浮阀精馏塔的设计
化工原理课程设计
题 目:浮阀精馏塔的设计
教 学 院:化学与材料工程学院
专 业:07化学工程与工艺(精细化工方向) 学 号:[1**********]
学生姓名:夏海利、王锐、张军、郝全勇 指导教师: 2010年 5 月 20 日
《化工原理课程设计》任务书
2009~2010 学年第2学期
学生姓名: 郝全勇 专业班级:07化学工程与工艺(精细 化工方向) 指导教师:夏贤友、屈媛、陈雪梅、胡燕辉 工作部门:化学工程教研室
一、课程设计题目:浮阀精馏塔的设计
二、课程设计内容(含技术指标)
1. 工艺条件与数据
原料液量1500kg/h,含苯40%(质量分数,下同),乙苯60%;馏出液含苯97%,残液含苯2%;泡点进料;料液可视为理想溶液。 2. 操作条件
常压操作;回流液温度为塔顶蒸汽的露点;间接蒸汽加热,加热蒸汽压力为5kgf/cm²(绝对压力);冷却水进口温度30℃,出口温度为45℃;设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。
3. 设计内容
① 物料衡算、热量衡算; ② 塔板数、塔径计算;
③ 溢流装置、塔盘设计; ④ 流体力学计算、负荷性能图。
三、进度安排
1.5月6日:分配任务;
2.5月6日-5月14日:查询资料、初步设计; 3.5月15日-5月21日:设计计算,完成报告。
四、基本要求
1. 设计计算书1份:设计说明书是将本设计进行综合介绍和说明。设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点,列出设计主要技术数据,对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果,对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。
设计说明书应附有带控制点的工艺流程图,塔结构简图。
设计说明书具体包括以下内容:封面;目录;绪论;工艺流程、设备及操作条件;塔工艺和设备设计计算;塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算;设计结果概览;附录;参考文献等。
2. 图纸1套:包括工艺流程图(3号图纸) 和精馏塔装配总图(1号图纸) 。
教研室主任签名:
年 月 日
目录
一. 1.1绪论„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„1
1.2工艺流程草图及说明„„„„„„„„„„„„„„„„„„1
二. 原料性„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„1
2.1苯和乙苯的物理质„„„„„„„„„„„„„„„„„„„1 2.2 苯和乙苯的饱和蒸压„„„„„„„„„„„„„„„„„„„2
三. 精馏塔工艺计„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„3
3.1塔的物料衡算及塔板数定„„„„„„„„„„„„„„„„„3
3.1.1全塔物料衡„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„3 3.1.2相对挥发度 的计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„4 3.1.3平衡线,q 线,精馏段操作线,提馏段操作线方程的确定„„„„„„5
3.2塔的工艺条件及物性数据算„„„„„„„„„„„„„„„„6
3.2.1. 物性数据„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6 3.2.2精馏段工艺条件„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6 3.2. 3提馏段工艺条件„„„„„„„„„„„„„„„„„„„6
3.3塔板数的计算(捷算法)„„„„„„„„„„„„„„„„7
3.3.1塔板设计选用数据„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„7 3.3.2理论板数的计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„7 3.3.3实际塔板数计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8
3.4.浮阀塔板工艺尺寸的确定与计算„„„„„„„„„„„„8
3.4. 1塔高的计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„9 3. 4. 2塔径D „„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„9 3.4.3 降液管及溢流堰尺寸„„„„„„„„„„„„„„„„„„11 3. 4. 4 浮阀数及排列方式„„„„„„„„„„„„„„„„„„12
3.5塔板流动性能的校核„„„„„„„„„„„„„„„„„„13
3. 5. 1液沫夹带量校核„„„„„„„„„„„„„„„„„„13 3. 5. 2塔板阻力h f 计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„14
3.5.3 降液管液泛校核„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„15 3.5.4液体在降液管内停留时间校核„„„„„„„„„„„„„16 3.5.5严重液漏校核„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„16
3.6 塔板负荷性能图„„„„„„„„„„„„„„„„„„16
3.6.1 过量液沫夹带线关系式„„„„„„„„„„„„„„„„16 3.6.2 液相下限线关系式„„„„„„„„„„„„„„„„„„17 3. 6. 3 严重漏液线关系式„„„„„„„„„„„„„„„„„17 3.6.4相上限线关系式„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„17 3.6.5液泛线关系式„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„18
四.辅助设备设计„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„19
4.1塔的主要接管„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„19
4.1.1塔顶蒸气出口管径„„„„„„„„„„„„„„„„„„19 4. 1. 2回流液管径„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„20 4. 1. 3进料管„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„20
4. 1. 4出料管„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„20
4.1.5饱和水蒸气管径„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„21 4. 1. 6仪表接管„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„21
4.2辅助设备的选择„„„„„„„„„„„„„„„„„„21
4. 2. 1 冷凝器„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„21 4. 2. 2 再沸器„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„22 4. 2. 3 泵„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„22
4.3 热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„22
4. 3. 1塔顶冷凝器的热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„22 4.3.2塔底再沸器的热量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„23
五. 设计结果一览表„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„23
5.1浮阀塔工艺设计计算结果„„„„„„„„„„„„„„„23 5.2主要符号说明„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„24
六. 参考文献„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„26
1.1绪论
在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门,塔设备是一种重要的单元操作设备。它的应用面广,量大。据统计,塔设备无论其投资费用还是所消耗的钢材重量,在整个过程设备中所占的比例都相当高。塔设备的作用是实现气(汽)—液相或液—液相之间的充分接触,从而达到相际间进行传质及传热的目的,塔设备广泛用于蒸馏,吸收,介吸(气提),萃取,气体的洗涤,增湿及冷却等单元操作中,它的操作性能好坏,对整个装置的生产,产品产量,质量,成本以及环境保护,“三废”处理等都有较大的影响。
浮阀塔因具有优异的综合性能,在设计和选用塔型时常被首选的板式塔。优点:①生产能力大,比泡罩塔提高20%——40%;②操作弹性大,在较宽的气相负荷范围内,塔板效率变化较小,其操作弹性较筛板塔有较大的改善;③塔板效率较高,因为它的气液接触状态较好,且气体沿水平方向吹入液层,雾沫夹带较小;④塔板结构及安装较泡罩塔简单,重量较轻,制造费用低,仅为泡罩塔的60%——80%左右。其缺点:①在气速较低时,仍有塔板漏液,故低气速时板效率有所下降;②浮阀阀片有卡死吹脱的可能,这会导致操作运转及检修的困难;③塔板压力降较大,妨碍了它在高气相负荷及真空塔中的应用。
1.2 流程示意图
流程示意图 : 冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→乙苯 ↑↓回流
原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓
再沸器← → 塔底产品冷却器→苯的储罐→乙苯
二. 原料物性
2.1苯和乙苯的物理性质
3
表2-5 液体气化热г(Kj/Kg)
2.2 苯和乙苯的饱和蒸汽压
饱和蒸汽压为P *,而苯和乙苯的饱和蒸汽压可用Antoire 方程计算, 即㏑P *=A-B T +C
其中P * 单位为mmHg,T 单位为K 。
苯和乙苯Antoire 常数如表2-6
表2-6 苯和乙苯Antoire 常数
三. 精馏塔工艺设计
3.1塔的物料衡算及塔板数的确定
3.1.1全塔物料衡算
进料液中苯的质量分数为40%,乙苯的质量分数为60%,苯的摩尔质量为78.11Kg/Kmol, 乙苯的摩尔质量为106.16 Kg/Kmol,进料中苯的摩尔分数为47.54%,乙苯的摩尔分数为52.46%。 进料液的平均摩尔质量
M
F
=0. 4754⨯78. 11+0. 5246⨯106. 16=92. 8(Kg /Kmol )
F =1500÷92. 8=16. 164(Kg /Kmol )
由公式F=D+W和F ⨯x F =D⨯x D +W⨯x W
式中 F──原料流量, Kmol/h;
D──塔顶产品(馏出液)流量, Kmol/h; W── 塔底产品(釜液)流量,Kmol/h; x F ──原料中易挥发组分的摩尔分数; x D ──馏出液中易挥发组分的摩尔分数; x W ──釜液中易挥发组分的摩尔分数。 原料液及塔顶,塔底产品的平均摩尔质量
0.4
x F =
=0.4754 0.40.6
+
78.11106.16
0.97
x D =
78.11=0.978 0.970.03
+
78.11106.16
0. 02
x W =
78. 11
=0. 027
0. 020. 98
+
78. 11106. 16
M F =0.4754⨯78.11+(1-0.4754)⨯106.16=92.8 (Kg/Km ol)
M D =0.978⨯78.11+(1-0.978)⨯106.16=78.727( Kg/Kmol) M W =0.027⨯78.11+(1-0.027) ⨯106.16=105.40 (Kg /Kmol)
因为代入物料衡算
F=
1500⨯0.478.11
+
1500⨯0.6106.16
=16.159(kmol/h)
联解得:
D =
F (x F -x w ) x D -x W
=
16.164⨯(0.4754-0.027)
0.978-0.027
=7.621(Km ol/h)
W=F-D=16.159-7.621=8.538 (Kmol/h)
D ⨯x D F ⨯x F
7.621⨯0.97816.159⨯0.4754
⨯100%=97%
此次易挥发组分的回收率η=3.1.2相对挥发度α的计算
⨯100%=
苯和乙苯在某些温度t 下的蒸汽压P A 0, P B 0及所对应的α, 对于理想溶液有α=P A 0/P B 0
表3-1 苯和乙苯相对挥发度α的计算结果
(K) 357.15 361.15 365.15 369.15 373.15 377.15 381.15 383.75 388.15 393.15 398.15 403.15 408.15 409.35
P A /(KPa)
P B / (KPa)
α 101.3 114.05 128.39 144.11 161.28 179.99 200.33 222.39 237.69 265.40 299.79 337.44 378.55 423.29 434.59
16.83 19.49 22.56 26.02 29.90 34.24 39.07 44.44 48.24 55.26 64.19 74.25 85.52 98.09 101.32
6.02 5.85 5.69 5.54 5.39 5.26 5.13 5.00 4.93 4.80 4.67 4.54 4.43 4.32 4.29
1 0.865 0.744 0.637 0.543 0.460 0.386 0.320 0.280 0.219 0.158 0.103 0.054 0.010 0
1 0.974 0.943 0.906 0.865 0.817 0.763 0.703 0.657 0.574 0.468 0.343 0.202 0.042 0
相对挥发度可取表中x=0(α=4.33)和x=1(α=6.01)时的α的几何平均值 ∂=
4. 29⨯6. 02=5. 082
αF =5.41
3.1.3平衡线,q 线,精馏段操作线,提馏段操作线方程的确定 平衡线方程
y =
∂x 1-(∂-1) x
=
5.085x 1+4.082x
q 线方程
x=0.4757,q=1, q线方程即为x =x F ,所以q 线方程为: x=0.4754 而
R min =
⎡x D α(1-x D ) ⎤15. 082⨯(1-0. 978) ⎤⎡0. 978
-=⨯-⎢⎥⎥=0. 452 α-1⎣x F 1-x F ⎦5. 082-1⎢0. 47541-0. 4754⎣⎦1
取R =1.5R min =1.5 ⨯0.418=0.678 精馏段操作线方程 精馏段摩尔流量:
液相 L(s)=RD=0.678⨯7.621=5.167Kmol/h
气相 V(s)=L+D=(1+R)D=1.678⨯7.621=12.788Kmol/h 精馏段操作线方程:
y =
R R +1
x +
x D R +1
=
0.6780.678+1
x +
0.9780.678+1
=0.404x +0.583
提馏段操作线方程 提馏段摩尔流量:
液相 L ' =L+qF=5.167+1⨯16.159=21.326 Kmol/h 汽相V ' =V=L+D=12.788Kmol/h 由于提馏段操作线方程y=则提馏段操作线方程为
y =
21.32612.788
x -
8.538⨯0.027
12.788
=1.668x -0.018
L 'V '
x -
wx w V '
3.2塔的工艺条件及物性数据计算
3.2.1. 物性数据
由公式ρ=A+BT+CT2+DT3 +ET4 其中T 单位为K ,其中常数为
2.2精馏段工艺条件 则精馏段液体的平均密度
ρL =x0ρA +(1-x0) ρB =813.681⨯0.978+812.821⨯0.022=813.66(Kg/m)
3
精馏段气体的密度
ρ=
PM RT
=
101. 3⨯78. 78. 314⨯355. 5
=2. 697(Kg /m )
3
精馏段气体的体积流量 V v =
VM 3600ρ
=
12. 788⨯78. 73600⨯2. 697
=0. 104(m /s )
3
1
精馏段液体的体积流量 V l =
LM 3600ρ
=
5. 167⨯78. 73600⨯813. 66
=1. 382⨯10
-4
(m /s )
3
1
3.2.3提馏段工艺条件
液相平均摩尔质量:M v ' =105.40kg⋅km ol -1
塔底温度t m ' =129.50C 查得ρA =754.545kg/m3, ρB =764.07 kg/m3 0.027+764.07×(1-0.027)=763.81kg/m3ρL =ρA x w +(1-xw ) ρB =754.545×
'
ρV =
'
PM RT
'
=
101.3⨯105.408.314⨯(129.5+273.15)
=3.189(K g /m )
3
V L =
L M 3600ρL
'
=
22.326⨯105.403600⨯763.81
=8.175⨯10(m /s )
-4
3
3.3塔板数的计算(捷算法)
3.3.1塔板设计选用数据 设计选用数据见表3-4
气相的平均密度ρV =(2.68+3.19)/2=2.943 Kg/ m 3 液相的平均密度ρL =(813.67+763.81)/2=788.735 Kg/ m
3
由上述计算可得以下结果: 汽塔的平均蒸汽流量
V V S =(VV S +VV S )/2=(0.104+0.117)/2=0.1105m⋅s
'
3
-1
汽塔的平均液相流量
'-4-43-1
V ls =(V ls +V ls ) /2=(1. 382+8. 175) ⨯10/2=4. 775⨯10m s
气相平均密度ρv =(ρv1+ρv2)/2=(2.697+3.189)/2=2.943kg⋅m -3 液相平均密度ρL =(ρL1+ρL2)/2=(813.66+763.81)/2=788.735kg⋅m -3 3.3.2理论板数的计算 最少理论板数
lg[
N min =
x D (1-x D )
⨯(1-x w ) x W
]=lg[
0.978(1-0.978)
⨯
(1-0.027) 0.027
]=4.54
lg αlg 5.028
应用
X =
R -R m in R +1
=
0.678+1
N 图2 塔板
0.678-0.452
=0.135
Y =0.75(1-x
0.567
) =0.75⨯(1-0.135
0.567
) =0.509
由
N -N min
N +1
=Y 得
N =
N m in +Y 1-Y
=
4.54+0.5091-0.509
=10.28(块)
先求精馏段的最少理论板数N min, 1
lg[
N m in,1=
x D (1-x D )
⨯(1-x F ) x F
]=lg[
0.978(1-0.978)
⨯
(1-0.4754) 0.4754
]
=2.234
lg α1
lg 5.707
N 1=
N min,1⨯N N min
=
2.234⨯10.28
4.54
=5.058
故提馏段理论板数N 2= N -N 1=10.28-5.058=5.122 其中 ,1为α1与进料组成下的αF 的几何平均值
1=
6. 02⨯5. 41=5. 707
3.3.3实际塔板数计算
查得塔顶温度t D =82.5℃,塔底温度t W =129.50c, 进料温度t F =94.5℃ 全塔平均温度错误!未找到引用源。
在温度t m 下查液体黏度共线图得 μ苯=0.235mPa·s μ因为μL =∑x i μi
μL =0.4754⨯0.235+(1-0.4754) ⨯0.310=0.274 (mPa ⋅s)
乙苯
=0.310mPa·s
全塔液体的平均粘度:
μLm =
(0.274+0.235+0.310)
3
=0.273(mP a ⋅s)
全塔效率
E 0=0.49⨯(α⨯u Lm )
-0.245
=0.49⨯(5.195⨯0.273)
-0.245
=0.4498
其中α=5.159
对于浮阀塔,总板效率的相对值为1.1
所以E 0=0.4498⨯1.1=0.4948 实际塔板数:N 1P = N 2P
5.058
0.49485.122==10.35 取11块(含塔釜) 0.4948
=10.22 取11块
故实际塔板数N 实=11+11=22(块) 进料板在第12块。
3.4.浮阀塔板工艺尺寸的确定与计算
3.4.1塔高的计算
塔高Z=H D +(N -2-S ) H T +SH T +H F +H W 已知实际塔板数为N=22块,取板间距H T =0.3m。
由于料液清洁无须经常清洗,可取每隔7块板设一个手孔,则手孔数目S=22/7-1=2个
取手孔两板之间的距离H T ' =0.6m,取塔两端间上封头留H D =1.5 m ,下封头留
H W =1.2 m,进料处板空间高度H
F
'
=0.6m。
所以,全塔高度
z =1. 5+(22-2-2) ⨯0. 3+2⨯0. 6+1. 2=9. 3m
3.4.2塔径D
由于液体流量和塔径都不太大, 故选用单溢流弓形降液管, 不设进口堰. 因精馏段和提馏段气相流量相差不大,为便于制造,取两端塔径相等。 液汽流动参数
:
F LV =
=
4.7785⨯100.1105
-4
⨯
=0.0708
表3-5 塔板间距H T 与塔径的经验关系 塔径m 塔板间距H T
0.3~0.5 0.2~0.3 0.5~0.8 0.3~0.35 0.8~1.6 0.35~0.45 1.6~2.0 0.45~0.6 2.0~2.4 0.5~0.8 >2.4 ≥0.6
由表可知,取板间距H T =0.3 m,取清夜层高度h L = 0.06m, 液滴高沉降高度:H T -h L =0.3-0.06=0.24 m
由液汽流动参数F LV 及液滴高沉降高度(H T -h L ), 查Smith 关联图可得液相表
面张力20 mN m 时的气相负荷因子:C 20=0.063 全塔的平均温度为102.2℃, 在102.2℃时液体表面张力:
δ苯(mN m )=18.0mN m
δ乙苯(mN m )=20.176mN m
平均液体表面张力经计算当t=102.2℃时, x 苯=0.4879
δ=
σa ⋅σb
x σa +(1-x ) σb
=
18.0⨯20.176
0.23⨯18.0+(1-0.4879) ⨯20.176
=18.973(mN m )
根据公式校正得:
C =C 20
⎡⎛δ⎫0.2⎤⎡⎛18.973⎫0.2⎤⎢ ⎪⎥=0.063⎢ ⎪⎥=0.06232020⎭⎥⎭⎥⎢⎢⎣⎝⎦⎣⎝⎦
液泛气速
:
u F ===1.018(m /s )
取设计泛点率为0.7 计算空塔气速u
u =0.7u f =0.7⨯1.018=0.7126(m /s )
气相通过时塔截面积A =
V VS u
=
0.11050.7126
=0.1551(m )
2
塔截面积为气相流通截面积A 与降液管面积A d 之和, 取
A d A T
=[sin(
-1
-1
l W
D
=0.7,
l w D
) -
/π
=[sin(0.7)-/π=0.0877
由A d /A T 计算塔径D
A T =
1-
A A d A T
=
0.15511-0.07
=0.17(m )
2
D =
=
=0.465(m )
按标准塔径圆整为D=0.5m 实际塔截面积
A T =
π
4
D =
2
3.144
⨯0.5=0.1963(m )
22
实际气相流通面积
A =A T (1-
A d A T
) =0.1963⨯(1-0.07) =0.1826(m )
2
实际空塔气速
u =
V V S A =0.11050.1826
=0.605m /s
设计点的泛点率
u u f
=0.6051.018
=0.594
3.4.3 降液管及溢流堰尺寸 1. 降液管尺寸
由以上设计结果得弓形降液管所占面积A d
A d =A T -A =0.1963-0.1826=0.0137(m )
2
由
b D D
=[1-
/2.0⇒b D =[1-
⨯0.5/2.0=0.0715m
选平形受液盘,考虑降液管底部阻力和液封,取底隙h b =0.03m 2溢流堰尺寸
由以上数据确定堰长
l w =D
l w D
=0.5⨯0.7=0.35m
堰上方液头高度
h 0W =2. 84⨯10
-3
E (
V L h l W
2
因为V L 不大,E 可近似取为1,(V L 的单位为m /h ) ) 3,
3
故
h 0W =2.84⨯10
-3
⨯(
4.7785⨯10
-4
⨯3600
2
0.41
) 3=0.0082(m )
堰高h w 由选取清液层高度h L 确定
h W =h L -h 0W =0.06-0.0082=0.0518(m )
堰流强度
u L =
V
LS
l W
=
4.7785⨯10
-4
⨯3600
0.35
=4.915(m /m ⋅h )
3
降液管底隙液体流速
u b =
V LS l W h b
=
4.7785⨯10
-4
0.35⨯0.03
=0.046(m /s )
验算液体在降液管中停留时间
τ=
A d H T V
LS
=
0.0137⨯0.34.7785⨯10
-4
=8.664(s )
故降液管可用。 3.4.4 浮阀数及排列方式 1. 浮阀数
选取F 1型浮阀,重型,阀孔直径d 0=0. 039m ,初选阀孔动能因子F 0=10,计算阀孔气速
u 0=
F =
=5.829(m /s )
浮阀个数
n =
V vs
0.1105⨯43.14⨯0.039⨯5.829
2
π4
=15.877≈16(个)
d 0u 0
2
2. 浮阀排列方式
取塔板上液体进,出口安定区宽度b S =b S ' =50m m , 取边缘区宽b C =50m m ,
x =
D 2D 2
-(b S -b d ) =
0.52
-(0.05-0.0715) =0.1258(m )
y =
-b c =
0.52
-0.005=0.2(m )
有效传质区面积
⎡222
A a =2
⎢x r -x +r sin
⎣
-1
⎛x ⎫⎤ ⎪⎥ ⎝r ⎭⎦
⎡2-1⎛0.1258⎫⎤2
A a =2⎢0.2sin ⎪⎥=0.0908(m )
⎝0.2⎭⎦⎣
开孔所占面积
A c =n
π
4
d c =16⨯
2
3.144
⨯0.039=0.0191(m )
2
2
采用等边三角形错排方式,其孔心距t 用下式计算
t =
d 0=
0.039=0.081m
根据估算提供孔心距进行布孔,并按实际可能的情况进行调整来确定浮阀的实际个数n, 按n=80mm进行布孔,实际安排浮阀个数n=18个,并重新计算塔板的个参数, 阀孔气速
u 0=
n V vs
=
2
0.110518⨯
3.144
⨯0.039
2
π4
=5.142(m /s )
d 0
动能因子
F 0=u =5.142⨯
=8.821
塔板开孔率
A 0A T
18⨯=
3.140.1963
⨯0.039
2
ϕ==0.1095
3.5塔板流动性能的校核
3.5.1液沫夹带量校核
为控制液沫夹带量e V 过大,应使泛点F 1〈0.8~0.82, 浮阀塔板泛点率由下式计算
F 1=
K C F A b
或
F 1=
0.78K C F A T
式中,由塔板上气液密度ρv 及塔板间距H T 查图泛点负荷因数得系数
C F =0.147,根据表
6-1,本物系的K 值可选取1。
表3-6 物性系数K
塔板上液体流道长
Z L =D -2b d =0.5-2⨯0.0715=0.357(m )
液流面积
A b
=A T -2A d =0.1963-2⨯0.0137=0.1139(m )
2
故得
F 1=
=0.436
1⨯0.141⨯0.1139
=0.313
或F 1=
0.78⨯0.141⨯0.1963
所得泛点率F 1低于0.8,故不会产生过量的液沫夹带。 3.5.2塔板阻力h f 计算 1. 干板阻力h 0
临界孔速
1
1
⎛73⎫u 0c = ⎪
ρ⎝V ⎭
1.825
⎛73⎫1.825
= =5.809(m /s ) >u 0=5.142m /s ⎪⎝2.943⎭
因孔阀气速u 0大于其临界阀孔气速u 0c ,故应在浮阀全开状态计算干板阻力,
h 0=19.9
u 0
0.175
ρL
=19.9⨯
5.142
0.175
788.735
=0.0336(m )
2. 塔板清夜层阻力h 1
取充气系数ε=0.5
h 1=0.5h L =0.5⨯0.06=0.03(m ) 3. 克服表面张力阻力h δ
h σ=
4⨯10δ
-3
ρL gd 0
=
4⨯10
-3
⨯18.973
788.735⨯9.81⨯0.039
=2.515⨯10(m )
-4
由以上三项阻力之和求得塔板阻力h f
h f =h 0+h 1+h σ=0.0336+0.03+2.5⨯10
-4
=0.06385(m )
3.5.3 降液管液泛校核
降液管中清夜层高度由
H d =H W +h 0w +∆+
p 2-p 1
ρL g
+h d =H W +H 0W +∆+h f +h d
式中h d 为液体流过降液管底隙的阻力,其阻力h d 由式
⎛V LS h d =ς=0. 153 l h 2g ⎝W b
u d
2
⎫⎛V
⎪=1. 18⨯10-8⨯ Lh ⎪ l h ⎭⎝W b
2
⎫
⎪⎪⎭
2
(m 液柱)
计算得
⎛V Lh ⎫⎛4.7785⨯10-4⨯3600⎫-8-8-4
h d =1.18⨯10⨯ ⎪=1.18⨯10⨯ ⎪=3.169⨯10(m )
0.35⨯0.03⎝⎭⎝l W h b ⎭
2
浮阀塔板上液面落差∆一般较少可以忽略,于是由得其他各项之和求得降液管内清夜层高度H d
H d =0.06+0.059965+0.0003169=0.1242(m )
'
取降液管中泡沫层相对密度φ=0.5,则可求降液管中泡沫层的高度H d ,
H d =
'
H d
φ
=0.2484
而H T +h W =0.6+0.0518=0.6518>H d ' ,故不会发生降液管液泛。 3.5.4液体在降液管内停留时间校核
应保证液体在降液管内的停留时间大于3~5s ,才能保证液体所夹带气体的释出。
τ=
A d H T V LS
=
0.0137⨯0.34.7785⨯10
-4
=8.6(s ) >5s
故所夹带气体可以释出。 3.5.5严重液漏校核
当阀孔的动能因子F 0低于5时将会发生严重液漏,故液漏点的孔速u 0可取F 0=5的相应孔流气速
u 0=
'
'
=
=2.915(m /s )
稳定系数
K =
u 0u 0
'
=
5.1422.915
=1.764>1.5~2.0, 故不会发生严重液漏。
3.6 塔板负荷性能图
3.6.1 过量液沫夹带线关系式
已知物系性质及塔盘结构尺寸,同时给定泛点率等于F 1时,即可表示出气,液相流量之间的关系
V VS
F 1=
ρV ρb -ρV
KC
F
+1. 36V LS Z L A b
对于直径在0.9m 以下的塔,F 1〈0.7, 所以F 1=0.7,则
0.7=
1⨯0.141⨯0.1139
得
V VS =0.1837-7.9335V LS
为一次线性方程,由两点即可确定,当V L =0时,V V =0.1837m 3/s , 取
V L =0.01m /s 时,有V V S =0.1044m /s
3
3
由此两点作过量液沫夹带线① 3.6.2 液相下限线关系式
对于平直堰,其堰上液头高度h 0W 必须大于0.006m, 取h 0W =0.006m,即可确定液相流量的下限线,
2
h 0W =2. 84⨯10
-3
⎛V Lh
E l ⎝W ⎫3
⎪=0. 06 ⎪⎭
取E=1.0,代入l W =0.35,求得V Lh =1.0745m 3/h , 则V LS =
1.07453600
=2.985⨯10
-4
(m /s )
3
可见该线为垂直轴的直线V VS ,该线记为② 3.6.3 严重漏液线关系式
因为动能因子F 0
V VS =A 0u 0
式中A 0=n
π
4
d 0, u 0=
2
5
ρv
所以
V VS =n
π
4
d 0⨯
2
=18⨯
3.144
⨯0.039⨯
2
=0.0626(m /s )
2
次为一平行V VS 轴的直线,为漏液线,也称之为气相下限线,该线记为③。 3.6.4液相上限线关系式
为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出,液体降液管中的留时间不应小于3.5s ,取τ=5s为液体在降液管中停留时间的下限,则降液的最大流量为
V LS =
A d H D
5
=
0.0137⨯0.3
5
=8.22⨯10
-4
(m /s )
3
该线为一平行V VS 轴的直线,记为④ 3.6.5降液管液泛线关系式
当塔降液管内泡沫层上升至上一层塔板时,即发生了降液管液泛。根据降液管液泛的条件,得以下降液管液泛 况下的关系。
H d =h W +h 0W +∆+h f +h d
'
d
H d ≤H T +h W H d =
'
H
φ
联解得
φ(H T +h W )=h W +h 0W +∆+h f +h d
式中h 0w , h f , h d 均为V LS , V VS 的函数关系,整理即可获得表示降液管液泛线的关系式,其中已确定的各量有H T =0.3m , h W =0.0518m , H=0, φ=0.5
h ow =2.84⨯10
-3
E (
V LS l w
2
) 3,取E =1,
h ow =
2.84⨯10(36000.35
)
-3
V LS
2=1.343V LS
2
2⎛V ⎫0.1532
h d =5.34 LS ⎪=V =1387.76V LS 2
(0.35⨯0.03)⎝l w h b ⎭
2
LS
2
所以
h 0=5.34⨯
2.943788.735
⨯
46.53V LS 2⨯9.81
2
2
=2.1987V LS
2
h 1=ε0(h w +h ow )
22
⎛⎫3
=0.5⨯ 0.0518+1.343V LS 3⎪=0.0259+0.6715V LS
⎝⎭
2
h f =h 0+h 1=2.1987V LS +0.6715V LS 3+0.0259
2
2
2
2
因此
23
0.5⨯(0.3+0.0518)=0.0518+1.343V LS +2.1987V VS +0.6715V LS 3+0.0259+1387.76V LS
2
V VS =0.04466-0.9162V LS 3-631.173V LS
22
由表中数据作出降液管的液泛线,并记为⑤.
表3-7的液泛线数据
将以上①,②,③,④,⑤条线标绘在同一V LS -V VS 直角坐标系中,塔板的负荷性能图如图所示.将设计点(V LS , V VS ) 标绘在图中,如D
点所示,由原点O 及D 做操作线OD ,操作线交严重漏液线③于A ,液沫夹带线①于B. 分别从图中A 、B 两点读得气相流量的下限(V VS ) min 及上限(V VS ) max ,并求得该塔的操作弹性。 操作弹性
=(V VS ) max /(V VS ) min =8.381/3.542=2.37
四.辅助设备设计
本精馏系统辅助设备主要包括在沸器,冷凝器,预热器,冷却器,储罐等.
4.1塔的主要接管
4.1.1塔顶蒸气出口管径
表4-1管内蒸气许可速度
塔顶蒸气接管
d F =
4V S
πu V
体积流量V S =0. 104m 3/s , u V =14m /s
d F =
4⨯0. 1043. 14⨯14
=0. 0923(m )
选取管尺寸φ=18×4
4.1.2回流液管径
借重力回流, 回流液速度:0.2~0.5 m/s 用泵输送, 回流液速度:1~2.5 m/s
d R =
4l S
πu R
体积流量
l s =1. 382⨯10
-4
m /s , u R =0. 5m /s
3
d R =
4⨯1. 382⨯103. 14⨯0. 5
-4
=1. 876⨯10
-3
(m )
选取管尺寸φ=25×2.5 4.1.3进料管
料液由高位槽流入塔内: 0.4~0.8 m/s 泵 : 1.5~2.5 m/s
d F =
4L F
πu F
体积流量L F =5. 238⨯10-4m 3/s , u F =0. 5m /s
d F =
4⨯5. 238⨯103. 14⨯0. 5
-4
=0. 0365(m )
选取管尺寸φ=45×3.5 4.1.4出料管 0.5~1.0 m/s
d w =体积流量
L W
πu w
l w =3. 0741⨯10
-4
m /s , u w =0. 5m /s
-4
d w =
4⨯3. 0741⨯10
3. 14⨯0, 5
=0. 02799(m )
选取管尺寸φ=32×2 4.1.5饱和水蒸气管径
表压在295KPa 以下:20~40 m/s 表压在785KPa:40~60 m/s 表压在2950KPa:80 m/s 4.1.6仪表接管 选取管尺寸φ=25×2.5
4.2辅助设备的选择
4.2.1 冷凝器
对于小型塔, 回流冷凝器一般安装在塔顶, 冷凝器由重力作用回流入塔, 冷凝器距塔顶回流入口的高度可根据管道阻力损失进行计算.
对于直径较小的塔, 需用冷凝器也较小, 可考虑他直接安装在塔顶和塔连成一个整体, 这种整体结构的优点是占地面积小, 不需要冷凝的支座, 缺点是塔顶的结构复杂, 安装检修不便, 冷凝器的选择大体过程如下:
(1)按工艺要求决定冷凝器的热负荷Q D 选择冷凝剂进口温度并计算冷却剂用量.
(2)初估设备尺寸, 由平均温差∆t m 和经验的总传热系数K, 计算所需传热面积A, 并由此选择标准型号的冷凝器或自行设计.
(3)复核传热面积, 对已选型号或自行设计的设备, 设计计算的总传热系数K 和实际所需传热面积.
(4)决定安装尺寸, 估计各管线长度及阻力损失, 以决定冷凝器底部与回流液入口之间的高度差H R . 4.2.2 再沸器
再沸器的大小, 取决于处理能力, 操作条件(回流比与加热情况) 以及操作方式(间歇或连续) 等因素.
对于小塔再沸器可直接安装在塔底部, 如设置夹套, 蛇管或列管等. 再沸器的截面积要略大于塔体的截面, 对不易起沫的液体, 釜中装料系数可达80%,对易起沫的液体, 装料系数一般不超过65%.为避免带液现象, 釜中液面距底层塔板高度至少要在0.5m 以上. 4.2.3 泵
泵的选择可运用流体力学的知识进行, 其过程大体简述如下:
(1)因输送物料流过的管路阀门, 管件和单元设备等, 计算出系统的总阻力
(∑h )
f
(2)根据物料的初始界面及最终到达的位置或界面, 确定输送过程流体位能及静压能所发生的变化(∆Z , ∆P /ρg )以及动能变化(∆u 2/2g )
(3)利用能量衡算方程, 计算出所需泵的扬程H.
H =∆Z +
∆P
+∆h
2
ρg
f 1
2g
+
∑h
+
f
∑h
f
=
∑h
+
∑h
f 2
∑h
f 3
式中:∑h f 1 ──系统中直管部分阻力,m;
∑h f 2──系统中阀门, 管件等局部阻力,m; ∑h f 3──系统内各单元设备阻力之和,m.
(4) 根据输送介质的物性操作条件选择泵的类型, 并根据输送流量要求Q 和上述H 计算值, 利用相应的性能表选定所需泵的型号.
4.3 热量衡算
4.3.1塔顶冷凝器的热量衡算 塔顶苯蒸气的摩尔潜化热
r v 1=29627. 123KJ /Kmol
塔顶乙苯蒸气的摩尔潜化热
r v 2=38143. 288KJ /Kmol
所以塔顶上的摩尔潜化热
r v =r V 1y 1+r V 2(1-y 1) =29627. 123⨯0. 978+38143. 288⨯0. 022=29814. 478(KJ /Kmol )
冷凝器的热负荷
Q C =(R +1)r v =(0. 678+1)⨯7. 621⨯29688. 736=379660. 684KJ /h
冷凝介质的消耗量
W C =
Q C
C PC (t 1-t 2)
=
379660. 6844. 174⨯(45-30)
=6063. 898(Kg /h )
式中
C PC ──冷凝介质的比热Kj/Kg. ℃;
t 1, t 2──分别为冷凝介质进出冷凝器的温度℃.
4.3.2塔底再沸器的热量衡算 塔底苯蒸气的摩尔潜化热
r v 1=27775. 916Kj /Kmol
'
塔底乙苯蒸气的摩尔潜化热
r v 2=36296. 104Kj /Kmol
'
所以塔底上升的摩尔潜化热
r v ' =27775. 916⨯0. 027+36296. 104⨯(1-0. 027) =36066. 059(KJ /Kmol )
再沸器的热负荷
Q B =V V V =15. 749⨯36066. 059=461212.. 736(KJ /h )
'
'
加热介质的消耗量
W h =
Q B (1+0. 05)
r R
=
461212. 736⨯(1+0. 05)
2177. 6
=222. 389(KJ /h )
r R ──加热蒸汽的汽化潜热,Kj/Kg
五. 设计结果一览表
5.1浮阀塔工艺设计计算结果
5.2 主要符号说明
表5-2 主要符号
参考文献
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[2] 马沛生主编. 有机化合物实验物性数据手册. 北京:化工工业出版社,2006 [3] 谭天恩. 窦梅. 周明华等编著.3版. 化工原理(下册). 北京:化学工业出版
社,2009.4
[4] 黄英主编. 化工过程设计. 西北工业大学出版,2006
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[7] 匡国柱. 史启才主编.2版. 化工单元过程及设备课程设计. 北京:化学工业出
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[8] 侯丽新编. 板式精馏塔. 北京: 化学工业出版社,2000.5
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