化工原理課程設計-浮閥塔設計

設計條件:常壓：p=1atm處理量：50000t/y進料組成：x餾出液組成：x釜液組成：xw塔頂全凝器：泡點回流每年實際生產(chǎn)天數(shù)：330天（一年中有一個月檢修）精餾塔塔頂壓強：4kPa加熱方式：間接加熱第一章塔板工藝計算基礎物性數(shù)據(jù)表1-1苯、甲苯的粘度溫度℃020406080100120苯0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228表1-2苯、甲苯的密度溫度℃020406080100120苯--877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0表1-3苯、甲苯的表面張力溫度℃020406080100120苯31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34表1-4苯、甲苯的摩爾定比熱容溫度℃050100150苯72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6表1-5苯、甲苯的汽化潛熱溫度℃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）苯的摩爾質量：甲苯的摩爾質量：=（2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù) 塔頂易揮發(fā)組分質量分數(shù)xd=0.96 釜底易揮發(fā)組分質量分數(shù)xw=0.02原料液易揮發(fā)組分質量分數(shù)xf=0.4料液流量F=50000*1000/(330*24)=6313.13kg/h=80.82kmol/h 由公式：F=D+W，F(xiàn)xf=Dxd 代入數(shù)值有： 塔頂產(chǎn)品(餾出液)流量D=45.12kmol/h； 釜底產(chǎn)品(釜液)流量W=35.70kmol/h。分段物料衡算根據(jù)相平衡曲線，泡點進料時q=1有xe Rmin由梯形圖可知,全回流下最少理論板Nmin=有理論板得捷算法有根據(jù)蘭吉利圖,選取不同的R值,計算R-Rmin/(R+1)曲率變化最大的點是在R=2.15，N=14.49≈15處，即理論板是NT＝所以精餾段液相質量流量L=RD=2.15*45.12=97kmol/h，精餾段氣相質量流量V=R+1D=3.15*45.12=精餾段操作線方程yn+1=R*xnR+1+xd因為泡點進料，所以進料熱狀態(tài)q=1，所以，提餾段液相質量流量L'=L+qF=177.8kmol/h，提餾段氣相質量流量V'=V-(1-q)F＝142.13kmol/h，所以，提餾段操作線方程yn+1=L'*xn/V'-Wx畫出的梯形圖如下：總板數(shù)NT=13-1=12,，進料板為第7塊理論板計算用逐板法計算理論板塔板數(shù)由于泡點進料q=1，xq第一塊板上升蒸汽組成，y1從第一塊板下降的液體組成x1=y1/(2.43-1.43y依次反復計算有y2=0.9454y3=0.9147y4=0.8720y5=0.8178y6=0.7566y7=0.6959y8=0.6431x則從第九塊板起，用提餾段操作方程計算y9=0.2892y10=0.0935y11=0.0224x11因為釜底間接加熱，所以總共需要理論板數(shù)是11-1=10塊，第8塊進料，精餾段是7塊，提餾段是3塊。實際塔板數(shù)計算根據(jù)內插法，可查得：苯在泡點時的黏度μa(mPa.s)＝0.2854，

甲苯在泡點是的黏度μb(mPa.s)＝0.2629,平均粘度μav=μa*xF+μb*(1-x塔頂及塔底平均溫度tm=(72.3+98.6)/2=85.45，此溫度對應的粘度是苯α1=0.3112mPa.s，α2=0.2556mPa.s，平均相對揮發(fā)度α=（α1+根據(jù)《化學化工理課程設計》柴誠敬P8的公式有:總板效率ET=0.17-0.616㏒μ實際板數(shù)Ne=NTET=12/0.5175=精餾板實際板數(shù)NTD提餾板實際板數(shù)N3精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算平均摩爾質量的計算平均摩爾質量塔頂XD=Y1=0.966，通過上圖擬合處理相平衡曲線,得出x1MVDm=0.966×78.11+MLDm進料板XMVFmM塔釜XW=0.0064，YWMVWmMLWm精餾段平均摩爾質量MVm1=（MLm1 提餾段平均摩爾質量MVm2 MLm2=（操作壓強操作壓強PD取每層塔板壓降?P=0.7kPa，進料板壓強PF=105.3+塔底壓強PW=105.3+24×0.7=1精餾段平均操作壓力：Pm1提餾段平均操作壓力：Pm2操作溫度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*)/(由安托尼方程試差得出：當xA=0.44時，假設t=92.6℃,PB*=58.9431當xA=0.966時，假設t=78.5℃,PB*=36.8572kPa,P當xA=0.024時，假設t=110.63℃,PB*=101.3426kPa，Pt=92.6℃是進料口的溫度，t=78.5℃是塔頂蒸汽需被冷凝到的溫度，t=110.63℃是釜液需被加熱的溫度。精餾段平均溫度tm1=(92.6+78.5)?2=85.55℃提餾段平均溫度tm2=(92.6+110.63)?2=101.62℃平均密度計算氣相平均密度計算精餾段氣相密度：ρVM1=Pm1液相平均密度依據(jù)下式計算：1ρ塔頂液相平均溫度：tD=78.5℃，由內差法得出ρ ρ2=811.27kg/mρLDm=1（0.960816.45 對于進料板，tF=92.6℃，由圖解法求理論板用內差法得出ρ1ρ2=797.57kg/m3， ρLFm= 對于塔底，tW=110.63℃，由內差法得出ρρ2=779.7532kg/m3ρLWm=1（0.0204779.7542 精餾段平均密度ρLm1=ρLDm 提餾段平均密度ρLm2=ρLWm液體表面張力計算 液體表面張力σσ 由tD=78.5 σLA=21.4483× σL 由tF=σLA=19.7507×σL由tW=110.63σLA=17.632×σL精餾段平均表面張力：σL提餾段平均表面張力：σL精餾塔工藝尺寸計算塔徑計算精餾段氣液相體積流率為精餾段Vs1=V×MVM1/3600×ρVM1=142.13×80.983600×2.97Ls1=V×MLM1/3600×ρLM1=97×82.863600×807.42提餾段Vs2=V×MVM2/3600×ρVM2=142.13×87.573600×3.31 Ls2=L×MLM2/3600×ρLM2=97×89.263600×789.23精餾塔塔徑計算根據(jù)《化學化工理課程設計》柴誠敬P83得到以下公式：μmax=C·ρ負荷系數(shù)C值可由smith關聯(lián)圖求取，依據(jù)下式校正查出負荷系數(shù)，即C=C20(σ圖的橫坐標LSV選板間距HT=0.45m，取板上液層高度故H查表得C20=C=C20(σ20μmax=C·ρ取安全系數(shù)0.7，空塔氣速μ=0.6*μmax=0.7*1.376=0.963塔徑D=4VS按標準圓整為D＝1.2m提餾段塔徑計算LSVS(ρLρ選板間距HT=0.45m，取板上液層高度故H查表得C20C=C20(σ20μmax=C·ρL-ρV取安全系數(shù)0.7，空塔氣速μ=0.7*μmax=0.7*1.077=0.754塔徑D=4VS按標準圓整為D=1.4m。按上述精餾段和提餾段塔徑計算，可知全塔塔徑為D=1.4m，塔截面積為AT=πD2/4=1.539m2精餾塔有效高度計算精餾段有效高度為Z精=提餾段有效高度為 Z提 在進料板上方開一人孔，其高度取0.8m， 故精餾塔有效高度為： Z=Z精塔板主要工藝尺寸計算溢流裝置計算因塔徑D=1.4，可采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設進口堰。各項計算如下：溢流堰長取堰長為0.66D,即=0.66*1.4=0.924m，溢流堰堰高hw根據(jù)《化學化工理課程設計》柴誠敬P87，平直堰按下式計算=2.841000E由上圖，取E=1.0時，則=2.84*10-3*1*(3600*0.00280.924)取板上清液層高度=0.06m,則=0.06-0.0143=0.0457m降液管寬度Wd和降液管面積由lwWdD=0.124,AWdAf=0.0722A 計算液體在降液管中停留時間 Θ1=3600AfHT/Lh1=AfHT/L 故降液管底隙高度設計合理。降液管底隙高度取液體通過降液管底隙流速為0.11m/s，依據(jù)《化工原理課程設計》柴誠敬P88有公式計算降液管底隙高度h0，h0=Ls1hw1-h故降液管底隙高度設計合理>選用凹形受液盤，深度hw浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置塔板分塊本設計塔徑為D=1.4m，因D≥800mm，故塔板采用分塊式，由依據(jù)《化工原理課程設計》柴誠敬P88可知，塔板板面分為4部分。邊緣區(qū)寬度確定取Ws開孔區(qū)面積計算Aa=2(xr其中：X=D/2-Wdr=D/2-Wc=1.4/2-0.035=則Aa=2(0.46140.6652浮閥數(shù)計算及其排列預先選取閥孔動能因子F0=10,由F0=uu0=F0ρv孔徑取d0每層塔板上浮閥個數(shù)為：N=Vsπ4d02浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡面積，閥孔排列采用等腰三角形叉排方式排列，中心距取為75mm,固定底邊尺寸為65mm。則設計條件下的閥孔氣速為 u0=VsN閥孔動能因數(shù)為 F0=u0ρ 所以閥孔動能因子變化不大，仍在9~12的合理范圍內，故此閥孔實排數(shù)適用。開孔率φ=A0AT=N(d0D)2此開孔率在5%~15%范圍內，符合要求。所以這樣開孔是合理的。塔板流體力學驗算計算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降h每層塔板靜壓頭降可按式hP=h計算干板靜壓頭降h由UC=1.U0C= U0≥U0C，可用 hC=5.34*5.872計算塔板上含氣液層靜壓頭降h由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)ε0=0.5，已知板上液層高度hL=計算液體表面張力所造成的靜壓力降h由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降hhf換算成單板壓降?Pf=降液管中清液層高度H式Hd=計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降h前已計算hf計算溢流堰（外堰）高度hh液體通過降液管的靜壓頭降h因不設進口堰，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由于浮閥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為了防止液泛，根據(jù)《化工原理課程設計》柴誠敬P92有式Hd≤φHTφH從而知Hd=0.127m≤φ液體在降液管內停留時間校核應保證液體早降液管內的停留時間大于3~5s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設計θ=A可見，所夾帶氣體可以釋出。計算霧沫夾帶量霧沫夾帶量e判斷霧沫夾帶量ev是否在小于10%的合理范圍內，是通過計算泛點率F1F1塔板上液體流程長度 ZL=D-2Wd=1.4-2*0.1736= 塔板上液流面積 Ap=苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為及為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。嚴重漏夜校核當閥孔的動能因數(shù)低于5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算F0精餾段塔板負荷性能圖霧沫夾帶上限線對于苯—甲苯物系和已設計出塔板結構，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應的泛點率(亦為上限值)所對應的泛點率F1(亦為上限值)，利用式和便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點率F1=0.8依上式有 整理得0.0608V 即Vs=2.204-23.55此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應一條直線。所以在操作范圍內任取兩個值便可依式Vs=2.204-23.55L0.0010.0030.0050.007V2.18052.13342.08632.0392液泛線由式，，聯(lián)立。即式中，，板上液層靜壓頭降從式知，表示板上液層高度，所以板上 液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式則式中閥孔氣速U0與體積流量有如下關系式中各參數(shù)已知或已計算出，即d0=0.04m,U整理后便可得Vs與LsL0.0010.0030.0050.007V2.40452.30722.21042.1029用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(2)。液相負荷上限線為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不應小于3～5s。所以對液體的流量須有一個限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。由式可知，液體在降液管內最短停留時間為3～5秒。取為液體在降液管中停留時間的下限，所對應的則為液體的最大流量,即液相負荷上限，于是可得所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關的豎直線，即負荷性能圖中的線(3)氣體負荷下限線（漏液線）對于F1型重閥，因<5時，會發(fā)生嚴重漏液，故取計算相應的氣相流量，(V'_s)min=Nπ4d02F0ρv=液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。2.841000E(3600Lh（Ls）min=按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關的豎直線，見圖中的線(5).所的負荷性能圖如下：Vmin=0.539操作彈性=VmaxVmin小結從塔板負荷性能圖中可看出，按生產(chǎn)任務規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點P在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設計合理。因為液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限Vmax=2.106m操作彈性=Vmax塔板的這一操作彈性在合理的范圍(3～5)之內，由此也可表明塔板設計是合理的。第二章塔附件設計接管進料管進管結構類型很多，有直管進料管、T型進料管、彎管進料管。本設計采用直管進料管，管徑計算如下：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塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速D塔底進氣管采用直管取氣速，則D=D筒體和封頭筒體δ=壁厚選6mm,選用材質為A封頭本樣封設計采用橢圓形封頭，由公稱直徑D=1400mm，可查得曲面高,直邊高度，內表面積，容積。選用封頭，JB1154-73。除沫器在空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設備的正常操作。本設計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、質量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。設計氣速u=k'ρL-=0.107*807.42-2.97 除沫器直徑D=4V選取不銹鋼除沫器類型：標準型；規(guī)格：40-100；材料：不銹鋼絲網(wǎng)（1Cr18Ni19Ti）；絲網(wǎng)尺寸：圓絲φ0.23裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結構性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內徑≥800m,故裙座壁厚取16mm基礎環(huán)內徑：基礎環(huán)外徑：經(jīng)圓整后裙座取，；基礎環(huán)厚度考慮到腐蝕余量去1.2m；考慮到再沸器，裙座高度取2.2m，地腳螺栓直徑取M22。人孔孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于人進出任何一層塔板。由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔10~20塊板才設一個孔，本塔中共24塊板，需設置2個人孔，每個人孔直徑為450mm，板間距為600mm,裙座上應開2個人孔，直徑為450mm，人孔深入塔內部應與塔內壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形狀及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設計也是如此。塔總高度的設計塔頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5minHB=(tLs'塔立體高度H==浮閥塔的工藝設計計算結果匯總表項目內容數(shù)值或說明備注塔徑D/m1.40板間距HT/m 0.45塔板形式單溢流