化工原理课程设计-浮阀塔设计

设计条件:常压：p=1atm处理量：50000t/y进料组成：x馏出液组成：x釜液组成：xw塔顶全凝器：泡点回流每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强：4kPa加热方式：间接加热第一章塔板工艺计算基础物性数据表1-1苯、甲苯的粘度温度℃020406080100120苯0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228表1-2苯、甲苯的密度温度℃020406080100120苯--877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0表1-3苯、甲苯的表面张力温度℃020406080100120苯31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34表1-4苯、甲苯的摩尔定比热容温度℃050100150苯72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6表1-5苯、甲苯的汽化潜热温度℃20406080100120苯431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯412.7402.1391.0379.4367.1354.22物料衡算塔的物料衡算（1）苯的摩尔质量：甲苯的摩尔质量：=（2）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 塔顶易挥发组分质量分数xd=0.96 釜底易挥发组分质量分数xw=0.02原料液易挥发组分质量分数xf=0.4料液流量F=50000*1000/(330*24)=6313.13kg/h=80.82kmol/h 由公式：F=D+W，Fxf=Dxd 代入数值有： 塔顶产品(馏出液)流量D=45.12kmol/h； 釜底产品(釜液)流量W=35.70kmol/h。分段物料衡算根据相平衡曲线，泡点进料时q=1有xe Rmin由梯形图可知,全回流下最少理论板Nmin=有理论板得捷算法有根据兰吉利图,选取不同的R值,计算R-Rmin/(R+1)曲率变化最大的点是在R=2.15，N=14.49≈15处，即理论板是NT＝所以精馏段液相质量流量L=RD=2.15*45.12=97kmol/h，精馏段气相质量流量V=R+1D=3.15*45.12=精馏段操作线方程yn+1=R*xnR+1+xd因为泡点进料，所以进料热状态q=1，所以，提馏段液相质量流量L'=L+qF=177.8kmol/h，提馏段气相质量流量V'=V-(1-q)F＝142.13kmol/h，所以，提馏段操作线方程yn+1=L'*xn/V'-Wx画出的梯形图如下：总板数NT=13-1=12,，进料板为第7块理论板计算用逐板法计算理论板塔板数由于泡点进料q=1，xq第一块板上升蒸汽组成，y1从第一块板下降的液体组成x1=y1/(2.43-1.43y依次反复计算有y2=0.9454y3=0.9147y4=0.8720y5=0.8178y6=0.7566y7=0.6959y8=0.6431x则从第九块板起，用提馏段操作方程计算y9=0.2892y10=0.0935y11=0.0224x11因为釜底间接加热，所以总共需要理论板数是11-1=10块，第8块进料，精馏段是7块，提馏段是3块。实际塔板数计算根据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度μa(mPa.s)＝0.2854，

甲苯在泡点是的黏度μb(mPa.s)＝0.2629,平均粘度μav=μa*xF+μb*(1-x塔顶及塔底平均温度tm=(72.3+98.6)/2=85.45，此温度对应的粘度是苯α1=0.3112mPa.s，α2=0.2556mPa.s，平均相对挥发度α=（α1+根据《化学化工理课程设计》柴诚敬P8的公式有:总板效率ET=0.17-0.616㏒μ实际板数Ne=NTET=12/0.5175=精馏板实际板数NTD提馏板实际板数N3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算平均摩尔质量的计算平均摩尔质量塔顶XD=Y1=0.966，通过上图拟合处理相平衡曲线,得出x1MVDm=0.966×78.11+MLDm进料板XMVFmM塔釜XW=0.0064，YWMVWmMLWm精馏段平均摩尔质量MVm1=（MLm1 提馏段平均摩尔质量MVm2 MLm2=（操作压强操作压强PD取每层塔板压降∆P=0.7kPa，进料板压强PF=105.3+塔底压强PW=105.3+24×0.7=1精馏段平均操作压力：Pm1提馏段平均操作压力：Pm2操作温度lgPa*=6.02232-1206.350/(t+220.237)安托尼方程lgPb*=6.07826-1343.943/(t+219.377)安托尼方程xA=(P-PB*)/(由安托尼方程试差得出：当xA=0.44时，假设t=92.6℃,PB*=58.9431当xA=0.966时，假设t=78.5℃,PB*=36.8572kPa,P当xA=0.024时，假设t=110.63℃,PB*=101.3426kPa，Pt=92.6℃是进料口的温度，t=78.5℃是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，t=110.63℃是釜液需被加热的温度。精馏段平均温度tm1=(92.6+78.5)⁄2=85.55℃提馏段平均温度tm2=(92.6+110.63)⁄2=101.62℃平均密度计算气相平均密度计算精馏段气相密度：ρVM1=Pm1液相平均密度依据下式计算：1ρ塔顶液相平均温度：tD=78.5℃，由内差法得出ρ ρ2=811.27kg/mρLDm=1（0.960816.45 对于进料板，tF=92.6℃，由图解法求理论板用内差法得出ρ1ρ2=797.57kg/m3， ρLFm= 对于塔底，tW=110.63℃，由内差法得出ρρ2=779.7532kg/m3ρLWm=1（0.0204779.7542 精馏段平均密度ρLm1=ρLDm 提馏段平均密度ρLm2=ρLWm液体表面张力计算 液体表面张力σσ 由tD=78.5 σLA=21.4483× σL 由tF=σLA=19.7507×σL由tW=110.63σLA=17.632×σL精馏段平均表面张力：σL提馏段平均表面张力：σL精馏塔工艺尺寸计算塔径计算精馏段气液相体积流率为精馏段Vs1=V×MVM1/3600×ρVM1=142.13×80.983600×2.97Ls1=V×MLM1/3600×ρLM1=97×82.863600×807.42提馏段Vs2=V×MVM2/3600×ρVM2=142.13×87.573600×3.31 Ls2=L×MLM2/3600×ρLM2=97×89.263600×789.23精馏塔塔径计算根据《化学化工理课程设计》柴诚敬P83得到以下公式：μmax=C·ρ负荷系数C值可由smith关联图求取，依据下式校正查出负荷系数，即C=C20(σ图的横坐标LSV选板间距HT=0.45m，取板上液层高度故H查表得C20=C=C20(σ20μmax=C·ρ取安全系数0.7，空塔气速μ=0.6*μmax=0.7*1.376=0.963塔径D=4VS按标准圆整为D＝1.2m提馏段塔径计算LSVS(ρLρ选板间距HT=0.45m，取板上液层高度故H查表得C20C=C20(σ20μmax=C·ρL-ρV取安全系数0.7，空塔气速μ=0.7*μmax=0.7*1.077=0.754塔径D=4VS按标准圆整为D=1.4m。按上述精馏段和提馏段塔径计算，可知全塔塔径为D=1.4m，塔截面积为AT=πD2/4=1.539m2精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为Z精=提馏段有效高度为 Z提 在进料板上方开一人孔，其高度取0.8m， 故精馏塔有效高度为： Z=Z精塔板主要工艺尺寸计算溢流装置计算因塔径D=1.4，可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下：溢流堰长取堰长为0.66D,即=0.66*1.4=0.924m，溢流堰堰高hw根据《化学化工理课程设计》柴诚敬P87，平直堰按下式计算=2.841000E由上图，取E=1.0时，则=2.84*10-3*1*(3600*0.00280.924)取板上清液层高度=0.06m,则=0.06-0.0143=0.0457m降液管宽度Wd和降液管面积由lwWdD=0.124,AWdAf=0.0722A 计算液体在降液管中停留时间 Θ1=3600AfHT/Lh1=AfHT/L 故降液管底隙高度设计合理。降液管底隙高度取液体通过降液管底隙流速为0.11m/s，依据《化工原理课程设计》柴诚敬P88有公式计算降液管底隙高度h0，h0=Ls1hw1-h故降液管底隙高度设计合理>选用凹形受液盘，深度hw浮阀数目、浮阀排列及塔板布置塔板分块本设计塔径为D=1.4m，因D≥800mm，故塔板采用分块式，由依据《化工原理课程设计》柴诚敬P88可知，塔板板面分为4部分。边缘区宽度确定取Ws开孔区面积计算Aa=2(xr其中：X=D/2-Wdr=D/2-Wc=1.4/2-0.035=则Aa=2(0.46140.6652浮阀数计算及其排列预先选取阀孔动能因子F0=10,由F0=uu0=F0ρv孔径取d0每层塔板上浮阀个数为：N=Vsπ4d02浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式排列，中心距取为75mm,固定底边尺寸为65mm。则设计条件下的阀孔气速为 u0=VsN阀孔动能因数为 F0=u0ρ 所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~12的合理范围内，故此阀孔实排数适用。开孔率φ=A0AT=N(d0D)2此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。塔板流体力学验算计算气相通过浮阀塔板的静压头降h每层塔板静压头降可按式hP=h计算干板静压头降h由UC=1.U0C= U0≥U0C，可用 hC=5.34*5.872计算塔板上含气液层静压头降h由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数ε0=0.5，已知板上液层高度hL=计算液体表面张力所造成的静压力降h由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降hhf换算成单板压降∆Pf=降液管中清液层高度H式Hd=计算气相通过一层塔板的静压头降h前已计算hf计算溢流堰（外堰）高度hh液体通过降液管的静压头降h因不设进口堰，所以可用式hd=式中Ls=0.0028m2/s，LW=0.924m，hd=0.153塔板上液面落差∆h由于浮阀塔板上液面落差很小，所以可忽略堰上液流高度h前以求出how因此Hd=h为了防止液泛，根据《化工原理课程设计》柴诚敬P92有式Hd≤φHTφH从而知Hd=0.127m≤φ液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于3~5s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计θ=A可见，所夹带气体可以释出。计算雾沫夹带量雾沫夹带量e判断雾沫夹带量ev是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率F1F1塔板上液体流程长度 ZL=D-2Wd=1.4-2*0.1736= 塔板上液流面积 Ap=苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为及为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。严重漏夜校核当阀孔的动能因数低于5时将会发生严重漏液，前面已计算F0精馏段塔板负荷性能图雾沫夹带上限线对于苯—甲苯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)所对应的泛点率F1(亦为上限值)，利用式和便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率F1=0.8依上式有 整理得0.0608V 即Vs=2.204-23.55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Vs=2.204-23.55L0.0010.0030.0050.007V2.18052.13342.08632.0392液泛线由式，，联立。即式中，，板上液层静压头降从式知，表示板上液层高度，所以板上 液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可用式则式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系式中各参数已知或已计算出，即d0=0.04m,U整理后便可得Vs与LsL0.0010.0030.0050.007V2.40452.30722.21042.1029用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(2)。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,即液相负荷上限，于是可得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)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量，(V'_s)min=Nπ4d02F0ρv=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，该线为与气相流量无关的竖直线。2.841000E(3600Lh（Ls）min=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).所的负荷性能图如下：Vmin=0.539操作弹性=VmaxVmin小结从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vmax=2.106m操作弹性=Vmax塔板的这一操作弹性在合理的范围(3～5)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。第二章塔附件设计接管进料管进管结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：取，Vs=0.0028mD=4*0.0028/(3.1416*1.6)回流管采用直管回流管，取d塔底出料管取，直管出料d塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速D塔底进气管采用直管取气速，则D=D筒体和封头筒体δ=壁厚选6mm,选用材质为A封头本样封设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1400mm，可查得曲面高,直边高度，内表面积，容积。选用封头，JB1154-73。除沫器在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速u=k'ρL-=0.107*807.42-2.97 除沫器直径D=4V选取不锈钢除沫器类型：标准型；规格：40-100；材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni19Ti）；丝网尺寸：圆丝φ0.23裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径≥800m,故裙座壁厚取16mm基础环内径：基础环外径：经圆整后裙座取，；基础环厚度考虑到腐蚀余量去1.2m；考虑到再沸器，裙座高度取2.2m，地脚螺栓直径取M22。人孔孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔10~20块板才设一个孔，本塔中共24块板，需设置2个人孔，每个人孔直径为450mm，板间距为600mm,裙座上应开2个人孔，直径为450mm，人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。塔总高度的设计塔顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5minHB=(tLs'塔立体高度H==浮阀塔的工艺设计计算结果汇总表项目内容数值或说明备注塔径D/m1.40板间距HT/m 0.45塔板形式单溢流