浮閥精餾塔的設(shè)計

1、課 程 設(shè) 計 題 目：浮閥式連續(xù)精餾 塔的設(shè)計 教 學(xué) 院： 化學(xué)與材料工程學(xué)院 專 業(yè)： 07級精細化工 學(xué) 號： 200740810113 學(xué)生姓名： 哈哈 指導(dǎo)教師： 屈媛 夏賢友 2010年 5 月 20 日課程設(shè)計任務(wù)書 2009 2010學(xué)年第 2 學(xué)期學(xué)生姓名： 專業(yè)班級：07化學(xué)工程與工藝（精細化工向） 指導(dǎo)教師：屈媛 夏賢友 工作部門：化學(xué)與材料學(xué)院 一、課程設(shè)計題目浮閥式連續(xù)精餾塔設(shè)計二、課程設(shè)計內(nèi)容（含技術(shù)指標(biāo)）1. 工藝條件與數(shù)據(jù)原料液量1500kg/h，含苯42%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），乙苯58%；餾出液含苯98%，殘液含苯2%；泡點進料；料液可視為理想溶液。2. 操作

2、條件常壓操作；回流液溫度為塔頂蒸汽的露點；間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm²（絕對壓力）；冷卻水進口溫度30，出口溫度為45；設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%。3. 設(shè)計內(nèi)容 物料衡算、熱量衡算； 塔板數(shù)、塔徑計算； 溢流裝置、塔盤設(shè)計； 流體力學(xué)計算、負荷性能圖。三、進度安排15月6日：分配任務(wù)；25月6日-5月14日：查詢資料、初步設(shè)計；35月15日-5月21日：設(shè)計計算，完成報告。四、基本要求1. 設(shè)計計算書1份：設(shè)計說明書是將本設(shè)計進行綜合介紹和說明。設(shè)計說明書應(yīng)根據(jù)設(shè)計指導(dǎo)思想闡明設(shè)計特點，列出設(shè)計主要技術(shù)數(shù)據(jù)，對有關(guān)工藝流程和設(shè)備選型作出技術(shù)上和經(jīng)濟上的論證和評

3、價。應(yīng)按設(shè)計程序列出計算公式和計算結(jié)果，對所選用的物性數(shù)據(jù)和使用的經(jīng)驗公式、圖表應(yīng)注明來歷。設(shè)計說明書應(yīng)附有帶控制點的工藝流程圖，塔結(jié)構(gòu)簡圖。設(shè)計說明書具體包括以下內(nèi)容：封面；目錄；緒論；工藝流程、設(shè)備及操作條件；塔工藝和設(shè)備設(shè)計計算；塔機械結(jié)構(gòu)和塔體附件及附屬設(shè)備選型和計算；設(shè)計結(jié)果概覽；附錄；參考文獻等。2. 圖紙1套：包括工藝流程圖(3號圖紙)和精餾塔裝配總圖(1號圖紙)。 教研室主任簽名： 年 月 日目錄1 設(shè)計方案簡介2 工藝流程草圖及說明3 工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計4 輔助設(shè)備的計算及選型；5 設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表6 對本設(shè)計的評述；7 附圖（工藝流程簡圖、主體設(shè)備工藝條件圖）；

4、8 參考文獻。 1設(shè)計方案的選擇及流程說明1.1設(shè)計方案的選定 設(shè)計方案的選定是指確定整個精餾裝置的流程、主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)的型式和主要操作條件。所選方案必須：（1）能滿足工藝要求，達到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量；（2）操作平穩(wěn)、易于調(diào)節(jié)；（3）經(jīng)濟合理；（4）生產(chǎn)安全。在實際的設(shè)計問題中，上述四項都必須兼顧考慮。課程設(shè)計方案選定所涉及的主要內(nèi)容有：操作壓力進料狀況、加熱方式及其熱能的利用。 1.1.1 操作壓力 精餾可在常壓、加壓或減壓下進行，確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)、技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮。鑒于本課題，采用常壓精餾。1.1.2 進料狀態(tài) 進料狀態(tài)有多種,但一般將料液預(yù)熱到泡點或

5、接近泡點才送入塔中,這樣進料溫度就 不受季節(jié)、氣溫變化和前道工序波動的影響,塔的操作就比較容易控制。此外,泡點進料時,精餾段與提餾段的塔徑相同,設(shè)計制造均比較方便。 鑒于此,選用泡點進料.1.1.3 加熱方式 精餾塔通常設(shè)置再沸器,采用間接蒸汽加熱,以提供足夠的熱量。1.1.4 熱能的利用 蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝,因此,熱效率很低,通常進入再沸器的 能量僅有5%左右被有效利用.所以,蒸餾系統(tǒng)的熱能利用問題應(yīng)值得認(rèn)真考慮。 塔頂蒸汽冷凝放出的 熱量是大量的,但其能位較低,不可能直接用來作塔釜的熱源。但可用作低溫?zé)嵩?或通入廢熱鍋爐,產(chǎn)生低壓蒸汽,供別處使用?；蚩刹捎脽岜眉夹g(shù),提高

6、溫度后再用于加熱釜液。 此外,通過蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置,也可取得節(jié)能的效果。例如,可采取設(shè)置中間再沸器和中間冷凝器的流程,因為設(shè)置中間再沸器,可利用溫度比塔底低的熱源,而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。1.2連續(xù)精餾流程連續(xù)精餾裝置一般包括精餾塔、冷凝器、再沸器以及原料預(yù)熱器,如圖。除此之外,還應(yīng)確定全凝器或是分凝器,再沸器采用直接加熱還是間接加熱,另外根據(jù)熱能的利用情況決定是否采用原料預(yù)熱器。1.3.板式塔的計算流程圖 計算開始 精餾段,提餾段氣,液相負荷: L ,V ,物料衡算: F, D, W, ,塔徑計算:選,確定塔板形式,流程堰及降液管的設(shè)計:選/D計算霧沫夾帶 < 0.1

7、 停留時間校核>35S計算:,計算篩孔或閥孔的數(shù)目流體力學(xué)計算及校核: < 0.1; >35S 不液泛冷凝器,再沸器的計算與選型設(shè)計結(jié)束1.4 塔的工藝計算1. 工藝條件與數(shù)據(jù)原料液量1500kg/h，含苯40%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），乙苯60%；餾出液含苯97%，殘液含苯2%；泡點進料；料液可視為理想溶液。2. 操作條件常壓操作；回流液溫度為塔頂蒸汽的露點；間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm²（絕對壓力）；冷卻水進口溫度30，出口溫度為45；設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%。1.4.1 物料衡算與能量衡算1.4.1.1 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率 設(shè)苯為

8、A,乙苯為B,MA=78.11/kmol , MB=106.17/kmol1.4.1.2 原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量1.4.1.3 全塔物料質(zhì)量流量原液量處理量 總的物料衡算 F=D+W 則有=7.192 1.4.1.4 塔中回收率的計算 在精餾計算中分離程度除用產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)表示外,還常用回收率表示,即:以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品,則回收率:1.4.1.5 相對揮發(fā)度的計算 計算相平衡線及精餾段是都必須直接或間接應(yīng)用到塔內(nèi)的平均揮發(fā)度，要知道揮發(fā)度則必須知道塔頂塔底的溫度，再由苯，乙苯 這兩個公式來求出塔頂塔底的溫度對應(yīng)下的、。利用試差法計算溫度。 不同溫度下苯和乙苯的飽和蒸汽壓T（）0

9、20406080100120140苯（KPa）3.3710.0324.3752.19101.0180.0300.3480.2乙苯（KPa）0.2530.9432.8657.39416.7734.2564.21112.1塔頂XD=0.985 假設(shè)一個溫度t=80.5利用 及 算得=102.565、=16.996代入中與0.985相差不大，故塔頂溫度為80.5，此時采用同樣的方法算得塔底溫度tw=100.5，=182.5016、=34.6577則塔中平均相對揮發(fā)度1.4.1.6 相平衡線的計算 相平衡線方程為: 代入上式中相對揮發(fā)度的值則相平衡線方程為:1.4.1.7 q線方程精餾段操作線和提餾段

10、操作線的交點的軌跡是一條直線，描述該直線的方程稱為q線方程或進料方程。此設(shè)計中，泡點進料，q線方程定為:1.4.1.8 回流比求解 q=1 （Rmin）q=1=0.39取Ropt=2Rmin=0.781.4.1.9 精餾段操作線因為精餾過程涉及傳熱和傳質(zhì)兩種過程，為簡化期間在該課程設(shè)計中假定塔內(nèi)為恒摩爾流動。R值定為0.78精餾段操作線方程為:式中 y、x分別為精餾段任一截面處的氣液相易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；xD塔頂易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；R回流比，RL/D；1.4.1.10 提餾段操作線塔頂?shù)幕亓鞅萊=0.78,則塔釜汽相回流比R與R的關(guān)系式為:而提餾段操作線方程為:精餾塔的熱量衡算1.塔頂冷凝

11、器中冷卻水用量和冷凝器的傳熱面積 本設(shè)計中設(shè)備熱損失為加熱蒸汽提供熱量的95% Q水=0.95Q頂氣即 qm水c水（t2t1）=V r 所以 式中 Q水冷卻水吸收的熱量，W； Q頂氣塔頂蒸氣放出的熱量，W； qm水冷卻水用量，kg/s； C水冷卻水的平均比熱容，J/（kg·）； t1、t2冷卻水的進、出口溫度，；V塔頂蒸氣量，kmol/s； r塔頂蒸氣汽化熱，J/kmol； A冷凝器冷凝器的傳熱面積，m2； Q冷凝器的熱負荷，W； K傳熱系數(shù)，W/(m2·),取經(jīng)驗值； t均冷凝器的傳熱平均溫度差，。冷去水進口溫度為： 出口 乙醇蒸氣進口溫度為： 出口所以傳熱系數(shù)當(dāng)塔頂溫度

12、為80.1時，此時苯的汽化熱為394.02KJKg，則塔頂蒸氣汽化熱泡點進料 2塔底再沸器中加熱蒸汽用量和再沸器的傳熱面積塔底溫度為t=100.5時，苯的汽化熱360.4 KJKg 乙苯的汽化熱為353.3 KJKg，則塔底上升蒸汽汽化熱為r= 故再沸器的熱流Q=Vr=則： q=0.064塔底再沸器的面積1.5理論塔板數(shù)的設(shè)計1.5.1聯(lián)立精餾段和提餾段操作線方程 Xd =0.2811.5.2用逐板計算法計算理論塔板數(shù)第一塊塔板的一項組成與回流蒸汽的組成一致,所以=0.985 =第二快板:=0.956 =第三塊板:=0.901 = 第四塊板=0.823 =0.452第五塊板=0.75 =0.3

13、47第六塊板=0.705 =0.298第七塊板=0.684 =0.277故本題中需要六塊，第七塊為進料板，從第八快開始，用提餾段操作線求，用平衡方程求，一直到第八塊板= =0.115 第九塊板=0.167 =0.034第十塊板=0.038 =0.007因為釜底間接加熱，所以共需要10-1=9層塔板，精餾段需要六塊，提餾段需要三塊1.6 塔板效率和實際塔板數(shù)1.6.1塔板效率在實際塔板上，氣液兩相并未達到平衡，這種氣液兩相間傳質(zhì)的不完善程度用塔板效率來表示，在設(shè)計計算中多采用總板效率求出實際塔板數(shù)?？偘逍蚀_定得是否合理，對設(shè)計的塔在建成后能否滿足生產(chǎn)的要求有重要的意義。而總板效率與物系物性、塔

14、板結(jié)構(gòu)和操作條件密切相關(guān)。由于影響的因素多而復(fù)雜，很難找到各種因素之間的定量關(guān)系，一般可采用下面的方法來確定總板效率。塔頂液相組成， 塔底液相組成，所以，。查表得 在此溫度下 ，故 由奧康內(nèi)爾關(guān)聯(lián)圖知 =0.471.6.2實際塔板數(shù)精餾段 ： 提餾段 ： 故實際塔板數(shù) ： 1.6 .3 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算1.6.3.1 操作壓強塔頂壓強，因為操作設(shè)備每層壓降 ，故取每層板的壓降為0.7KPa ， 故精餾段平均操作壓強為：1.6.3.2 溫度根據(jù)操作壓強，由下式計算操作溫度，經(jīng)試差得到塔頂，進料板溫度，則精餾段的平均溫度， 1.6.3 .3 平均分子量塔頂：=0. 985，=0.92進料

15、板：，則精餾段平均分子量：1.6.3.4 平均密度1 液相密度根據(jù)數(shù)據(jù)查表有:，。由 （為質(zhì)量分率），塔頂，故故精餾段平均液相密度： 2 氣相密度:1.6.3.5 液體表面張力根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，查圖知：,，,。則精餾段平均表面張力：1.6.3.6 液體粘度 根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，查圖知：,，, 故精餾段平均液相粘度1.6.37 氣液負荷計算1.7 塔和塔板主要工藝尺寸計算1.7.1 塔高根據(jù)實際經(jīng)驗取精餾段間距0.45m，提餾段 塔高 1.7.2 塔徑塔板間距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)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關(guān)系選取。表7 板間距與塔

16、徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600 初選板間距，取板上液層高度，故液滴沉降高度；夜氣流動參數(shù)： 由液汽流動參數(shù) 及液滴沉降高度查Smith關(guān)聯(lián)圖（），可得液相表面張力為20mN/m時的負荷因子=0.045由現(xiàn)工藝條件校正得可取安全系數(shù)為0.6，則（安全系數(shù)0.60.8），故塔徑設(shè)計塔徑D與設(shè)計規(guī)范值比較進行圓整，取塔徑D=0.6m氣相通過的塔截面積A=塔截面積AT 1.8降液管及溢流堰尺寸1.8.1降液管尺寸由以上設(shè)計結(jié)果得弓形降液管所占面積為 =-A=0.2826-0.25

17、=0.0326m根據(jù)以上選取的值,由算降液管寬度bD = 選取平行受液盤,考慮降液管底部阻力和液封,選取底隙1.8.2 溢流堰尺寸由以上設(shè)計數(shù)據(jù)確定堰長,式中E取1 ，則算出堰高由選取清夜層高度確定：溢流強度降液管底隙液體流量1.9浮閥數(shù)及排列方式1.9.1浮閥數(shù)選取型浮閥，重型，閥孔直徑為初取閥孔，計算閥孔氣速浮閥個數(shù)：n=1.9.2浮閥排列方式通過計算及實際排列確定塔盤的浮閥數(shù)n，在試排浮閥時，要參考塔盤的各區(qū)布置，例如塔盤邊緣寬度，液體進出口的安全寬度、以及塔盤支撐梁所占的面積。取塔板上液體進出口安全寬度，取邊緣寬度 有效傳質(zhì)面積 求得 開孔所占面積 選擇排列方式，其孔口距可由以下的方法

18、估算，如圖由開孔區(qū)內(nèi)閥孔所占面積分?jǐn)?shù)解得由塔板開孔率：1.10塔板流動性能的校核1.10.1液沫夾帶量校核 ，為控制液末夾帶量過大，應(yīng)使汽泛點 ，浮閥塔板泛點率式中，由塔板上氣相密度及塔板間距，查圖圖5-26，得分?jǐn)?shù),根據(jù)表所提供的數(shù)據(jù)，本物分的k值可選取1，塔板上液體流道長及液流面積分別為 故得=1.9.1塔板阻力的計算1.9.11平板阻力臨界孔速因閥孔氣速大于其臨界閥孔氣速，故應(yīng)在浮閥全開狀態(tài)計算平板阻力。1.9.12塔板清夜層阻力與堰高，溢流強度，氣速有關(guān)，影響因素比較復(fù)雜，通常由以下經(jīng)驗公式計算為充氣分?jǐn)?shù)，反映液層充氣的程度，無量綱，當(dāng)液相為水時，=0.5；為油時=0.20.35；為碳

19、氫化合物時=0.40.5=0.5克服表面張力為液體表面張力由以上三項阻力和求得塔板阻力：=+=0.046+0.042+0.00024=0.08821.9.3降液管液泛校核式中為降液管中的清夜層高度 m；為截面的壓力，N/；為塔板阻力；為頁面落差，一般可忽略不計；為液體通過降液管的流動阻力。主要集中于底隙處，由局部阻力關(guān)系，并近似取局部阻力分?jǐn)?shù) 可得故=+=0.083+0.0882+0.000059=0.171m取降液管中泡沫層相對密度，則可求得降液管中泡沫層的高度為 ： 而故不會發(fā)生降液管液泛1.10.4液體在降液管停留時間校核應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留時間大于35s，才能保證液體所夾帶的氣體

20、的釋出/故所夾帶氣體可以釋出1.10.5嚴(yán)重漏夜校核當(dāng)空的動傳因子低于5時，將會發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故漏液點的孔速可取的相應(yīng)孔流氣速穩(wěn)定分?jǐn)?shù)K=故不會發(fā)生漏液1.10.6踏板負荷性能圖1.10.61過量液末夾帶線關(guān)系 在式中，已知物系性質(zhì)及塔板結(jié)構(gòu)尺寸，同時給定泛點率時，即可表示出氣液相流量之間的關(guān)系，根據(jù)前面液沫夾帶的校核選擇，令，則有得出上式為一線性方程，由亮點即可確定，當(dāng)時，時，由此兩點作過量液末夾帶線1.10.62液相下線關(guān)系式對于平直堰，其堰上液頭高度必須大于0.006m，取 即可確定液相流量的下限線 取E=1.0，代入求得=0.74可見該直線式垂直于軸的直線，該直線為1.10.63嚴(yán)重漏

21、夜線關(guān)系因動傳因子低于5時會發(fā)生嚴(yán)重漏夜，取，計算相應(yīng)流量，計算相應(yīng)流量,其中所以上式為常數(shù)表達式，為一平行軸的直線，為漏液線，也稱之為氣相下限線1.10.64液相上線關(guān)系式降液的最大流量為/可見該線為一平行于軸的直線，記為1.10.65降液管泛線關(guān)系式當(dāng)塔降液管內(nèi)泡沫層上升至上一層塔板時，即發(fā)生了降液管液泛，根據(jù)降液管液泛的條件，得以下降液管液泛關(guān)系式：=顯然，為避免降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)將式中均表示為的函數(shù)關(guān)系，整理即可獲得表示降液管泛線的關(guān)系式，在前面核算中可知，由表面張力影響所致的阻力在中所占比例很小，在整理中可以略去，使關(guān)系得到簡化，即把=+=，代入式中 取E=1.0， 將代入原式中整

22、理可得將本設(shè)計中的給定條件和設(shè)計確定的數(shù)據(jù)帶入上式中，整理得由上式計算降液管泛線上點得下表（）102030（）13610526由上表數(shù)據(jù)作出降液管的液泛線，記為將以上條線繪制在同一直角坐標(biāo)系中，塔板的負荷性圖如圖所示，將設(shè)計點（）標(biāo)繪在圖中，如點D所示，由原點O及D操作線OD，操作線交嚴(yán)重漏液線與點A，液沫夾帶線與點B。由此可見，該塔板負荷操作的上下限受嚴(yán)重漏液線及液沫夾帶線的控制，分別從圖中A、B兩點讀得氣相流量的下限及上限，并求得該塔的操作彈性對浮閥塔，操作彈性一般為34操作彈性=序號位號形式設(shè)備名稱主要結(jié)構(gòu)參數(shù)或性能操作條件1T-101浮閥式循環(huán)苯精餾塔D=600 Np=20 H=295

23、00操作溫度t=152操作壓力p=0.05 MPa（g）2E-101固定板式原料預(yù)熱器32tt=160 ts=100 pt=0.4MPa ps=0.1 MPa（g）3E-102固定板式塔T-101頂冷凝器18Tt=80 ts=40p=0.05 MPa4E-103固定板式塔T-101再沸器9tt=175 ts=150 pt=0.9MPa pr=0.6 MPa（g）5E-104固定板式塔頂產(chǎn)品冷卻器30tt=80 ts=40p=0.4 MPa6E-105固定板式塔底產(chǎn)品冷卻器32Tt=90 ts=40p=0.4 MPa7P-101離心泵進料泵2臺qv=20m3/h H=40m苯、乙混合液8P-10

24、2離心泵釜夜泵2臺qv=12m3/h H=21m乙苯液9P-103離心泵回流泵2臺qv=20m3/h H=48m苯液10P-104離心泵塔頂產(chǎn)品泵2臺qv=12m3/h H=15m苯液11P-105離心泵塔底產(chǎn)品泵2臺qv=10m3/h H=35m乙苯液12V-101臥式原料罐V=12 60 0.1MPa（g）13V-102臥式回流罐V=580 0.1MPa（g）14V-103立式塔頂產(chǎn)品罐600常壓4015V-104立式塔底產(chǎn)品罐600m3常壓4016V-105立式不合格產(chǎn)品罐600m3常壓40二 對本次設(shè)計的評述或有關(guān)問題的分析討論（一）精餾方案的確定精餾方案的確定包括流程的安排、設(shè)備結(jié)構(gòu)類型的選擇和操作條件的確定等。下面就有關(guān)內(nèi)容加以分析。 1操作壓力的選擇塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅涉及到分離問題，而且與塔頂和塔底的溫度有關(guān)。應(yīng)根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，并兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來綜合考慮。加壓蒸餾可提高設(shè)備的處理能力，但會增加塔壁的厚度，使設(shè)備費用增加。另外，壓力增加使溶液的泡點和露點溫度均增加，物系的相對揮發(fā)度減小，使物系分離困難。減壓蒸餾不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費用，而且由于真空下其體積增大，需要的塔徑增加，因此設(shè)備費用增加。對熱敏性物料可采用減壓蒸餾，