版權(quán)說明:本文檔由用戶提供并上傳,收益歸屬內(nèi)容提供方,若內(nèi)容存在侵權(quán),請進(jìn)行舉報或認(rèn)領(lǐng)
文檔簡介
1、廣 州 大 學(xué) 化工原理課程設(shè)計書專 業(yè): 化學(xué)工程與工藝 班 級: 10精工 學(xué) 生: 許哲淳 學(xué) 號: 1005200014 完成時間: 2012年1月1日指導(dǎo)老師: 尚小琴老師化工原理課程設(shè)計任務(wù)書班級 10精工 姓名 許哲淳 學(xué)號 1005200014 設(shè)計題目:苯-甲苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計一、設(shè)計任務(wù):試設(shè)計一連續(xù)浮閥精餾塔以分離苯-甲苯混合物。具體工藝參數(shù)如下:1、原料處理量:年處理 76000 噸苯-甲苯混合液體。2、原料液中苯含量: 27.5 %(質(zhì)量)。3、產(chǎn)品要求:餾出液中的苯含量為 97 %(質(zhì)量)。 釜液中的苯含量不高于 2 %(質(zhì)量)。設(shè)備的年運行時間平均為300天。二、
2、設(shè)計條件:2。2、操作壓力:常壓。3、進(jìn)料狀況: 泡點進(jìn)料 。4、冷卻水進(jìn)口溫度: 25 ,出口溫度自定。5、塔板形式:浮閥塔板。三、應(yīng)完成的工作量:1、確定全套精餾裝置的流程,繪制工藝流程示意圖,標(biāo)明所需的設(shè)備、管線及有關(guān)控制或觀測所需的主要儀表與裝置。2、精餾塔的工藝設(shè)計,塔的結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計。3、輔助裝置的設(shè)計和選型;估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積;。4、編寫設(shè)計說明書一份。5、繪制精餾塔的裝配圖一張(一號圖紙)。目錄 前言···········
3、3;·································4 設(shè)計說明···············
4、3;·························7(1) 設(shè)計方案的確定······················
5、3;······10 1.操作壓力(加壓、常壓、減壓)··························10 2.進(jìn)料方式(熱狀況)············&
6、#183;·····················10 3.加熱方式(直接或間接)·························
7、83;·····10········································ 11···
8、3;······························ 11···················&
9、#183;················11·································
10、;·······13(2) 精餾塔的工藝設(shè)計計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計·············14 1.原始液:苯甲苯的混合物·······················
11、3;···14····································· 14·········
12、;····························15·····················
13、83;·····20····································· 23······
14、3;····················· 24····························&
15、#183;·······35··································39·······
16、83;·······························43前言精餾的基本原理是根據(jù)各液體在混合液中的揮發(fā)度不同,采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。在現(xiàn)代的工業(yè)生產(chǎn)中已經(jīng)廣泛地應(yīng)用于物系的分離、提純、制備等領(lǐng)域,并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和
17、填料塔,而板式塔的塔板類型主要有泡罩塔板、浮閥塔板、篩板塔板、舌形塔板、網(wǎng)孔塔板、垂直塔板等等, 精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別,是在塔兩端同時提供純度較高的液相和氣相回流,為精餾過程提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流,使在相同理論板的條件下,為精餾實現(xiàn)高純度的分離時,始終能保證一定的傳質(zhì)推動力。所以,只要理論板足夠多,回流足夠大時,在塔頂可能得到高純度的輕組分產(chǎn)品,而在塔底獲得高純度的重組分產(chǎn)品。精餾廣泛應(yīng)用于石油,化工,輕工等工業(yè)生產(chǎn)中,是液體混合物分離中首選分離方法。板式塔(浮閥塔板)的設(shè)計,包括設(shè)計方案的確定及流程說明(確定全套精餾裝置的流程,繪出流程示意圖),塔的工藝計算(物料
18、衡算確定理論塔板數(shù)和實際塔板數(shù)),塔和塔板主要設(shè)備的工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計計算,輔助設(shè)備的選型與計算,設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計參數(shù)一覽表,對本設(shè)計的評述或有關(guān)問題的分析討論等六個內(nèi)容。,在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體,易揮發(fā)。苯比水密度低,密度為0.88g/ml,但其分子質(zhì)量比水重。苯難溶于水,1升水中最多溶解1.7g苯;但苯是一種良好的有機(jī)溶劑,溶解有機(jī)分子和一些非極性的無機(jī)分子的能力很強。 甲苯是最簡單,最重要的芳烴化合物之一。在空氣中,甲苯只能不完全燃燒,火焰呈黃色。甲苯的熔點為-95 ,沸點為111 。甲苯帶有一種特殊的芳香味(與苯的氣味類似),在常溫常壓下是一種無色透明,清澈如
19、水的液體,密度為0866克厘米3,對光有很強的折射作用(折射率:1,4961)。甲苯幾乎不溶于水(0,52 g/l),但可以和二硫化碳,酒精,乙醚以任意比例混溶,在氯仿,丙酮和大多數(shù)其他常用有機(jī)溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0,6 mPa s,也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kJ/kg,閃點為4 ,燃點為535 。 由于在常壓下,苯和甲苯的相對揮發(fā)度有很大的差異,故可以通過精餾的方式分離苯和甲苯的混合溶液,達(dá)到要求的分離目的。 精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系,總稱為精餾裝置,其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類,通稱塔設(shè)備,和其他傳質(zhì)過程一樣,精餾塔對塔設(shè)
20、備的要求大致如下: 1:生產(chǎn)能力大:即單位塔截面大的氣液相流率,不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。 2:效率高:氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸,具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 3:流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時阻力降小,可以節(jié)省動力費用,在減壓操作是時,易于達(dá)到所要求的真空度。4:有一定的操作彈性:當(dāng)氣液相流率有一定波動時,兩相均能維持正常的流動,而且不會使效率發(fā)生較大的變化。5:結(jié)構(gòu)簡單,造價低,安裝檢修方便。6:能滿足某些工藝的特性:腐蝕性,熱敏性,起泡性等。本方案主要是采用浮閥塔。浮閥塔是在塔盤上開閥孔,安裝能上下浮動的閥件(固定閥除外)。由于浮閥塔板的氣體流通面積能隨氣體負(fù)荷變動自動調(diào)節(jié),因而
21、能在較寬的氣體負(fù)荷下保持穩(wěn)定操作,同時氣體在浮閥上由水平方向吹出,汽液接觸時間長,霧沫夾帶少,具有良好的操作彈性和較高的塔板效率,在工業(yè)中得到較為廣泛的應(yīng)用。而浮閥塔的優(yōu)點正是: 1 生產(chǎn)能力大,由于塔板上浮閥安排比較緊湊,其開孔面積大于泡罩塔板,生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%,與篩板塔接近。 2 操作彈性大,由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化,因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動范圍比篩板塔,泡罩塔都大。3 塔板效率高,由于上升氣體從水平方向吹入液層,故氣液接觸時間較長,而霧沫夾帶量小,塔板效率高。4 氣體壓降及液面落差小,因氣液流過浮閥塔板時阻力較小,使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。5
22、塔的造價較低,浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%,但是比篩板塔高 20%30。但是,浮閥塔的抗腐蝕性較高(防止浮閥銹死在塔板上),所以一般采用不銹鋼作成,致使浮閥造價昂貴,推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展,各種新型填料,高效率塔板的不斷被研制出來,浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 近幾十年來,人們對浮閥塔的研究越來越深入,生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富,積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整,因此設(shè)計選用浮閥塔比較合適。設(shè)計說明共14個表格,16張圖表格表1 物料衡算結(jié)果表2 苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)表4 苯、甲苯的Antoine常數(shù)表5 苯,甲苯的飽和蒸汽壓表6 塔的工藝條件
23、及物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果表7 精餾段和提餾段氣液負(fù)荷計算結(jié)果表8 物性系數(shù)K表9 霧沫夾帶線取點表10 液泛線取點表11 冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷表12 塔各接管及材料表13 塔間距與塔徑的關(guān)系表 14 塔體計算結(jié)果表15 筒體的設(shè)計參數(shù)表16設(shè)計結(jié)果匯總附表1常壓下苯甲苯的氣熱平衡數(shù)據(jù)表附表2苯和甲苯的物理性質(zhì)附表3苯和甲苯的液相密度附表4液體表面張力附表5液體黏度附表6液體汽化熱圖圖1精餾操作流程 圖2精餾工藝流程圖圖3全凝器內(nèi)物流流程圖圖4再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程圖5設(shè)計思路流程圖圖6苯-甲苯的氣液平衡圖圖7理論塔板數(shù)圖8 史密斯關(guān)聯(lián)圖圖9 精餾段和提餾段閥孔數(shù)圖10 泛點負(fù)荷系數(shù)圖1
24、1精餾段操作性能圖圖12 提餾段操作性能圖圖13 全塔能量衡算圖圖14 封頭符號說明英文字母Aa塔板上鼓泡區(qū)面積,m2;Ab板上液流面積,m2;Af降液管截面積,m2;AT塔截面積,m2;C操作條件下的負(fù)荷系數(shù),無因次;CF泛點負(fù)荷系數(shù),無因次;C20當(dāng)液體表面張力為20 mNm時,計算umax的負(fù)荷系數(shù),無因次;do閥孔直徑,m;D塔徑,m;餾出液摩爾流量,kmol/hev霧沫夾帶量,kg液kg氣E液流收縮系數(shù),無因次;ET總板效率(全塔效率),無因次;Fo氣相動能因數(shù),kg1/2(s·m1/2);g重力加速度,ms2;hl進(jìn)口堰與降液管間的水平距離,m;hc與干板壓強降相當(dāng)?shù)囊褐?/p>
25、高度,m液柱;hd與液體經(jīng)過降液管時的壓強降相當(dāng)?shù)囊褐叨?,m液柱;h1與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?,m液柱;hL板上清液層高度,m;hn齒形堰的齒深,mho降液管的底隙高度,m;hOW堰上液層高度,m;hW出口堰高度,m;Hd降液管內(nèi)清液層高度,m;HT板距,m;K物性系數(shù),無因次;lW堰長,M;L液體摩爾流量,kmol/hLh液體流量,m3h;Ls液體流量,m3s;NP實際板層數(shù);NT理論板層數(shù);P壓強降,Pa;R鼓泡區(qū)半徑,m,或回流比,無因次;t孔心距,m;t排間距,m;u空塔氣速,m/s;umax極限空塔速度(液泛速度),m/s:uo閥孔氣速,m/s;uoc臨界孔速,m/s;uo降液
26、管底隙處液體流速,m/s;Vh氣體流量,m3hVs氣體流量,m3s:Wc邊緣無效區(qū)寬度,m;Wd弓形降液管寬度,m;Ws破沫區(qū)寬度,m;x液相中易揮發(fā)的摩爾組成;或鼓泡區(qū)1/2的寬度,m;y氣相摩爾組成;Z板式塔的有效高度,m;希臘字母o板上液層充氣系數(shù),無因次;液體在降液管內(nèi)停留時間,s;粘度,mPa·s;l液體密度,kg/m3v氣體密度,kg/m3液體的表面張力,mNm或Nm;計算液泛時的系數(shù),無因次;下標(biāo)D餾出液;F原料液;h小時;s秒;i組分序號;L一液體的;m平均;max最大的;min最小的;n塔板序號;V氣體的。1、 設(shè)計方案的確定 確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程
27、、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計的需要,對某些問題作些闡述。 1.操作壓力(加壓、常壓、減壓) 蒸餾操作通??稍诔?、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時,必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì),兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。例如,采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料,但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加,同時還需要使用抽真空的設(shè)備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料,則應(yīng)在加壓下進(jìn)行蒸餾。當(dāng)物性無特殊要求時,一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下,適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?/p>
28、。有時應(yīng)用加壓蒸餾的原因,則在于提高平衡溫度后,便于利用蒸汽冷凝時的熱量,或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝,從而減少蒸餾的能量消耗。由于苯和甲苯在常壓下有很好的分離效果,而且苯和甲苯也不是難揮發(fā)的物質(zhì),同時也從合理的經(jīng)濟(jì)成本和設(shè)備條件來考慮 2.進(jìn)料方式(熱狀況) 選擇泡點進(jìn)料 進(jìn)料狀態(tài)直接影響塔板數(shù)、塔徑、回流量、塔的熱負(fù)荷等參數(shù)的計算,所以在工藝計算前要首先加以確定。進(jìn)料有多種熱狀態(tài)形式,如冷進(jìn)料、泡點進(jìn)料點液共進(jìn)料、飽和蒸氣進(jìn)料等但一般多采用泡點或接近泡點進(jìn)料,這樣塔的操作較易控制,精餾段與提餾段的塔徑相同,使塔的設(shè)計和制造更簡便。對于泡點進(jìn)料,由于原料與板上液體的溫度相近,因此原料液全
29、部進(jìn)入提餾段,作為提餾段的回流液,這樣較好的提高原料液的分離。另外,也是為了使塔的操作處于穩(wěn)定,不受季節(jié)的影響。 3.加熱方式(直接或間接)選擇間接加熱如果分離的混合溶液為水溶液,且水是難揮發(fā)組分,這選擇直接加熱較好,以省去再廢氣,提高熱能利用率。但是直接加熱時的理論板較間接蒸氣時稍多,同時本次分離溶液的不是水溶液,所以采用間接加熱的方式。 4.熱能利用在精餾裝置中,可采用中間再沸器,由于塔中間液體沸點低于釜液,所以中間再沸器的溫度比塔底再沸器的溫度低,因而可以利用比塔釜熱源溫度低的加熱劑來加熱,降低能量消耗。同樣,也可設(shè)置中間冷凝器,由于塔中蒸氣溫度高于塔頂,所以可回收能位比塔頂更高的熱能。
30、這樣都可以提高精餾塔的熱力學(xué)效率。當(dāng)然,采用上述方式節(jié)能或余熱利用時還需考慮所增加的設(shè)備費用,以及可能給操作帶來的不利影響。 5.靈敏板位置的確定一個正常操作的精餾塔當(dāng)受到某一外界因素的影響的干擾(如回流比、進(jìn)料組成發(fā)生波動等),全塔各板的組成將發(fā)生變動,全塔的溫度分布也將發(fā)生相應(yīng)的變化。因此,有可能用測量溫度的方法預(yù)示塔內(nèi)組成尤其是塔頂餾出液組成的變化。 仔細(xì)考察操作條件變動前后的溫度分布的變化,即可發(fā)現(xiàn)在精餾段或提餾段的某些塔板上,溫度變化最為顯著?;蛘哒f,這些塔板的溫度對外界干擾因素的反映最靈敏,故將這些塔板稱之為靈敏板。將感溫元件安置在靈敏板上可以較早察覺精餾操作所受的干擾;而且靈敏板
31、比較靠近進(jìn)料口,可在塔頂餾出液組成尚未產(chǎn)生變化之前先感受到進(jìn)料參數(shù)的變動并及時采取調(diào)節(jié)手段,以穩(wěn)定餾出液的組成。因此,在設(shè)計過程中根據(jù)不同回流比大小來確定全塔組成分布和溫度分布,畫出以塔板序號為縱坐標(biāo)、溫度變化為橫坐標(biāo)的溫度分布曲線,得到溫度變化最明顯的位置,即為靈敏板位置。 6.精餾流程的確定 苯和甲苯的混合溶液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱到泡點后,送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝后,一部分作為回流,其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷凝器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽向再沸器供熱,塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至貯槽。流程簡圖:圖1精餾操作流程 原料液走向圖:圖2精餾工藝流程圖 全凝器內(nèi)物流的走向:圖3全凝器內(nèi)物流流程圖
32、 再沸器內(nèi)物流的走向:圖4再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程 7.設(shè)計思路 在本次設(shè)計中,我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離,如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離,是精餾塔的基本原理。精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。本設(shè)計采用浮閥式連續(xù)精餾塔,要保持塔的穩(wěn)定性,流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設(shè)置。在這里采用全凝器,可以準(zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。 因為這次設(shè)計采用間接加熱,所以需要再沸器?;亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費用之和最低。在
33、設(shè)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。塔板工藝計算流體力學(xué)驗算塔負(fù)荷性能圖冷凝器與再沸器的選型塔附屬設(shè)備計算 圖5設(shè)計思路流程圖2、 精餾塔的工藝設(shè)計計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計1.原始液:苯甲苯的混合物原料液處理量76000t/年原料液(含苯)2705%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))進(jìn)料溫度泡點進(jìn)料塔頂產(chǎn)品(含苯)9%(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))塔底殘液(含苯)2%(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))操作壓力常壓單板壓降2.塔的物料衡算(1)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分?jǐn)?shù) =(2)平均摩爾質(zhì)量=10×10)×92= ×78+(1-)×92=78.36 kg/kmol×78+(1-0.024)×9291
34、.66 kg/kmol(3)物料衡算總物料衡算 D+W=76000000/(300×24)×76000000/(300×24)聯(lián)合以上二式得:F D W 表1物料衡算結(jié)果項目含苯摩爾分?jǐn)?shù)平均摩爾質(zhì)量kg/kmol進(jìn)料量/(kg/h)產(chǎn)品溜出液量/(kg/h)產(chǎn)品釜液量/(kg/h)塔頂00進(jìn)料00塔釜00表2苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)x0y0(1)根據(jù)苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)做y-x圖圖6苯-甲苯的氣液平衡圖(2)求取最小回流比Rmin 因為是泡點進(jìn)料,在苯和甲苯的yx圖的對角線自點e(0.310 ,0.310)做垂線即為進(jìn)料線(q線),該線和平衡線的交點坐標(biāo)為(0.3
35、10 ,0.5479),此即最小回流比時和操作線與平衡線的交點坐標(biāo),依最小回流比計算式:Rmin(3) 計算平均相對揮發(fā)度表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度/859095100105x0y0查常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)可知:當(dāng)xD 同理:xF =0.310時,xW =0.024時, 苯和甲苯的飽和蒸氣壓可以用Antoine方程求算,即3表4 苯、甲苯的Antoine常數(shù)組分ABC苯甲苯計算,所得數(shù)據(jù)如下:表5 苯,甲苯的飽和蒸汽壓組分飽和蒸汽壓/kpa塔頂進(jìn)料塔釜苯甲苯塔頂 aD進(jìn)料 aF塔底 aW全塔平均相對揮發(fā)度為精餾段平均相對揮發(fā)度提餾段平均相對揮發(fā)度為(4) 最佳回流比的確定Nmin1實際回流比的
36、確定: ×(5) 精餾段和提餾段理論塔板層數(shù)求精餾塔的汽液相負(fù)荷qn,L=R××qn,V=(R+1)×qn,D=(2.886+1)×qn,Lqn,V精餾線操作方程;y=提餾線操作方程;y= 用圖解法作圖求得理論塔板數(shù),由上圖可知,在精餾段一共有8塊塔板,進(jìn)料板在第8圖7理論塔板數(shù)塊板,提餾段有9塊塔板(不包括再沸器)(6) 全塔效率ET根據(jù)奧康奈爾方法: ET2根據(jù)塔頂和塔底液相組成查苯和甲苯的txy圖,求得塔的平均溫度為該溫度下進(jìn)料液相平均黏度為: +(1-0.310)×0.267+(1-0.310)×·S所以E
37、T=應(yīng)指出奧康奈爾方法適用于較老式的工業(yè)塔及試驗塔的總效率關(guān)聯(lián),所以對于新型高效的精餾塔來說,總效率要適當(dāng)提高。本設(shè)計總效率設(shè)為ET =50%(7) 實際塔板數(shù)精餾段 N精8/0.516 取16塊提餾段 N提9/0.518 取18塊4. 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算(1)操作壓力塔頂壓強PD101.3kpa,取每一層塔板的壓強降為,則進(jìn)料壓強PF101.3+16×塔釜壓強PW101.3+26×提餾段的平均操作壓強:Pm(112.5+125.1)/2116kpa(2)溫度tm由前面計算可知:tD tF tw精餾段的平均溫度 tm精= 提餾段的平均溫度 tm提=(3)平均摩爾質(zhì)量
38、Mm塔頂 y10.974 ×78+(1-0.974)× ×78+(1-0.942)×9278.81 kg/kmol進(jìn)料板 0.515 ×78+(1-0.515)× ×78+(1-0.314)×塔釜 0.0473 ×78+(1-0.0473)× ×78+(1-0.0240)×則精餾段的平均摩爾質(zhì)量:提餾段的平均摩爾質(zhì)量(4)平均密度液體密度 pA=815kg/m³ pB=810kg/m³ 依下式 1/+/(a為質(zhì)量分?jǐn)?shù))塔頂 1/進(jìn)料板,有加料板液相組成 p
39、A=795kg/m³ pA=792kg/m³1/0.280/795+(1-0.280)/792 792.84 kg/ pA=783kg/ pB=781kg/塔釜 1/0.02/783+(1-0.02)/781 故精餾段平均液相密度:(814.85+792.84)/2803.85 kg/ 提餾段平均液相密度:(781.04+792.84)/2786.94 kg/氣相密度2.86 kg/(5) 液相表面張力××××19.97=19.78 mN/m××18.41=18.40 mN/m則精餾段平均表面張力為:(21.21+
40、19.82)/220.52 mN/m(19.82+18.38)/219.1 mN/m(6)液體黏度 ·S ·S ·S ·S·S ·S××××0.26=0.257 mpa××0.250=0.249 mpa則精餾段平均液相黏度(0.301+0.257)/20.279 mpa提餾段平均液相黏度 (0.257+0.249)/20.253 mpa 表6 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果項目數(shù)值及說明備注操作壓力/kpa塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段116操作溫度/C塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段液體
41、密度/(kg/m3)塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段氣體密度/(kg/m3)精餾段提餾段液體表面張力/(dyn/cm)塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段液體黏度/mpa塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段5. 氣液負(fù)荷計算由V=L+D L=RD 得V=(R+1)D=(2.866+1)×由于是泡點進(jìn)料 所以q1 ,V×轉(zhuǎn)換為質(zhì)量流量×××83.219670.66 kg/h×89.6321209.15 kg/h轉(zhuǎn)化為體積流量V12784.59/(3600×13806.73/(3600××21209.15/(3600×表7 精餾段
42、和提餾段氣液負(fù)荷計算結(jié)果項目kg/hm3/hm3/sVLV'L'6. 塔和塔板主要工藝尺寸計算(1)塔徑D精餾段的塔徑:空塔氣速 依據(jù) 式中C可由圖61史密斯關(guān)聯(lián)圖查出, 圖8 史密斯關(guān)聯(lián)圖橫坐標(biāo)的數(shù)值取塔板間距HT =0.45m,上層液層高度hL =0.07m,則圖中參數(shù)值 由以上數(shù)據(jù),查圖61得C20,由公式校正得:則 取安全系數(shù)為,空塔氣速×塔徑 提餾段的塔徑:空塔氣速 依據(jù) 式中C可由圖61史密斯關(guān)聯(lián)圖查出,橫坐標(biāo)的數(shù)值 取塔板間距HT,上層液層高度hL,則圖中參數(shù)值 由以上數(shù)據(jù),查圖得C20,由公式校正得: 則 取安全系數(shù)為,空塔氣速max×塔徑
43、所以按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為塔截面積 實際空塔氣速 精餾段:提餾段:精餾段安全系數(shù):在0.6-0.8范圍之間,合適。提餾段安全系數(shù):在0.6-0.8范圍之間,合適 (2)溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平直溢流堰,不設(shè)進(jìn)口堰。各項計算如下溢流堰長 取堰長為0.66D,即 ×1.30.858m出口堰高 采用平直堰,堰上液層高度可由下式算出 近似取E=1,則 弓形降液管和面積用弓形降液管的寬度與面積圖2求取和,因為由圖查得/0.0721 所以××液體在降液管中的停留時間停留時間>5s,故降液管可以使用降液管底隙高度 ?。?)塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動
44、能因子10 ,則孔速為=求取每層塔板上的浮閥數(shù),即 取177個= 取178個取邊緣寬度0.06m,破沫區(qū)寬度為0.1m,計算塔板上的鼓泡區(qū)面積,即 2xR=D/2-X=D/2-(+ =浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距為 t0.075m,估算排間距,即精餾段=提餾段=考慮到塔的直徑較大,必須采用分塊式塔板,而各分塊板的支承與銜接也是要占去一部分鼓泡區(qū)的面積,因此排間距不宜采用0.064m,而應(yīng)該小于此值。故取按t75mm60mm等腰三角形叉排方式作圖圖9 精餾段和提餾段閥孔數(shù)精餾段排得閥數(shù)為151個提餾段排得閥數(shù)為151個按N180個重新核算及閥孔動能因數(shù)精餾段提餾段精餾段=提
45、餾段閥孔動能因數(shù)變化不大,還在9-12范圍內(nèi)。精餾段塔板開孔率0.955/6.8913.9提餾段塔板開孔率0.861/6.5213.9精餾段和提餾段的開孔率都在10%14%之間,兩者都符合要求。(4)塔板流體力學(xué)驗算 氣相通過浮閥塔板的壓強降,可以公式 干板阻力精餾段 m/s提餾段 m/s因為精餾段和提餾段的<,故精餾段×提餾段×板上充氣液層阻力本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液,即液相為碳?xì)浠衔?,可取為充氣系?shù)0.5,所以×液體表面張力所造成的阻力此阻力很小,忽略不計。因此,與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊后w高度為精餾段 提餾段 則精餾段單板壓降
46、5;×9.81552Pa提餾段單板壓降××提餾段和精餾段的單板壓降所以假設(shè)符合要求。(5)淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生,要求控制降液管中清液層高度,(+),可以按公式與氣體通過塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊后w高度:精餾段 提餾段 液體通過降液管的壓頭損失:因不設(shè)進(jìn)口堰,故可以按公式精餾段提餾段板上液層高度:故 精餾段 提餾段 取0.5 又選定了精餾段0.0535m 精餾段0.0407m,則精餾段 (+×提餾段(+×可見<(+),符合防止淹塔的要求。(6) 霧沫夾帶 按公式泛點率×100及泛點率板上液體流徑長度 D-2×板上液流
47、面積 -2×苯和甲苯為正常系統(tǒng),可以按下表取物性K1.0,而且從下圖查泛點負(fù)荷系數(shù)圖10 泛點負(fù)荷系數(shù)表8 物性系數(shù)K精餾段的0.127 提餾段的精餾段的泛點率%泛點率提餾段的泛點率×泛點率根據(jù)兩個泛點公式計算出的泛點率都在80以下,故可知霧沫夾帶量能夠滿足<0.1kg(液)/kg(氣)的要求。7. 塔板負(fù)荷性能圖(1)霧沫夾帶線,按公式泛點率按泛點率為80計算如下精餾段 提餾段 由上式可知道霧沫夾帶線為直線,則在操作范圍內(nèi)任取兩個可作出霧沫夾帶線(1)相應(yīng)的和值表9 霧沫夾帶線取點精餾段Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)提餾段Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)(
48、2) 液泛線 由公式(+)忽略,得(+(1+)由于物系一定,塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定,而且將上式化簡為相應(yīng)的和值表10 液泛線取點精餾段Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)提餾段Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)根據(jù)數(shù)據(jù)作出液泛線(2)(3) 液相負(fù)荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留的時間不低于3-5s。依據(jù)公式,液體在降液管內(nèi)的停留時間為以5s作為液體在降液管中停留時間的下限,則精餾段 提餾段 求出上限液體流量值(常數(shù))。在-圖液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎線(3)(4) 漏液線 對于型重閥,依5計算,則又知道 則 以5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn),則精餾段 提餾段 作出與液相流量無關(guān)
49、的水平漏液線(4)(5) 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度0.006m作為液相負(fù)荷下限條件,依公式取E1,則精餾段 提餾段 分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的(1)(2)(3)(4)(5)條線由塔板負(fù)荷性能圖可以看出:(1)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點p(設(shè)計點),處在適宜操作區(qū)內(nèi)的位置。(2)精餾段氣相負(fù)荷上限是由霧沫夾帶控制,操作下限由漏液控制。提餾段塔板的氣相負(fù)荷上限是由液相負(fù)荷上限控制,操作下限由漏液控制。(3)按照固定的氣液比,由下面兩個圖,可查出精餾段的塔板氣相負(fù)荷上限氣相負(fù)荷下限提餾段的塔板氣相負(fù)荷上限氣相負(fù)荷下限圖11精餾段操作性能圖圖12 提餾段操作性能圖精餾段 操作彈性/提餾段 操作
50、彈性/8. 塔的附屬設(shè)備計算(1) 全塔熱量衡算 通過對精餾塔全塔的熱量衡算以確定再沸器的蒸汽用量,如圖14所示,對精餾塔進(jìn)行全塔的熱量衡算。圖13 全塔能量衡算圖 冷凝器 熱量衡算可知: 冷卻水用量:,水的出口溫度為35,另外已知該溫度下苯的平均比熱容為1900J/(kg. )由管式換熱器總傳熱系數(shù)K可知K800W/(m2.)所以對數(shù)平均溫度差 換熱面積為: 因水和苯兩流體均不發(fā)生相變的傳熱過程,因水的對流傳熱系數(shù)一般較大,且易結(jié)垢,故選擇冷卻水走換熱器管程,苯走殼程。因此查管殼式換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)得:應(yīng)選用JB/T4715的固定管板式換熱器。即其公稱直徑為1000mm、公稱壓強為4.0Mpa的
51、二管程、換熱器面積為289.5m2 的固定板式換熱器。且列管尺寸為19mm,管心距為25mm,列管長度為4500mm,管子總根數(shù)為1148,中心排管數(shù)為38。再沸器 再沸器采用間接蒸汽加熱,加熱蒸汽壓力為0.25Mpa(表壓)全塔熱量衡算得到再沸器的熱負(fù)荷:前面計算得QB×106kJ/h,加熱蒸氣的消耗量可按下式計算,即 時候,加熱后蒸汽的液體;由列管式換熱器總傳熱系數(shù)K可知K600W/(m2.)換熱面積: 查管殼式換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)得: 應(yīng)選用JB/T4715的固定管板式換熱器。即其公稱直徑為1000mm、公稱壓強為4Mpa的二管程、換熱器面積為470.52m2 的固定板式換熱器。且列
52、管尺寸為25=mm,管心距為32mm,管子總根數(shù)為698,中心排管數(shù)為30,列管長度為9000mm。表11 冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷項目進(jìn)入溫度/t流出溫度/t換熱面積熱量負(fù)荷/(kJ/h)全冷凝器355440000冷卻水(塔頂)2535再沸器354980000冷卻水(塔底)25100(2) 確定塔體各接管及材料蒸汽管在常壓下取u=30m/s,以實際精餾段和提餾段最大的來計算查管子規(guī)格表,得蒸汽接管用245mm×12mm的熱軋鋼管回流管82mm查管子規(guī)格表,得回流管用83mm×4mm的熱軋鋼管進(jìn)料管由泵輸入塔內(nèi),取=51mm查管子規(guī)格表,得進(jìn)料管用60mm×4mm的
53、熱軋鋼管塔釜液出口管查管子規(guī)格表,得塔釜液出口管用70mm×4mm的熱軋鋼管進(jìn)入再沸器的氣液混合液入口管112mm查管子規(guī)格表,得再沸器的氣液混合液入口管用121mm×4mm的熱軋鋼管再沸器進(jìn)入塔內(nèi)管選擇臥式再沸器氣化率為50查設(shè)計資料,由于u=1030m/s,取20m/s 則查管子規(guī)格表,得再沸器進(jìn)入塔內(nèi)管用402mm×9mm的熱軋鋼管表12 塔各接管及材料項目公稱直徑/mm壁厚/mm材料蒸氣管2457熱軋鋼管回流管834熱軋鋼管進(jìn)料管544熱軋鋼管塔釜液出口管654熱軋鋼管再沸器的入口管1214熱軋鋼管再沸器進(jìn)入塔內(nèi)管4029熱軋鋼管9. 塔總體構(gòu)型(1)總體
54、結(jié)構(gòu) 精餾塔設(shè)備的總體結(jié)構(gòu)包括:塔體、內(nèi)件(主要包括人孔、平臺、扶梯、吊柱、保溫圈等)、支座、附件(如塔內(nèi)部裝有塔板、降液管及各種物料進(jìn)出口接管,附屬裝置)。其中,塔體是塔設(shè)備的外殼,由等直徑、等壁厚的鋼制圓筒及橢圓封頭的頂蓋構(gòu)成。塔體直徑為1.4m。塔體支座是支撐塔體并與基礎(chǔ)連接的部件,塔體采用裙座支撐。接管用以連接工藝管線,使之與相關(guān)設(shè)備連成封閉的系統(tǒng)。有物料進(jìn)出口接管、進(jìn)排氣接管、側(cè)線進(jìn)出口管,安裝檢修用人孔,手孔接管、各種化工儀表接口等。(2)塔體總高度計算 板間距HT 板間距HT的選定很重要,它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性,以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。塔間距與塔徑之
55、間的關(guān)系,應(yīng)通過流體力學(xué)驗算,權(quán)衡經(jīng)濟(jì)效益,反復(fù)調(diào)整。 板間距HT的大小與液氣和霧沫夾帶有密切關(guān)系。板間距大,可允許氣流速度較高,塔徑可小些;反之,所需的塔徑就要增大。一般來說,取較大的板間距對提高操作彈性有力,安裝檢修方便,但會增加塔的造價。因此HT應(yīng)適當(dāng)選擇。其選擇可參照表10-1塔間距與塔徑的關(guān)系。表13 塔間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/m板間距HT/m200300300350350450450600500800本設(shè)計取HT450mm。所以根據(jù)上表可以知道原設(shè)計值相符。開人孔處板間距HT凡是人孔處板間距HT應(yīng)等于或大于600mm,人孔直徑一般為450550mm。本設(shè)計取500mm。本設(shè)計取HT
56、600mm 人孔數(shù)目S人孔數(shù)目S是根據(jù)物料清潔程度和塔板安裝方便而確定。對于易結(jié)垢,結(jié)焦的物料,因需經(jīng)常清洗,每隔4-6塊塔板就要開一個人孔;對于無需經(jīng)常清洗的清潔物料可每隔8-10塊板設(shè)置一個人孔,若塔板上下都可拆卸,可隔15塊板設(shè)置一個人孔。本設(shè)計每隔9塊板設(shè)計一個人孔,故取人孔數(shù)目為4(不包括塔底和塔底人孔)。進(jìn)料段高度HF進(jìn)料段空間高度HF取決于進(jìn)料口的結(jié)構(gòu)型式和物料狀況,一般HF比HT大,有時要大一倍,為了防止進(jìn)料直沖塔板,常在進(jìn)料口處考慮安裝沖突實施,如防沖板,入口堰,緩沖管等,HF應(yīng)保證這些實施的安裝。本設(shè)計取HF800mm。塔頂空間高度HD塔頂空間高度HD指塔頂?shù)谝粚铀宓剿?/p>
57、封頭的底邊處的距離,其作用是安裝塔板和開人孔的需要,也是氣體中的液滴自由沉降,減少塔頂出口氣體中液滴夾帶,必要時還安裝破沫裝置。塔頂空間高度HD一般取1.01.5m,塔徑大時可適當(dāng)增大。本設(shè)計取HD1.2m1200mm塔底空間高度HB塔底空間高度HB是指塔底最末一層塔板到塔底封頭的底邊處的距離,具有中間貯槽的作用,塔釜料液最好能在塔底有10-15分鐘的儲量,以保證塔底料液不致排完,但若塔的進(jìn)料設(shè)有緩沖時間的容量,則塔頂容量可較小,對于塔底產(chǎn)量大的塔,塔底容量也可取小些,有時僅取3-5分鐘的儲量。對于易結(jié)焦物料,塔底停留時間則應(yīng)按工藝要求而定,HB值可按儲量和塔徑計算。對于本設(shè)計,設(shè)塔釜液停留時
58、間為5min,所以根據(jù)液相流量計算得: 取HB為2300mm總高塔總高度(不包括裙座),由下式計算得: 式中 HD 塔頂空間高度,mm; HT塔板間距,mm;H'T開有人孔的塔板間距,mm;HF進(jìn)料段空間高度,mm;HB塔底空間高度,mm;N實際塔板數(shù);S人孔數(shù)目(不包括塔底和塔底人孔)。所以H=+(N-2-S)+S+=1200+(34-2-4)×450+4×600+800+2300塔體計算結(jié)果匯總表14表 14 塔體計算結(jié)果塔徑mm塔頂空間高度mm塔板間距mm開有人孔的塔板間距mm進(jìn)料段空間高度mm塔底空間高度mm塔 高mm13001200450600800230019300(3)筒體精餾塔可視為內(nèi)壓容器。其各種設(shè)計參數(shù)如下:設(shè)計壓力該精餾塔在常壓下操作,設(shè)計壓力取為MPa設(shè)計溫度該精餾塔塔底采用加熱介質(zhì)為蒸汽,溫度不超過150,因此設(shè)計溫度定為150。許用應(yīng)力該精餾塔筒體采用鋼板卷焊而成,材料選擇Q235-B,根據(jù)GB-3274-1988,查得: 焊縫系數(shù)按照GB150規(guī)定,焊縫系數(shù)主要考慮焊縫形式與對焊縫進(jìn)行無損檢驗長度兩個因素,本設(shè)計采用全焊透對接焊,對焊縫作局部無損探傷,則表15 筒體
溫馨提示
- 1. 本站所有資源如無特殊說明,都需要本地電腦安裝OFFICE2007和PDF閱讀器。圖紙軟件為CAD,CAXA,PROE,UG,SolidWorks等.壓縮文件請下載最新的WinRAR軟件解壓。
- 2. 本站的文檔不包含任何第三方提供的附件圖紙等,如果需要附件,請聯(lián)系上傳者。文件的所有權(quán)益歸上傳用戶所有。
- 3. 本站RAR壓縮包中若帶圖紙,網(wǎng)頁內(nèi)容里面會有圖紙預(yù)覽,若沒有圖紙預(yù)覽就沒有圖紙。
- 4. 未經(jīng)權(quán)益所有人同意不得將文件中的內(nèi)容挪作商業(yè)或盈利用途。
- 5. 人人文庫網(wǎng)僅提供信息存儲空間,僅對用戶上傳內(nèi)容的表現(xiàn)方式做保護(hù)處理,對用戶上傳分享的文檔內(nèi)容本身不做任何修改或編輯,并不能對任何下載內(nèi)容負(fù)責(zé)。
- 6. 下載文件中如有侵權(quán)或不適當(dāng)內(nèi)容,請與我們聯(lián)系,我們立即糾正。
- 7. 本站不保證下載資源的準(zhǔn)確性、安全性和完整性, 同時也不承擔(dān)用戶因使用這些下載資源對自己和他人造成任何形式的傷害或損失。
最新文檔
- 人力資源課程設(shè)計原則
- 手工具用螺絲刀頭相關(guān)項目實施方案
- 數(shù)值孔徑計市場環(huán)境與對策分析
- 2024年監(jiān)護(hù)病房項目提案報告模范
- 2024年打撈船項目申請報告模范
- 皮帶課程設(shè)計
- 生物系學(xué)生解剖課程設(shè)計
- 2023年北京房山區(qū)九年級下學(xué)期一模語文試題及答案
- 壁球拍項目可行性實施報告
- 2024年產(chǎn)后健康項目規(guī)劃申請報告模范
- 安全生產(chǎn)執(zhí)法監(jiān)察作業(yè)培訓(xùn)課件
- 外科學(xué)-第六十二章-脊柱、脊髓損傷課件
- 軟文寫作技巧及軟文范例課件
- 圓明園歷史資料
- 電力基礎(chǔ)知識匯總課件
- 大象版小學(xué)科學(xué)二年級上冊實驗報告單全冊
- 手術(shù)室護(hù)士崗位說明書版
- 物業(yè)服務(wù)中心應(yīng)急處理流程
- 托幼機(jī)構(gòu)兒童常見病疾病管理課件
- DB33T 2363.2-2021 市域(郊)鐵路工程質(zhì)量驗收規(guī)范 第2部分:橋涵工程
- 【知識點解析】拋物線的光學(xué)性質(zhì)及其應(yīng)用
評論
0/150
提交評論