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文档简介

化工原理课程设计任务书.设计题目:分离乙醇一正丙醇二元物系的浮阀式精馏塔.原始数据及条件:进料:乙醇含量45%(质量分数,下同),其余为正丙醇分离要求:塔顶乙醇含量93%;塔底乙醇含量0.01%生产能力:年处理乙醇-正丙醇混合液25000吨,年开工7200小时操作条件:间接蒸汽加热;塔顶压强1.03atm(绝压);泡点进料;R=5.设计任务:⑴完成该精馏塔的各工艺设计,包括设备设计及辅助设备选型。⑵画出带控制点的工艺流程图、塔板版面布置图、精馏塔设计条件图。⑶写出该精馏塔的设计说明书,包括设计结果汇总和设计评价。概述本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图,是较完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取,主要设备的工艺设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的核算,以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。本次设计结果为:理论板数为20块,塔效率为42.2%,精馏段实际板数为40块,提馏段实际板数为5块,实际板数45块。进料位置为第17块板,在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为0.8米,设置了四个人孔,塔高22.19米,通过浮阀板的流体力学验算,证明各指标数据均符合标准。关键词:二元精馏、浮阀精馏塔、物料衡算、流体力学验算。目录TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"第一章绪论 1\o"CurrentDocument"第二章塔板的工艺设计 2一、精馏塔全塔物料衡算 2二、乙醇和水的物性参数计算 错误!未定义书签。\o"CurrentDocument".温度 2\o"CurrentDocument".密度 3三、理论塔板的计算 6四、塔径的初步计算 7五、溢流装置 8六、塔板分布、浮阀数目与排列 10\o"CurrentDocument"第三章塔板的流体力学计算 11一、气相通过浮阀塔板的压降 11二、淹塔 12三、物沫夹带 13四、塔板负荷性能图 错误!未定义书签。TOC\o"1-5"\h\z.物沫夹带线 13.液泛线 14.液相负荷上限 15.漏液线 155.液相负荷下限 15第四章塔附件的设计 16一、接管 16二、筒体与封头 18三、除沫器 18四、裙座 18五、人孔 19第五章塔总体高度的设计 19一、塔的顶部空间高度 19二、塔总体高度 19\o"CurrentDocument"第六章附属设备的计算 20热量衡算 210℃的塔顶气体上升的焓Qv 错误!未定义书签。回流液的焓Qr. 错误!未定义书签。塔顶馏出液的焓QD 错误!未定义书签。冷凝器消耗的焓QC 错误!未定义书签。进料口的焓QF 错误!未定义书签。塔釜残液的焓QW 错误!未定义书签。TOC\o"1-5"\h\z再沸器QB 21冷凝器的设计 20冷凝器的核算 错误!未定义书签。泵的选择 24\o"CurrentDocument"浮阀塔工艺设计计算结果列表 25\o"CurrentDocument"主要符号说明 26\o"CurrentDocument"参考文献 28II第一章绪论精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同,采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域,并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔,而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,本次课程设计是浮阀塔。精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别,是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流,为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流,使在相同理论板的条件下,为精馏实现高纯度的分离时,始终能保证一定的传质推动力。所以,只要理论板足够多,回流足够大时,在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品,而在塔底获得高纯度的重组分产品。精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法本次课程设计是分离乙醇一一水二元物系。在此我选用连续精馏浮阀塔。具有以下特点:(1)处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加20〜40%,而接近于筛板塔。(2)操作弹性大,一般约为5〜9,比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。(3)塔板效率高,比泡罩塔高15%左右。(4)压强小,在常压塔中每块板的压强降一般为400〜660N/m2。(5)液面梯度小。(6)使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。(7)结构简单,安装容易,制造费为泡罩塔板的60〜80%,为筛板塔的120〜130%。本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图,是较完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取,主要设备的工艺设计计算一一物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算,可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的,以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。工科大学生应具有较高的综合能力,解决实际生产问题的能力,课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会,我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务,为将来打下一个稳固的基础。而先进的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。

第二章塔板的工艺设计一、精馏塔全塔物料衡算F:进料量(Kmol/s) xF•原料组成D:塔顶产品流量(Kmol/s)xD.塔顶组成W:塔底残液流量(Kmol/s)xW:塔底组成原料乙醇组成:xlF45464546原料乙醇组成:xlF45464546+5560=51.63%塔顶组成:xD=93469346+760=94.54%塔底组成:xW塔底组成:xW==0.013%0.0146+99.9960进料量:F=25000吨/年=25000*103*(0.4546+0.5560)=0.01827kmol/s7200*3600物料衡算式:f=d+wdFxF=DxD+WxW联立代入求解:D=0.0071kmol/sW=0.0112kmol/s二、常压下乙醇一正丙醇气液平衡组成(摩尔)与温度的关系温度T/℃液相组成%气相组成%97.600.000.0093.8512.624.092.6618.831.891.6021.034.988.3235.855.086.2546.165.084.9854.671.184.1360.076.083.0666.379.980.5088.491.478.381001001.温度利用表中数据由内差可求得tFtDtWtF=85.42℃①十 86.25—84.98_tf-86tF=85.42℃①tF:46.1-54.6—51.63—46.1

78.38-80.50=厂78.381.078.38-80.50=厂78.381.0—0.884 0.9215-1.0W,0-0.126 0.013-0tD=79.81℃tW=97.21℃④精馏段平均温度:;空=包产1tD=79.81℃tW=97.21℃⑤提留段平均温度:「金仁上二85.42+97.21=91.315℃2 2 22密度混合气密度:Py=T0PM

22.4TP0塔顶温度:tD=79.81℃气相组成y:D78.41-78.15_78.35-78.1578.15-89.43.100y。-89.43yD=89.36%混合气密度:Py=T0PM

22.4TP0塔顶温度:tD=79.81℃气相组成y:D78.41-78.15_78.35-78.1578.15-89.43.100y。-89.43yD=89.36%进料温度:tF=73.00℃气相组成y:F89.0-86.7_89.0-73.0038.91-43.75.38.91-1003yF=72.58%塔底组成:t=99.99℃气相组成y:wW100-95.5_100-99.990-17.00-100ywy=0.11%⑴精馏段液相组成x81.82%+26.54%「 =54.18%气相组成y1:y122=行"=83.79%+26.54%=80.44%所以Ml]=46*0.5418+18*(1-0.5418)=33.71kg/molMV]=46*0.8044+18*(1-0.8044)=40.52kg/mol⑵提留段液相组成X2:%气相组成y2:y2xw+x

2%+yF

20.012%+26.54%a

=13.28%2°」1%+77」%:38.60%所以Ml2=46*0.1328+18*(1—0.1328)=21.72kg/molMV2=46*0.3860+18*(1-0.3868)二38.60kg/mol由不同温度下乙醇和丙醇的密度,内差法求ttt下的乙醇和水的密度温度T,℃708090100110Pa,KG/M3754.2742.3730.1717.4704.3Pb,KG/M3759.6748.7737.5726.1714.2P"=95Z66tF=70.85℃ pcF=746.98PF=841.451 PF=841.45 = + P.946.98952.66F『8.28℃ pCD=738.06 p皿=973.041 0.92 1-0.92PDPD=752.60PD738.06 973.04土产⑼。。P土产⑼。。Pc"712.04PX958.721 0.003 1-0.003—= +1 0.003 1-0.003—= + Pw712.04 958.72WPW=958.62所以PL1=PF+PD=841.45+752.60=797.02=Pf+pw=841,45+958.62=900.04Mld=xD*46+(1-xD)*18=40.91kg/molMlf=xF*46+(1-xF)*18=25.43kg/molMlw=xW*46+(1-xW)*18=18.00kg/molM=Mld+MM=Mld+MlfL1 240.91+25.432=33.17kg/molM=MLw+MlfL2 218.00+25.432=21.72kg/molMvD=yD*46+(1-yD)*18=41.46kg/molMF=%*46+(1-3)*18=39.59kg/molMvW=yw*46+(1-yw)*18=18.03kg/molM=MvD+MM=MvD+MvF

v1 241.46+39.592=40.53kg/molM二MvJMvFv2— 218.03+39.592:28.81kg/mol.混合液体表面张力VCDVCFVWDmw

pWD46 q&& ] =62.33ml738.0646=61.58ml746.9818 =18.50ml973.04Vcw二mCW pCWVWF由内差法求得在tF乙醇表面张力水表面张力塔顶表面张力原料表面张力塔底表面张力46 =64.60ml712.0418 =18.89ml952.6618958.72tDtw下的乙醇和水的表面张力o=18.02mN/mo=17.30mN/mowF=64.34mN/m owD=62.89mN/m4%=0.1818*<62.89+0.8182*V17.304%=0.7346*<63.34+0.2654*V18.024屋=0.9998*4/5881+0.00012*415.20=18.78ml=15.20mN/mCW=58.81mN/mwWoD=22.61mN/moF=47.06mN/mo=58.80mN/m(1)精馏段的平均表面张力⑵提馏段的平均表面张力:=(22.61+47.06)/2=34.84mN/m1=(58.80+47.06)/2=52.93mN/m2.混合物的粘度11=74.57℃ 查表,得口水=0.382mpa-s, 口醇=0.493mpa•s12=85.41℃查表,得口=0.334mpa,s,u_=0.429mpa・s(1)精馏段粘度: 水 醉U1=u_x1+u(1-X1)=0.493*0.5418+0.382*(1-0.5418)=0.4421mpa•s(1)提留段粘度I/水1口2=口醇x2+口水(1-3)=0.429*0.1328+0.334*(1-0.1328)=0.3466mpa•s.相对挥发度由x由x=26.54%y=77.1%FF由x=81.82%y=83.79%DD由xW=0.012%y=0.11%(1)精馏段的平均相对挥发度提留段的平均相对挥发度0.771得aF=0.2654_9321-0.771 9.21-0.26540.8379得%=0.8182—11s1-0.8379 .F1-0.81820.0011得aF=0.00012qiq1-0.0011=9.181-0.00012.气液相体积流量计算(1)精馏段质量流量:L1=ML1L=33.17*0.0093=0.308kg/sV]=MV1L=40.53*0.0147=0.596kg/s体积流量:L.=L=0.308=0.000387m3/ss1 p 797.02L1口 V 0.596V,=-1= =0.419m3/ss1 p 1.421V1(2)提留段 质量流量:L2=ML2L'=21.72*0.026=0.56kg/sV2=MV2V'=28.81*0.0093=0.268kg/s体积流量:L=-^2= =0.000622m3/ss2p900.04

L2u=0.7u =0.7*1.87=1.31m/s V=V2=0268=0.2669m3/s塔板的计算1max s2p0.996V2三、理论塔板数的计算绘出乙醇一水的气液平衡组成,即X-Y曲线图,作进料线,与平衡线的交点

0.8182-0.54 0.8182-0.54 =1.013最小回流比为R.=XD-yqminy-x0.54-0.2654Jqq取操作回流比R=1.7Rmin=1.722精馏段L=RD=1.722*0.0054=0.0093kmol/sV=(R+1)D=2.722*0.0054=0.0147kmol/s提留段因本设计为饱和液体进料,所以q=1L'=L+qF=0.0093+0.0167=0.026kmol/sV'=V+(q-1)F=V=0.0093kmol/s则精馏段操作线方程为y=xDx+r--1=0.63X+30.06提馏段操作线方程为y==1.76x—0.00009采用图解法求得理论板层数Nj20,加料板为第17块理论板(1)精馏段已知a=5.23uL1=0.4421mpa•s所以Et=0.490.245O^L=0.49*0.245523*0.4421=0.40NEt3NEt3=40块0.4(2)提留段已知a=9.25口L2=0.3466mpa,s所以ET=0.490.2时可=0.49*0.2破25*0.3466=0.37Np提NNp提NtET 0.373-1——=5块全塔所需实际塔板数:NP=NP精+NP提=40+5=45块全塔效率:ET=N全塔效率:ET=N*100%=20-1*100%=42.2%NP45四、塔径的初步计算1.精馏段由u=(安全系数)*Umax,安全系数=0.6—0.8,Umax=c[&~区PV横坐标数值:乂*瓦="幽Z*jB=0.0219匕1\:pV1 0.419 \1.421

取板间距:Ht=0.40m,h=0.06m.则Ht-h=0.34m查图可知一 。 ,34.84、C=0.071,C=C。(」)0.2=0.071*( )0.5=0.07920 2020 20umax=0.079*797-02-1-421=umax=0.079*1.421取安全系数为0.7,则空塔气速u1=0.7umax=0.7*1.87=1.31m/s4*0.419八々 =0.64m兀义1.31按标准塔径圆整后为D2=0.8m兀塔截面积为A=—D2=0.785*0.82=0.502m2t4实际空塔气速为u=匕实际空塔气速为u=匕0.419AT0.502=0.83m;s2.提留段横坐标数值:鼠Vs2丫横坐标数值:鼠Vs2丫20.000622(900.04¥;0.269I0.996)=0.070取板间距:查图可知Ht=0.40m,h=0.06m,则Ht-h=0.34mC=0.07220取板间距:查图可知Ht=0.40m,h=0.06m,则Ht-h=0.34mC=0.07220。 52一93、,C=C八(二)0.2=0.072*(―9-)0.2=0.0872020 20u=0.087*J-04-0.996=1.83m/smax\ 0.9964^269=0.43兀义1.83按标准塔径圆整后为D2=0.8m五塔截面积为A=—D2=0.502m2t4实际空塔气速为u'实际空塔气速为u'寡=0.533ms五、溢流装置.堰长lw取1^=0.65D=0.52m3.2.2溢流堰高度hw堰上层高度hOWw2.841000LOWx3.2.2溢流堰高度hw堰上层高度hOWw2.841000LOWxE(L/1)2/3选择平直堰(1)精馏段how当*]*(1000hw0.000387*36000.52)2/3=0.005mh=hL—how=0.06—0.005=0.055m(2)提留段h,=jji*1*(0.000622*3600)2/3=0.0075m

ow1000 0.52h;=hL-how=0.06—0.0075=0.053m.方形降液管宽度w和截面积Ad f由w=0.65查得土=0.0721,巴=0.124DADt则AF=0.0721AT=0.0721*0.502=0.036m2验算降液管内停留时间精馏段:0=AH=Ls1,提留段:0'=AHrLs20.036*0.4 =37.41s0.0003870.036*0.4__ =23.28s0.000622停留时间0>5s,故降液管可使用.降液管底隙高度h0(1)精馏段取降液管底隙的流速u0=0.08m/sLs1 0.000387则Uh=——1= =0.009m0 1u00.52*0.08w(2)提留段取u'=0.08m/s 则h'二餐=0.000622=0.015m0 01u0,0.52*0.08w故降液管设计合理

选用凹形受液盘:深度h'=55mmw六、塔板分布、浮阀数目与排列.塔板分布本设计塔径D=0.8m 采用整块式塔板.浮阀数目与排列(1)精馏段取阀孔动能因子F0=12.则孔速与产丸=-^==10.07m/s

0 01VPy1 <1.421每层塔板上浮阀数目为N=—每层塔板上浮阀数目为N=—L0.419冗/4d02u010.785*0.0392*0.07=34个取边缘区宽度Wc=0.035m 破沫区宽度W=0.065mS计算塔板上的鼓泡区面积,即4=2x\.R计算塔板上的鼓泡区面积,即4=2x\.R2-x2+^―R2sin-1180其中R=D-W=2-0.06=0.94m2c2t'=90mmx=D-(W+W)=竺-(0.099+0.065)=0.236m2ds2. 兀 0236所以A=2

a=0.010m20.236x0.3652-0.2362+一0.3652sin所以A=2

a=0.010m2180 0.94浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,取同一个横排的孔心距t=75mm贝U排间距:tt= =—°"1—=39mmAT34*0.075按t=75mm,t'=90mm以等腰三角形叉排方式作图,排得阀数39个按N=39重新核算孔速及阀孔动能因子0.419u== 0.419u== 010.785*0.039*39=8.998m/s0.785*00蓝0.785*00蓝*12.02=第个10F01,=8.998*v,1.421=10.73阀孔动能因子变化不大,仍在9-13范围内塔板开孔率=-^―=033=9.22%u018.998(2)提留段取阀孔动能因子F0=12.则孔速u。==与=上^=12.02m/s0 02 Py2 v'0.996每层塔板上浮阀数目为N=—%—九/4d02u02

按t=75mm,估算排间距t'=4s=——WU——=7mmAT18*0.075取t=90mm,t'=120mm以等腰三角形叉排方式作图,排得阀数39个按N=23重新核算孔速及阀孔动能因子0.268u020.268u02—0.785*0.039*23=9.76m/sF02,=9.76*<0.996=9.74阀孔动能因子变化不大,仍在9—13范围内塔板开孔率二——053—5.43%u02, 9.76第三章塔板的流体力学计算、气相通过浮阀塔板的压降气体通过塔板时,需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力,这些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降△PP可由hp―hc+%+h。和pp—hppg计算式中hc——与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度,m液柱;hl——与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度,m液柱;h。——与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度,m液柱。1.精馏段⑴干板阻力 U0c1—1.81詈=L8$71,=8.66m/SPi/Un,2 1.421X10.072因u01>u0c1故h——5.34x~101=5.34因u01>u0c1c1 2p£1g 2x797.02x9.8(2)板上充气液层阻力取s0=0.5 hL=0.06m贝UhL1=s0hL=0.5x0.06=0.03m⑶液体表面张力所造成的阻力此阻力很小,可忽略不计。因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为hp1=0.049+0.03=0.079mApp1=hp1pL1g=0.079x797.02x9.8=617.05Pa2.提留段11

(1)干板阻力u(1)干板阻力u73.173.1=182s:——=10.53m/s250,996Pi”u.2 0.996x12.022因U02>U0c2 故hc22义900.04*因U02>U0c2 故hc22义900.04*9.8(2)板上充气液层阻力取£0=0.5 hL=0.06m 则hL2=£0hL=0.5x0.06=0.03m(3)液体表面张力所造成的阻力此阻力很小,可忽略不计。因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为hp1=0.044+0.03=0.073mApp2=hp2pL2g=0.073x900.04x9.8=648.83Pa二、淹塔为了防止淹塔现象的发生,要求控制降液管中清液高度H&邑卯(出『十血印I即=近?+为工+%1.精馏段⑴单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度仆1=0,079m⑵液体通过液体降液管的压头损失h=0.153( h=0.153( )2d1 Lwh0(3)板上液层高度=0.153x(0.0003870.52x0.009)2=0.0010mhL=0.06m 则Hd1=0.079+0.0010+0.06=0.1400m取中二0I已选定HT=0.40m hW=0.055m则①(hW+HT)1=0.5x(0.40+0.055)=0.2275m可见《必为+%)】所以符合防止淹塔的要求。2才是留段(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hp1=0,073m⑵液体通过液体降液管的压头损失h=0.153()2=0.153x(0.000622)2=0.0010md2 ^W^/i: 0.52x0.015⑶板上液层高度hL=0.06m则Hd1=0.073+0.0010+0.06=0.1340m12取中二01已选定HT=0.40mhW=0.053m则①(hW+Ht)1=0.5x(0.40+0.053)=0.2265m可见出m<囱月丁+')口所以符合防止淹塔的要求。三、物沫夹带1.精馏段% 4136Aizi泛点率= x100%板上液体流经长度:ZL=D—2WD=0.8—2x0.099=0.602m板上液流面积:Ab=A—2Ab=0.502—2x0.036=0.43m2取物性系数反二10,泛点负荷系数图CF=0.0980.419泛点率二——1421 . +1.36x0.000387x0.602797.02-1.421=42.77%1.0x0.098x0.43对于小塔,为了避免过量物沫夹带,应控制泛点率不超过70%,由以上计算可知,物沫夹带能够满足却能液/幅气)的要求。2才是留段取物性系数玄=1Q,泛点负荷系数图CF=0.0940.269泛点率二——0.996————+1.36x0.000622x0.602900.04-0.996=23.41%1.0x0.094x0.43由计算可知,符合要求。四、塔板负荷性能图1.物沫夹带线%卜丹一+1%工兄乙泛点率= xlOO%卬413据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线,按泛点率70%计算:⑴精馏段0.7=: 1.421797.02-1.421+1.36x0.602LS1.0x0.098x0.43整理得:0.029=0.0423匕+0.8187LS即匕=0.697—19.36LS由上式知物沫夹带线为直线,则在操作范围内任取两个月值算出匕⑵提留段0.7=1.00.7=1.0x0.094x0.43,: 0.996s\;900.04—0.996+1.36x0.602L1S整理得:0.028=0.0333匕+0.8187L'S即V;=0.850-24.59L;S S精馏段Ls(m3/s)0.0020.003Vs(m3/s)0.6930.639提馏段L's(m3/s)0.0020.003V's(m3/s)0.8450.776在操作范围内任取两个L、值算出V;S S2.液泛线⑴精馏段+1.5x(0.055+1.03LS产3)+1.5x(0.055+1.03LS产3)0.7852x392x0.0394x797.02x2x9.8 S1整理得:VS12=0.636—31185.45LS12-6.90LS产⑵提留段0.2265=5.34x0.996Vs220.7852x232x0,0394x900.04x2x9.8+2514.79LS22+1.5x(0.053+1.03LS产)整理得:VS22=0.368-6290.12LS22-3.86LS产在操作范围内任取若干个4值,算出相应得吃值:14精馏段Ls1(m3/s)0.00010.00040.00150.003Vs1(m3/s)0.7880.7700.6890.460提馏段Ls2(m3/s)0.00030.00070.00150.003Vs2(m3/s)0.5920.5780.5510.4813.液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3〜5s§= =3液体降液管内停留时间4以日;为作为液体在降液管内停留时间的下限,则(LS)=尊=min50.036x0.40 =0.02m3/s54.漏液线对于F1型重阀(1)精馏段e1_< %=一d;瓶口依稣二勺作为规定气体最小负荷的标准,则 4(LS1) =jxmin40.0392x39x 5 =0.195m3/sJ1.421(2)提留段九 5(L<J =-x0.0392x23x. =0.138m3/sS2min 4 <0,9965.液相负荷下限取堰上液层高度二。口豆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。1000=0.006取E=1.0则(L) =(0.006x1000)3/2-WW-=0.0004m/sSmin'2.84x1 3600由以上1〜5作出塔板负荷性能图15提留段负荷性能图Ls第四章塔附件的设计一、接管.进料管进料管的结构类型很多,有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下:4匕72上『D=当液体由泵输送时,流速可取4匕72上『D=当液体由泵输送时,流速可取1.5〜2.5m/s16这里取u^=1.6m/s,p=738.13kg/m3=0.0013m3;s=0.0013m3;s7200x3600x738.13D='4X0.0013=0.032m=32mm丫3.14x1.6查无缝钢管GB8163-87,选取^38x3.回流管采用直流回流管,取uR=1.6m;s,pD=724.94kg/m32.483724.943.14x724.943.14x1.6=0.052m=52mm查无缝钢管GB8163-87,选取巾60x4查无缝钢管GB8163-87,选取巾60x4.塔底出料管取uw=1.6m/s,直管出料,/0.008294x60,4x , 728.393.14x1.6=0.023m=23mm查无缝钢管GB8163-87,取巾27x1.5.塔顶蒸汽出料管直管出气,取出口气速u=20m/s,则D='义L755=0.334m=334mm\3.14x20查无缝钢管GB8163-87,取巾351x8.塔底进气管采用直管,取气速u=23m/s,则D―:4*1.795=0.315m=315mm\3.14x23查无缝钢管GB8163-87,取巾325x7.517176.法兰由于常压操作,所以法兰均采用标准管法兰,平焊法兰,由不同的公称直径,选用相应法兰。进料管接管法兰:HGT+20592-2009钢制管法兰回流管接管法兰:HGT+20592-2009钢制管法兰塔底出料管法兰:HGT+20592-2009钢制管法兰塔顶蒸汽管法兰:HGT+20592-2009钢制管法兰塔釜蒸汽进气法兰:HGT+20592-2009钢制管法兰二、筒体与封头.筒体,PDO=——c i—2[o卜由D=800mm 选取壁厚为4mm.封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种,本设计采用椭圆形封头,由公称直径D=800mm,查得曲面高度hl=200mm,直边高度h0=40mm,内表面积F封=0.79m2,容积V封=0.0871m3。选用封头N800x6,JB1154-73三、除沫器当空塔气速较大,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。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器,其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取:u=K:P,—Pv 系数K'=0.107\P'V740.54—1.65三“u=0.107* 1-65 =2.26m;s14乂1775除沫器直径:D,'4L"5=0.995m3.14义2.26选取不锈钢丝网除沫器,类型:标准型;材料:不锈钢丝网(1Cr18Ni9Ti);丝网尺寸:圆丝巾0.23四、裙座塔底采用裙座支撑,裙座的结构性能好,连接处产生的局部阻力小,所以它是塔18设备的主要支座形式,为了制作方便,一般采用圆筒形。由于群座内格800mm,故裙座壁厚选取16mm。基础环内径:Di=(1600+2*16)—(0.2〜0.6)义103=1232mm基础环外径:Do=(1600+2*16)+(0.2〜0.6)义103=2032mm圆整:Do=1400mm,Do=2200mm;根据JB4710《钢制塔式容器》,基础环厚度应不小于16mm,考虑到腐蚀余量取壁厚为18mm;考虑到再沸器,裙座高度取3m,地角螺栓直径取M30。五、吊柱对于较高的室外无框架的整体塔,在塔顶设置吊柱,对于补充和更换填料、安装和拆卸内件,既经济又方便,一般取15m以上的塔物设吊柱,本设计中塔高较大,因此设吊柱。因设计塔径D=1600mm,可选用吊柱500kg。s=1000mm,L=3400mm,H=1000mm。吊柱管采用20号无缝钢管,其它部件采用Q235-A,吊柱与塔连接的衬板与塔体材料相同。六、人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道,人孔的设置应便于进入任何一层塔板,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于达到要求,一般每隔10〜20块塔板才设一个人孔,本塔中共43块板,需设置4个人孔,每个孔直径为450mm,人孔伸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及垫片用材,一般与塔的接管法兰相同,本设计也是如此。第五章塔总体高度的设计塔高计算公式(不包括群座):h=Hd+(N2S)Ht+SHt旬f+熊Hd:塔顶空间高度,m HB:塔底空间高度,m HT:塔板间距,mHT、:开有人孔的塔板间距,m HF:进料段高度,mN:实际塔板数 S:人孔数(不包括塔顶空间和塔底空间的人孔数)一、塔的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。二、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,塔顶部处理量较大,釜液停留时间可取5min。HB=叫x60—RJ/%+(0.5〜0.7)=(5x5.24x10-3x60—0.142)/2.011+0.6=1.31m三、塔板间距塔板间距HT=0.45m凡是人孔处的塔板间距应三600mm,人孔直径取450mm,H,取600mmTHf一般要比Ht大,有时要大一倍,此处取Hf为800mm19

四、塔总体高度H=H+(N—2—S)H+SH'+H+H+HD T TFB裙=1.2+(41—2—4)x0.45+4x0.60+0.8+1.31+3=24.46m第六章附属设备的计算一、冷凝器的选择本设计塔处理量较大,冷凝器安装在地面或平台上,回流液由泵来输送,操作控制较方便,选用卧式壳程冷凝器。有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500〜1500 kcal/(m2-h• ℃ ) 本设计取K=700kcal/(m2-h-℃)=2926kJ/(m2-h•℃)出料液温度:79.82℃(饱和气)一79.82℃(饱和液)冷却水温度:25℃—35℃逆流操作:△t154.82℃ At=44.82℃人1A「A八54.822-44.824coeAt=-1--2= ———=49.65°CCm।A11 ।54.82nA12 n44.82传热面积:根据全塔热量衡算,得QC=9.15x106KJ/h按双管程计时,初步选定换热器,其具体参数见表壳径/mm400管子尺寸“19mmx2mm公称压力/Mpa0.6管长1.5m公称传热面积/mz14.5m2管子总数174管程数1管子排列方式正方形斜转45°壳程数1折流挡板形式圆缺形20

A二旦K.A二旦K.Atm9.15x1062930.76x49.65而该型号换热器的实际传热面积A为A=N兀dl=174*3.14*0.019*1.5=15.57m2从传热面积的核算中也可知,所选的换热器合适所以本实验最终选取的换热器为:。=19mm,管心距25mm,公称直径400mm,管程数N为2,管子根数为174,换热管长度1500mm,换热面积为14.5m2二、再沸器qb的选择选用120C饱和水蒸气加热,传热系数取K=2930.76J/(m2,h°C)料液温度:86.59料液温度:86.59.100C水蒸气温度:120Cf120C逆流操作:At,=33.411At'-At1 33.41—20逆流操作:At,=33.411At'-At1 33.41—20-4 ।At1In1At'2in巴120=26.13°C根据全塔物料横算得 Qb=1.10X107KJ/hQQA=B—KAt'm1.10X1072930.76x26.13=143.68m2三、热量衡算.热量示意图.加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时的传热系数很高,可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达100〜1000°C,适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数很低,加热温度控制困难。本设计选用300kPa(温度为13.3°C)的饱和水蒸气作加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管,不但成本会相应降低,塔结构也不复杂。.冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气,应因地制宜地加以选用。受当地气温限制,冷却水一般为10〜25°C。如需冷却到较低温度,则需采用低温介质,如冷冻盐水、氟利昂等。本设计建厂地区为沈阳。沈阳市夏季最热月份日平均气温为25°C。故选用2125C的冷却水,选升温10°C,即冷却水的出口温度为35C。4.热量衡算⑴冷凝器的热负荷Qc=(R+1)D(ID-ID)式中IVD——塔顶上升蒸汽的焓;ILD——塔顶流出液的焓。又 IVD-ILD=xD△HV乙+(1-xD)△HV水式中AHV乙一一乙醇的蒸发潜热;AHV水一一水的蒸发潜热。蒸发潜热的计算:沸点下蒸发潜热列表沸点/℃蒸发^^H/(kJ/kg) V T/K C 乙醇78.384.6516.15水1002257648.15摘自《化工原理》修订版,上册附录4(P328〜329)及附录18(P350〜351)79.82C时,乙醇:T=T2=273.15+79.82=0.684r2T516.15C273.15+273.15+78.3576.15=0.681同理,水:Tr同理,水:Tr2=0.54522 1-0684蒸发潜热AH =846x(―.—)0.38=842.968V乙 1-0.681T273.15+79.82= T648.15C273.15+100 =0.576648.1510545蒸发潜热AHV水=2257x(]0576)0.38=2318.338kJ/kg代入得IVD—ID=0.9454x842.968+(1-0.9454)x2318.338=923.523kJ/kgQc=6x0.009976x923.523x46=2542.806kJ/s-1⑵冷却水消耗量

式中 WC式中 WCcpct1,t2一所以t=二2 C CPc(12-t)一冷却水消耗量,kg/h;一冷却介质在平均温度下的比热容,kg/(kg-C);・冷却介质在冷凝器进出口处的温度。25+35:30C2此温度下冷却水的比热容 CPC=4.25kJkkg・。C)所以w二一QC一c CPC(12-11)9.15x1064.25x(35-25)=2.15x105kg/h⑶加热器热负荷及全塔热量衡算列表计算乙醇、正丙醇在不同温度下混合物的比热容Cp(单位:kJ/(kg•())塔顶塔釜进料精馏段提镏段温度/℃79.8297.9986.5982.7993.61乙醇38.62736.72137.91838.31737.181正丙醇43.7341.70442.97543.39942.192精馏段:乙醇CP1(tLD-tF)=38.317x(79.82-86.59)=-259.406kJ/kg正丙醇CP2(tD-tF)=43.399x(79.82-86.59)=-293.811kJ/kg提镏段:乙醇 CP1(tw-tF)=37.181x(97.99-86.59)=423.863kJ/kg正丙醇CP2(tw-tF)=42.192x(97.99-86.59)=480.989kJ/kg塔顶流出液的比热容:C=Cx'+(1-x')C=38.317x0.9454+43.399x(1-0.9454)=38.594kJ/(kg-°C)P1 P1D DP2塔底馏出液的比热容:C=Cx'+(1-x1)C=37.181x0.00013+(1-0.00013)x42.192=42.191kJ/(kg-。C)P2 P1W WP2为简化计算,现以进料焓,即86.59℃时的焓值为基准。根据表可得:D=0.009976kmol/s=0.009976x3600x46=1652.0256kg/hW=0.008294kmol/s=0.008294x3600x60=1791.504kg/h23

QD=DJtLDCP1dt=DCP1AttF二1652.0256x38.627x(79.82—86.59)=-4.32x105kJ/hQW=WJWCP2dt=W-CP2AttF1791.504x41.704x(97.99-86.59)=8.517x105kJ/h对全塔进行热量衡算:Qf+Qs=Qd+QW+QC Qf=0所以Q=-4.320x105+8.517x105+9.15x106=1.04x107kJ/hS由于塔釜热损失为10%,则n=90%Q1.04x107所以Q'-—= =1.156x107kJ/hS丑0.9式中Qs——加热器理想热负荷;Q——加热器实际热负荷;Sqd——塔顶馏出液带出热量;QW——塔底馏

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