孔动能因子 F FO O 10 10 孔速孔速 u uo o 10 0 836 10 0 836 0 5 0 5 10 937m s 10 937m s V m F 浮阀数浮阀数 40 n n 0 9312 0 9312 1 4 3 14159 0 0391 4 3 14159 0 0392 2 10 937 10 937 71 27 73 71 27 73 个个 2 4 s V d u 有效传质区面积有效传质区面积 根据公式 根据公式 2221 2sin 180 a x Ax RxR R 其中 其中 R R 0 46m 0 46m 2 c D W x x 0 29m 0 29m 2 d D WWs A Aa a 0 49563m 0 49563m2 2 塔板的布置塔板的布置 因因 D 800mmD 800mm 故塔板采用分块式 查表的塔块分为故塔板采用分块式 查表的塔块分为 3 3 块块 采用等腰三角形叉排 浮阀塔阀孔直径取采用等腰三角形叉排 浮阀塔阀孔直径取 d 39mm d 39mm 阀孔按等腰三角形排列 如阀孔按等腰三角形排列 如 下图下图 阀孔的排列 阀孔的排列 第一排阀孔中心距第一排阀孔中心距 t t 为为 75mm75mm 各排阀孔中心线间的距离 各排阀孔中心线间的距离 t t 可取可取 65mm 80mm 100mm 65mm 80mm 100mm 41 经过精确绘图 得知 当经过精确绘图 得知 当 t 80mmt 80mm 时 阀孔数时 阀孔数 N N实际 实际 69 69 个个 按按 N 69N 69 重新核算孔速及阀孔动能因数 重新核算孔速及阀孔动能因数 孔速孔速 u u0 0 V VS S 1 41 4 d d2 2 N N 11 297m s11 297m s F F0 0 u uo o V M V M 0 5 0 5 10 329 10 329 阀孔动能因数变化不大 仍在阀孔动能因数变化不大 仍在 9 9 1212 范围内 范围内 开孔率开孔率 空塔气速空塔气速 u u V VS S A AT T 1 186m s 1 186m s 开孔率开孔率 u u u uo o 1 186 1 186 11 297 100 10 498 11 297 100 10 498 5 10 498 14 5 10 498 11 297m s 11 586m s 11 297m s 2 5 34 2 V c L u h g h hc c 5 34 u 5 34 u0 0 2 2 V V 2g 2g L L 5 34 11 586 5 34 11 5862 2 0 836 2 9 81 920 307 0 836 2 9 81 920 307 0 0332m 0 0332m 液柱液柱 42 液层阻力液层阻力 h h1 1 取板上液层充气程度因数取板上液层充气程度因数 0 5 0 5 则则 h h1 1 h hW W h hOW OW 0 5 0 06 0 030 5 0 06 0 03 m m 液柱