甲醇水体系浮阀精馏塔的设计样本

资料内容仅供您学习参考，如有不当之处，请联系改正或者删除。合肥学院Hefei食品工程原理课程设计题目:甲醇-水溶液连续精馏塔设计系别:生物与环境工程系专业:_食品科学与工程学号:090206姓名:吴启指导教师:胡庆国老师10月14日目录第一章中英文概要…………………51.1塔设备的类型……………………51.2板式塔与填料塔的比较及选型…………………51.2.1板式塔与填料塔的比较…………………51.2.2塔设备的选型…………6第二章概述………………………62.1设计依据……………………72.2技术来源……………………82.3设计内容……………………8第三章塔的工艺计算……………93.1工艺过程…………93.1.1物料衡算…………………93.1.2最小回流比及操作回流比的确定………93.1.3精馏段和提馏段操作线的确定…………113.1.4理论及实际塔板数的确定………………113.1.5塔的结构设计……………123.1.5.1精馏塔塔径的计算……………173.1.5.2精馏塔有效高度的计算………193.2塔板主要工艺尺寸的计算……………………193.2.1溢流装置计算……………203.2.2降液管……………………203.2.2.1降液管高度和截面积…………203.2.2.2降液管底隙高度………………213.2.3塔板布置…………………213.2.3.1塔板的分块……………………213.2.3.2边缘区宽度确定………………223.2.3.3开孔区面积计算………………243.2.3.4浮阀塔计算及其排列…………………253.3流体力学演算………………………263.3.1气体经过浮塔塔板降…………263.3.2漏液验算………………273.3.3液泛验算………………283.3.4雾沫夹带验算…………283.3.5液体在降液管内的停留时间…………28第四章操作性能负荷图……………304.4.1气相负荷下限线…………304.4.2过量雾沫夹带线…………304.4.3液相负荷下限线………304.4.4液泛负荷上限线………304.4.5液泛线…………………304.4.6操作性能负荷图……………31第五章各接管尺寸的确定………315.1进料管………………315.2回流液………………325.3塔顶上升蒸汽管……………………325.4塔釜出料管…………325.5冷凝水管……………32第六章辅助设备的计算及选型………336.1冷凝器的热负荷……………………336.2再沸器的热负荷……………………33第七章结果计算一览表………………34第八章工艺流程图……………………35第九章板式塔的结构与附属设备……………………359.1塔体结构……………………35第十章泵的选用………………………36心得体会…………………37附录…………………37参考文献……………39致谢…………………39第一章中英文概要设计一座连续浮阀塔,经过对原料,产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算,工艺设计和附属设备结果选型设计,完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。首先根据设计任务,确定操作条件。比如:操作压力的确定、进料状态等的确定。然后设计工艺流程草图。根据确定的方案,确定具体的参数,即一个完整的设计就初步的确定了。最后计算塔的工艺尺寸、浮阀的流体力学演算、塔板的负荷性能,最后根据计算选择合适的辅助设备。Thedesignofacontinuousdistillationvalvecolumn,inthematerial,productrequirementsandthemainphysicalparametersandtodeterminethesize,processdesignandselectionofequipmentanddesignresults,completionofthecarbinol-waterdistillationprocessandequipmentdesigntheme.Atfirst,accordingtothedesigningtasktodeterminetheconductionoftheoperation,forexample,determinethepowerontheoperation,thestateoffeeding,thedraftofthedistillationprocess.Onthebasisoftheprogram,determiningthespecificparamiters,thenthewholedesigncanbedetermined.Atlast,designtheprocesssizeofthetower,theloadingcapabilityofthetowerboard,thenchoosetheauxiliaryepuipmentaccordingtothedesign.1.1塔设备的类型塔设备是化工,石油化工,生物化工,制药等生产过程中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式,可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板,气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层,进行传质与传热。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。1.2板式塔与填料塔的比较及选型1.2.1板式塔与填料塔的比较=1\*GB2⑴生产能力单位塔截面积上,填料塔的生产能力一般均高于板式塔。⑵分离效率研究表明,在减压,常压和低压操作下,填料塔的分离效率明显低于板式塔,在高压操作下,板式塔的分离效率略优于填料塔的。⑶压力降一般情况下,板式塔的每个理论级压降约在0.4~1.1kPa,填料塔约为0.01~0.27kPa,一般,板式塔的压降高于填料塔5倍左右。压降低不但能降低操作费用,节约能耗。对于精馏过程,可使塔釜温度降低,有利于热敏性物系的分离。⑷操作弹性填料塔的操作弹性取决于塔内件的设计,而板式塔的操作弹性则受到塔板液泛,液沫夹带及降液管能力的限制,一般操作弹性较小。⑸结构、制造及造价等一般来说,填料塔的结构较板式塔简单,故制造,维修也较为方面,但填料塔的造价一般高于板式塔1.2.2塔设备的选型工业上,塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。传统的设计中,蒸馏过程多选用板式塔,而吸收过程多选用填料塔。概述甲醇在工业,医药,民用等方面,都有很广泛的应用,是一种很重要的原料。在很多方面,要求甲醇有不同的纯度,有时要求纯度很高,甚至是无水甲醇,这是很有困难的,因为甲醇极具挥发性,因此,想得到高纯度的甲醇很困难。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,塔内装有若干层塔板和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。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用,由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点,已成为国内应用最广泛的塔形,特别是在石油,化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式,但最常见的是F1型和V-4型。F1型浮阀的结构简单,制造方便,节省材料,性能良好,广泛应用在化工及炼油生产中,现已列入部颁标准(JB168-68)内,F1型浮阀又分轻阀和重阀两种,但一般情况下都采用重阀,只有处理量大且要求压强降很低的系统中,采用轻阀。浮阀塔具有下列优点:1,生产能力大。2,操作弹性大。3,塔板效率高。4,气体压强降及液面落差较小。5,塔的造价低。浮阀塔不宜处理宜结焦或黏度大的系统,但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统,浮阀塔也能正常操作。2.1设计依据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)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。一般来说,常压精馏最为简单经济,若物料无特殊要求,应尽量在常压先操作。加压操作可提高平衡温度,有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用,或能够使用较便宜的冷却剂,减少冷凝,冷却费用。在相同的塔径下,适当提高操作压力还可提高塔的处理能力,但增加塔压,也提高了再沸器的温度,而且相对挥发度也有所下降。降低操作压力,组分的相对挥发度增大,有利于分离。减压操作降低了平衡温度,这样能够使用较低温位的加热剂。但降低压力也导致塔径增大和塔顶蒸汽冷凝温度降低,且必须使用抽真空的设备,增加了相应的设备和操作费用。故我们采用塔顶压力为常压进行操作。(2)进料状况进料状态有多种,但一般都是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。另外,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。但泡点进料需预热,热耗很大。在此次设计中,我们选用30°(3)加热方式精馏塔一般设置再沸器,采用间接蒸汽加热,以提供足够的能量,若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物,往往可采用直接蒸汽加热方式,即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。这样操作费用和设备费用均可降低。但在塔顶轻组分回收率一定时,由于蒸汽冷凝水的稀释作用,使残液轻组分浓度降低,所需塔板数略有增加。综合考虑,我们采用间接蒸汽加热的方式(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,一般进入再沸器的能量仅有5%左右被有效利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的,但其能位较低,不可能直接用来做塔釜的热源,但可用作低温热源,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。另外,经过蒸馏系统的合理设置,也可取得节能的效果。例如,可采用设置中间再沸器和中间冷凝器的流程。2.2技术来源当前,精馏塔的设计方法以严格计算为主,也有一些简化的模型,可是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的,我们此次所做的计算也采用严格计算法。2.3设计内容食品工程原理课程设计任务书一、设计题目甲醇-水溶液连续精馏塔设计二、设计任务及操作条件1.设计任务生产能力(进料量)17500吨/年操作周期7920小时/年进料组成30%(质量分率,下同)塔顶产品组成92.5%塔底产品组成1.0%2.操作条件操作压力塔顶为常压进料热状态泡点进料加热方式间接蒸汽3.填料的选择自选4.厂址合肥三、设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.生产条件确定和说明3.塔体工艺尺寸设计(1)塔径的确定(2)填料层高度的确定(3)填料层压降的计算4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.工艺流程图及填料精馏塔主体设备图7.设计评述第三章塔的工艺计算3.1工艺过程3.1.1物料衡算MF=32.04*0.1942+18.015*(1-0.1942)=20.74g/molMD=32.04*0.874=18,015*(1-0.874)=30.27g/mol原料处理量F=17500/(330*24*20.74)=106.54kmol/hη=XD*D/(XF*F)=99%则可得:D=23.44kmol/hF=D+W∴W=F-D=83.1kmol/hXF*F=XD*D+W*Xw∴Xw=(XF*F-XD*D)/W=(0.1942*106.54-0.874*23.44)/83.1=0.002449F106.54kmol/hXF0.1942D23.44kmol/hXD0.874W83.1kmol/hXw0.0024493.1.2最小回流比及操作回流比的确定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CH3OH32.040337.85K176.15Kb.常压下甲醇和水的气液平衡表(t—x—y)tXytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.752.确定回流比根据甲醇—水气液平衡组成表和相对挥发度公式,。计算得α=4.83,∴平衡线方程为:y=EQ\F(αx,1+(α-1)x)=4.83x/(1+3.83x)xF=(0.3/32.04)/(0.3/32.04+0.7/18.015)=0.1942xD=(0.925/32.04)/(0.925/32.04+0.075/18.015)=0.874泡点进料因此xq=xF=0.1942,带入平衡线方程得yq=0.5379∴Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)=(0.874-0.5379)/(0.5379-0.1942)=0.9779则R=1.6Rmin=1.6*0.9779=1.56463.1.3精馏段和提馏段操作线的确定精馏段操作线方程:y=EQ\F(R,R+1)x+EQ\F(XD,R+1)=0.6101x+0.3408提馏段操作线方程为:=2.3824x-0.0033853.1.4理论及实际塔板数的确定1.理论塔板数作图如下理论塔板数图理论需要10块板也可计算如下:由上而下逐板计算,自X0=0.874开始到X首次低于XF=0.1942时止操作线上的点平衡线上的点(X0=0.874,Y1=0.874)(X1=0.5895,Y1=0.874)(X1=0.5895,Y2=0.7005)(X2=0.3263,Y2=0.7005)(X2=0.3263,Y3=0.5399)(X3=0.1955,Y1=0.5399)(X3=0.1955,Y4=0.4601)(X4=0.1450,Y4=0.4601)因为X4时首次出现Xi<Xq故第4块理论版为加料版,精馏段共有3块理论板。提馏段理论板数已知X4=0.1450,由上而下计算,直到X首次越过Xw=0.002449时为止。操作线上的点平衡线上的点(X4=0.1450,Y5=0.3421)(X5=0.09719,Y5=0.3421)(X5=0.09719,Y6=0.2282)(X6=0.05768,Y6=0.2282)(X6=0.05768,Y7=0.1340)(X7=0.03104,Y7=0.1340)(X7=0.03104,Y8=0.07056)(X8=0.01547,Y8=0.07056)(X8=0.01547,Y9=0.03347)(X9=0.007119,Y9=0.03347)(X9=0.007119,Y10=0.01358)(X10=0.002842,Y10=0.01358)(X10=0.002842,Y11=0.003386)(X11=0.0007029,Y11=003386)由于到X11首次出现X<Xw,故总理论板数不足11块∴总的理论板数NT=10+(X10-Xw)/(X10-X11)=10.184(包括再沸器)理论进料板NF=4(第四块)2.实际塔板数根据相平衡数据表差得tD=66.9°C,tw=99.98因此精馏平均操作温度74.45°C总平均温度t=(66.9+99.98)/2=83.44该温度下水的粘度为0.3436mpa·s,甲醇粘度为0.277mpa·s(化学化工物性数据手册P12、P575)μm=0.1942*0.277+(1-0.1942)*0.3436=0.3307mpa·sET=0.17-0.616lgμm=0.46603实际塔板数Np=NT/ET=10.184/0.46603=21.85=22块精馏段:3/0.46603=6.437=7块提馏段:7.184/0.46603=15.415=16块提馏段不算塔釜:16-1=15块3.1.5塔的结构设计1.原料液塔顶和塔底产品的平均摩尔质量MF=32.04*0.1942+18.015*(1-0.1942)=20.74g/molMD=32.04*0.874=18,015*(1-0.874)=30.27g/mol原料处理量F=17500/(330*24*20.74)=106.54kmol/hη=XD*D/(XF*F)=99%则可得:D=23.44kmol/hF=D+W∴W=F-D=83.1kmol/hXF*F=XD*D+W*Xw∴Xw=(XF*F-XD*D)/W=(0.1942*106.54-0.874*23.44)/83.1=0.002449F106.54kmol/hXF0.1942D23.44kmol/hXD0.874W83.1kmol/hXw0.0024492.塔的气液相负荷精馏液相流量L=RD=1.5646*23.44=36.674kmol/h精馏气相流量V=(R+1)D=(1.5646+1)*23.44=60.114kmol/h提馏气相流量V’=V=60.114kmol/h提馏液相流量L’=L+F=36.674+106.54=143.214kmol/h3.操作压力设单板压力为0.7kpa进料板压力:PF=101.33+0.7*7=106.23kpa精馏段平均压力:Pm=(101.33+106.23)/2=103.78kpa塔釜板压力:Pw=101.33+0.7*23=117.43kpa提馏段平均压力:Pm’=(117.43+106.23)/2=111.83kpa4.操作温度根据相平衡数据表差得tD=66.9°C,tw=99.98因此精馏平均操作温度74.45°C总平均温度t=(66.9+99.98)/2=83.445.平均摩尔质量计算(1)塔顶平均分子量Y1=0.0.874,X1=0.5895,MVDM=0.874×32.04+(1-0.874)×18.015=30.2729gMLDM=0.5895×32.04+(1-0.5895)×18.015=26.2827g(2)加料板上一块塔板平均摩尔质量:X3=0.1955,Y3=0.5399MVFM=0.5399×32.04+(1-0.5399)×18.015=25.59gMLFM=0.1955×32.04+(1-0.1955)×18.015=20.76g(3)加料板平均分子量:xF=0.1942,yF=0.538MVFM=0.538×32.04+(1-0.538)×18.015=25.56gMLFM=0.1942×32.04+(1-0.1942)×18.015=20.74g(4)塔底平均分子量:xw=0.002449,yw=0.01172MVWM=0.01172×32.04+(1-0.01172)×18.015=18.179gMLWM=0.002449×32.04+(1-0.002449)×18.015=18.049∴精馏段平均摩尔质量:MVm=(MVDm+MVFm)/2=(30.272+25.59)/2=27.931kg/kmolMLm=(MLDm+MLFm)/2=(26.2827+20.76)/2=23.5214kg/kmol提馏段平均摩尔质量:MVm=(MVDm+MVFm)/2=(25.56+18.179)/2=21.87kg/kmolMLm=(MLDm+MLFm)/2=(20.74+18.049)/2=19.39kg/kmol6.平均密度(1)气相密度精馏段:ρV,M=P×MVM/RT精=103.78×27.931/[8.314×(273.15+74.45)]=1.00302kg提馏段:ρV,M’=P’×MVM’/RT提=111.83×21.87/[8.314×(273.15+90.99)]=0.8078kg(2)液相密度精馏段①塔顶,tD=66.9℃水的密度为977.81kg/m甲醇的密度为749.25kg/m【1】(化学化工物性数据手册P3、P559)ρLDm=1/(0.874/749.25+0.126/977.81)=771.9866kg/m②进料板上:Xf=0.1942,温度为82Ρ甲醇=732.32kg/m3,ρ水=970.455kg∴WAf==0.1942×32.04/[0.1942×32.04+(1-0.1942)×18.015]=0.3000又∵1/ρLF,M=0.3000/732.32+(1-0.3000)/970.455∴ρLF,M=884.198kg/m精馏段平均液相密度:ρL,M精=(771.9866+884.198)/2=828.0923kg/m提馏段tw=99.98°水的密度为958.38kg/m甲醇的密度为712kg/m∴WA=0.002449*32.04/[0.002449*32.04+(1-0.002449)*18.015]=0.004347ρLw=1/[0.004347/712+(1-0.004347)/958.38]=956.94kg/mρL=(884.198+956.94)/2=920.569kg/m7.液体表面张力温度℃66.98299.98甲醇mN/m16.18514.81612.80水mN/m64.3662.3158.91【2】(化学化工物性数据手册P15、P580)(1)精馏段①塔顶,tD=66.9℃xDб水=64.36mN/m,б甲醇=16.185mN/mбm,D=0.874×64.36+(1-0.874)×16.185=58.29mN/m②进料板上:Xf=0.1942,82℃时,б水=62.31mN/m,б甲醇=14.816mбm,F=0.1942×62.31+(1-0.1942)×14.816=24.039mN/m∴бm,精=(58.29+24.039)/2=41.1645mN/m(2)提馏段塔底:Xw=0.002449tw=99.98℃时,б水=58.91mN/m,б甲醇=бm,W=0.002449×58.91+0.997551×12.80=12.913mN/m∴бm,提=(24.039+12.913)/2=18.476mN/m8.液体粘度μL,m温度℃66.98299.98甲醇mPa·s0.31050.27210.228水Pa·s0.42330.34780.2838【3】(化学化工物性数据手册P12、P575)(1)精馏段查表得:66.9℃时,∴μL,D=0.874×0.3105+0.126×0.4223=0.82℃时,∴μL,F=0.1942×0.2721+(1-0.1942)×0.3478=0.3331m∴μL,m精=(0.3274+0.3331)/2=0.3289mPa·s(2)提馏段塔底:Xw=0.00244999.98℃时,∴μL,W=0.002449×0.228+(1-0.002449)×0.2838=0.∴μL,m提=(0.3331+0.2837)/2=0.3084mPa·s(3)气液相负荷L=RD=1.5646×23.44=36.674kmol/hV=(R+1)D=(1.5646+1)×23.44=60.114kmol/hL’=L+F=36.674kmol/h+106.54kmol/h=143.214kmol/hV’=V=60.114kmol/hVS=VMVM/(3600ρVM)=(60.114×27.93)/(3600×1.00302)=0.465m3LS=LMLM/(3600ρLM)=(36.674×23.5214)/(3600×828.0923)=0.0002894m3VS’=V’MVM’/(3600ρVM’)=(60.114×21.87)/(3600×0.8078)=0.4521m3LS’=L’MLM’/(3600ρLM’)=(143.214×19.39)/(3600×920.569)=0.0008379m33.1.5.1塔径的计算精馏段汽、液相体积流率为:LS=0.0003157VS=0.465m3欲求塔径应先求出u,而u＝安全系数×umax式中:横坐标的数值为:(Ls/Vs)(ρL/ρv)0.5=0.02参考有关资料,根据塔板间距与塔径的关系【4】(常见化工单元设备的设计P116)初选板间距=0.25m,取板上液层高度h1=0.故分离空间HT-h1=0.25-0.05=0.根据以上数值,由史密斯关联图查得,C20=0.04史密斯关联图【5】(化工原理实验及课程设计P145)由公式C=校正得C=0.05739Umax=C=0.05739×[(828.0923-1.00302)/1.00302]0.5=1.648m/s取安全系数0.70,则u=0.70umax=1.1536m故D==[(4×0.465)/(3.14×1.1536)]0.5=0.7166m因此圆整取D=0.7m∴塔截面积:AT=πD*D/4=0.3847空塔气速u=VS/AT=1.2089m/su/umax=1.2089/1.648=0.7336安全系数变化不大,设计合理3.1.5.2精馏塔有效高度精馏段有效高度的计算:Z精=(N精-1)*HT=(7-1)*0.25=1.5m提馏段有效高度的计算:Z提=(N提-1)*HT=(16-1)*0.25=3.75m小塔径不用开人孔因此塔的有效高度为Z=1.5+3.75=5.25m3.2塔板主要工艺尺寸的计算3.2.1溢流装置计算单溢流又称直径流,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。①溢流堰长lw=0.66D=0.②出口堰高hw选用平直堰,堰上液层高度由下式计算E一般取1液流收缩系数计算图【6】(化工原理实验及课程设计P147)则how=0.004884m,又∵h1=∴hw=h1-how=0.05-0.004884=0.04512m3.2.2降液管3.2.2.1降液管的宽度与降液管的面积弓形降液管参数图【7】(化工原理实验及课程设计P148)∵lW/D=0.66,查得=0.124,=0.0722∴Wd=0.124×0.7=0.0868m,Af=0.0722×0.3847=依下式验算液体在降液管中的停留时间:精馏段:0.02778*0.25/0.0002894=23.998s>5s提馏段:0.02778*0.25/0.0008379=8.2886>5s说明设计合理3.2.2.2降液管底隙高度h0取液体经过降液管底隙的流速u0=0.08m/sh0=Ls/(lw*u0)=0.0002894/(0.462*0.08)=0.00783mhw-h0=0.04512-0.00783=0.03729m=32.79mm>6mm设计合理3.2.3塔板布置3.2.3.1塔板的分块由于D较小因此不需采用分块式【8】(常见化工单元设备的设计P111)DN/mmD1/mmAt/m2Lw/mmWd/mmlw/DAf/cm2Af/At7006680.384467.689.50.66276.80.07193.2.3.2边缘区宽度确定边缘区宽度示意图【9】(常见化工单元设备的设计P105)取安定区宽度Ws=0.07m,边缘区宽度Wc=0.04m弓形降液管宽度Wd=0.0868m采用F1型重阀,孔径0.039mm,质量34g,取阀孔动能因子F0=9.5【10】(常见化工单元设备的设计P107)【11】(常见化工单元设备的设计P107)3.2.3.3开孔区面积计算有效传质区:根据公式:其中:R==0.35-0.04=0.31mx==0.35-0.1568=0.1932m∴=0.22293.2.3.4浮阀塔计算及其排列(1)孔速uo==9.5/(1.00302)0.5=9.4857m/s(2)浮阀数:n==0.465/(1/4×3.14×0.0392×9.4857)=41.05=42(个)(3)阀孔排列实际浮阀数如图采用等腰三角形顺排法孔中心距0.075m5*8=40个气体经过阀孔的实际速度u0=VS/(π×1/4×d2×N)=9.7363m/s实际动能因子F0=uo×(ρV,M)0.5=9.751阀孔动能因数变化不大,仍在9～12范围内。(4)开孔率=u/u0=1.2089/9.7363*100%=12.42%3.3流体力学演算3.3.1.气体经过浮阀塔板的压降①干板阻力:浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,cU0,c=(73.1/ρV,M)(1/1.825)=10.4859m/s>9.7363m/s∴=5.34×1.00302×10.48592/(2×828.0923×9.81)=0.03625m②液层阻力【12】(常见化工单元设备的设计P125)Fa=ua*ρv0.5ua=Vs/(At-Af)=0.465/(0.3847-0.02778)=1.3028因此Fa=1.3048,查得充气系数=0.609,有:h1’=×h1=0.609×0.05=0.03045③液体表面张力所造成阻力,此项能够忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为:hp=0.03625+0.03045=0.0667m∴常板压降=0.0667×828.0923×9.81=541.8432Pa<640Pa,符合设计要求。3.3.2漏液验算气体经过阀孔的实际速度u0=VS/(π×1/4×d2×N)=9.7363m/s实际动能因子F0=uo×(ρV,M)0.5=9.751>6阀孔动能因数变化不大,仍在9～12范围内。3.3.3淹塔(液泛校核)为防止淹塔现象的发生,要求控制降液管的清液层高度Hd<=0.5(Ht+hw)Hd=hp+hl+hd与气体经过塔板的压降相当的液柱高度hp=0.0667m液体经过降液管的压头损失hd不没入堰口,因此hd=0.153[Ls/(lw*ho)]2=0.00097922m3)板上清液层高度Hd=0.0667+0.05+0.00097922=0.11768m0.5*(0.25+0.04512)=0.14756>Hd符合防止淹塔的条件3.3.4雾沫夹带验算泛点率=100%lL=D-2Wd=1-20.0868=0.5264mAb=AT-2Af=0.3847-20.02778=0.32914式中:lL——板上液体流经长度,m;Ab——板上液流面积,m2;CF——泛点负荷系数,由图查得泛点负荷系数取0.07K——特性系数,查下表,取1.0.3.3.5液体在降液管中的停留时间依下式验算液体在降液管中的停留时间:精馏段:0.02778*0.25/0.0002894=23.998s>5s提馏段:0.02778*0.25/0.0008379=8.2886>5s说明设计合理【13】(化工设备的选择与工艺设计P150)物性系数K系统物性系数K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)1.00.90.850.730.600.30【14】(化工单元过程及设备课程设计P171)泛点率=71.18%<75%第四章操作性能负荷图4.1气相负荷下限4.2过量雾沫夹带线F1=取F1=75%化简得到:Vs=0.4961-20.55Ls雾沫夹带线Lsm3/s0.0010.005Vsm3/s0.47560.39344.3液相负荷下限取how=0.006作下限条件可求得Lsmin=0.00039414.4液相负荷上限Lsmax=Af*Ht/5=0.02778*0.25/5=0.001389m3/s4.5液泛线可求得0.14756=0.14456Vs2+11691.8694Ls2+0.07274+1.796Ls2/30.07482=0.14456Vs2+11691.8694Ls2+1.796Ls2/34.6操作性能负荷图各接管尺寸确定5.1进料管泡点进料,72.7°C,ρA=757.9005Kg/m3,ρB=976Kg/m故ρf=1/(0.3/757.9005+0.7/976)=898,44Kg/m3进料体积流量:Vsf=FMf/ρf=106.54*20.738/(898.44*3600)=0.000683m3取适宜的输送速度uf=2.0m/s,故d=(4V/πu)0.5=0.02086m经圆整选取热轧无缝钢管化工单元过程及设备课程设计P376(GB8163-87),规格:φ25×2mm公称直径20mm实际管内流速:u=4*0.000683/(3.14*0.021*0.021)=1.973m/s5.2回流液管回流液体积流量:Vsl=LMl/ρl=36.674*23.5214/828.0923=0.000314利用液体的重力进行回流,取适宜的回流速度uL=0.5m/s那么d=0.02828m/s经圆整选取热轧无缝钢管,规格:φ32×2mm公称直径25mm实际管内流速:u=4*0.000314/(3.14*0.028*0.028)=0.5102m/s5.3塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量:Vsv=WMv/ρv=83.1*27.931/(1.00302*3600)=0.643取适宜速度uV=20m/s,那么d=0.2042m经圆整选取无缝钢管,规格:φ219×6mm公称直径200mm实际管内流速:u=19.116m/s5.4塔釜出料管釜残液的体积流量:取适宜的输送速度uw=1.5m/s则d=0.0经圆整选取热轧无缝钢管,规格:Φ25mm2mm公称直径20mm实际管内流速:u=1.30734m5.5冷凝水管冷凝水进口温度为12℃水的物性数据:ρ=999.4kg/m3,μ=1.2363,冷凝水质量流率,取流速为1.6m/s管径选取Φ194×12mm热轧无缝钢管实际流速为u=1.556m/s第六章辅助设备的计算及选型6.1冷凝器热负荷按泡点回流设计,即饱和蒸汽冷凝且饱和回流,采用30℃的水作为冷却剂,逆流操作,则Q=Wr1r1=VMVDr查液体的汽化潜热图,可知塔顶温度66.9℃甲醇汽化潜热:rA=35.425KJ/mol水的汽化潜热:rB=42.113KJ/mol(化学化工物性数据手册P609、P42)r1=∑rixi=35.425×0.874+(1-0.874)×42.113=36.268KJ/Kmol故Q=83.1×36268/3600=837.186KJ/s又由于Q=KAΔtm则Δtm=[(66.9-30)-(66.9-50)]/ln[(66.9-30)/(66.9-50)]=25.612选择K=750J/s·(m2·K)因此A=Q/(ΔtmK)=837.186*1000/(25.612*750)=43.583m6.2再沸器热负荷采用饱和水蒸气间接加热,逆流操作,则Q=Wh2r2查得塔釜温度82℃甲醇汽化潜热rA=33.797KJ/mol水的汽化潜热:rB=41.441KJ/molr2=∑rixi=33.797×0.002449+(1-0.002449)×41.441=41.422KJ/mol故Q=(L′-W)Mflr=(143.2144-83.1)×1000×41.422/3600=708.381KJ/s又由于Q=KAΔtmΔtm=[(82-66.90)-(99.98-82)]/ln[(82-66.9)/(99.98-82)]=16.498选择K=800J/s·(m2·K)因此A=708.381*1000/(16.498*800)=53.672m第七章结果计算一览表浮阀塔工艺设计结果项目数值及说明备注塔径D/m0.7属于小塔板间距HT/m0.25塔板型式单溢流弓形降液管空塔气速u/(m/s)1.2098堰长lw/m0.462堰高hw/m0.04512板上液层高度hL/m0.05降液管底隙高度h0/m0.00783浮阀个数N/个40等腰三角形顺排阀孔气速u0/(m/s)9.7363阀孔动能因子F09.7510临界阀孔气速u0c/(m/s)10.4859孔心距t/m0.075排间距t’/m0.065单板压降△P/pa700液体在降液管内停留时间23.998s降液管内清液层高度Hd/m0.11768泛点率%71.18第八章工艺流程图第九章板式塔的结构与附属设备9.1塔体结构(1)塔顶空间取=1.5HT=1.5*0.25=0.375m(2)塔底空间=0.5m(3)塔底依存储量停留5s(4)塔底液面至最下层塔板间留有0.5m间距故塔底空间取0.5m(5)人孔小塔径不开人孔(6)塔高取裙座高度H3=1mH=Z+HD+HB+HF+H1+H2+H3=5.25+0.375+0.5+0.4+0.175+0.025+1=7第十章泵的选用在进料口加料时,本设计采用换热器加热原料进料口高度为:H=10.925-Z精-0.6-HF-H1=10.925-1.5-0.6-0.6-1=7.225进料密度:进料密度=甲醇密度×0.3+水密度×0.7=732.0×0.3+968.5×0.7=897.55kg/m3由Qm,v=Qm,h/进料密度=143.214*19.39(kg/h)/897.55(kg/m3)=3.094m3则液体在泵里的流速为U=Qm,v/(π×R2进料口)=3.094/(3600*3.14*0.021*0.021)=0.6207m/sRe=duρ/υ=(0.15×0.6207×897.55)/(0.6×10-3)=139277＞4000因此液体在管中的流动形式为湍流。∑Hf=Hf+H’f=[λ(∑li+∑lei)/d+∑ξi](U2/2g)选择泵的型号为:流量为12.5m3/h,扬程为12.5m心得体会进行了整整两周的化工原理课程设计终于告一段落,对我自己而言两周的辛勤劳动是收获颇丰的。总结于下:对化工设计有了比较深刻的认识,在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行了计算,而对参数之间的相互关联缺乏认识。平常的学习总会有题设的条件,省去了我们很多劳动,但在设计中大量用到了物性数据是我们需要自己去查取的。我学会了去互联网上查取这些数据,如在中科院过程工程研究所的数据库中就有许多我们所需要的数据。设计中我学会了离开老师进行自主学习,参看多本指导书,还查阅了一些图书馆中的资料。刚开始的时候真的是完全没有方向,直到用了两周的时间慢慢的把这份设计做出来,这样的设计让我从中获得了一些自信,觉得专业还是学了不少东西的,至少学会了一种研究的方法,将来工作中或学习遇到了什么困难或从未接触过的领域,我也不再会感到畏惧。因为我已经有了一定的自主研究的能力,我能经过自学慢慢的将问题化解。设计帮助我更好的熟悉了WORD、EXCEL、CAD的操作。平常天天用电脑上网,进行些娱乐活动,真正这些实用的软件却触碰的很少,虽然以前有学过但隔的时间也比较久了,大多都淡忘了。设计教会了我耐心,很多地方都是需要先假设数据,再验算,不符合时再调整数据重新进行验算。很多地方我都不得不重复的算上好几遍,而且大量繁琐的计算要求我必须克服毛躁的毛病,计算必须准确到位才能更快的完成设计任务。附录:标注:【1】(化学化工物性数据手册P3、P559)【2】(化学化工物性数据手册P15、P580)【3】(化学化工物性数据手册P12、P575)【4】(常见化工单元设备的设计P116)【5】(化工原理实验及课程设计P145)【6】(化工原理实验及课程设计P147)【7】(化工原理实验及课程设计P148)【8】(常见化工单元设备的设计P111)【9】(常见化工单元设备的设计P105)【10】(常见化工单元设备的设计P107)【11】(常见化工单元设备的设计P107)【12】(常见化工单元设备的设计P125)【13】(化工设备的选择与工艺设计P150)【14】(化工单元过程及设备课程设计P171)符号说明:英文字母Aa----塔板的开孔区面积,m2