化工原理课程设计终稿_张帆Word格式文档下载.doc
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4.2筒体与封头 27
4.3除沫器 27
4.4裙座 27
4.5人孔 27
第五章塔总体高度的设计 28
5.1塔的顶部空间高度 28
5.2塔的顶部空间高度 28
5.3塔总体高度 29
第六章附属设备的计算 29
6.1冷凝器的选择 29
6.2再沸器的选择 31
主要符号说明 33
参考文献 34
总结 35
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—正丙醇二元物系。
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——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。
本次设计结果为:
理论板数为25块,塔效率为48.0%,精馏段实际板数为17块,提馏段实际板数为33块,实际板数50块。
进料位置为第19块板,在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米,设置了四个人孔,塔高28.58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:
浮阀精馏塔、物料衡算、流体力学检验
第二章塔板的工艺设计
2.1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:
XF==51.63%
塔顶组成:
XD==99.23%
塔底组成:
XW==0.013%
进料量:
F=25千吨/年==0.0183Kmol/s
物料衡算式:
F=D+W
FXF=DXD+WXW
联立代入求解:
D=0.0095Kmol/sW=0.0088Kmol/s
2.2精馏段和提馏段的工艺条件及有关物性数据的计算
2.2.1温度及平均相对挥发度α的计算
因为乙醇-正丙醇可视为理想物系,故塔的平均相对挥发度的确定可运用安托因方程和拉乌尔定律,采用试差法,通过Excel计算出:
(2.1)
(2.2)
双组分理想溶液相对挥发的计算[5]:
(2.3)
式中:
p°
—纯组分液体的饱和蒸汽压,kPa;
t—温度,℃;
A、B、C—Antoine常数。
由表[5]查得;
x—液相中易挥发组分的摩尔分数;
p—总压,kPa;
pA°
、pB°
—溶液温度t时纯组分A、B的饱和蒸汽压,kPa;
α—相对挥发度。
因为本设计中为常压操作,所以总压:
p=104.36kPa
乙醇和正丙醇的Antoine常数:
A、B、C查液体蒸汽压的安托因常数表[5]得:
乙醇:
A=7.33827B=1652.05C=231.48
正丙醇:
A=6.74414B=1375.14C=193.0
采用试差法,先在Excel中设计好相应表格,表格设计思路为:
要计算某一组成下混合液的泡点温度以及相对挥发度,则在Excel中假定一t值,代入公式2.1中计算出pA°
,再将计算得到pA°
值代入公式2.2中,计算出相应的x值,若计算得到的x值与所求的混合液组成x值相同,则假定的t值正确,同时可得到相应的α值。
计算结果见表2.1。
表2.1塔顶产品、塔底产品、进料液的泡点温度以及相对挥发度
塔顶产品
塔底产品
进料液
xD=0.9923
xW=0.00013
xF=0.5163
tD=79.17℃
tW=97.99℃
tF=86.59℃
αD=2.131
αW=2.08224
αF=2.0211
(1)精馏段平均温度:
===82.88℃
(2)提留段平均温度:
===92.29℃
2.2.2密度
已知:
混合液密度:
(为质量分数)
混合气密度:
塔顶温度:
=79.17℃
气相组成:
进料温度:
=86.59℃
气相组成:
=97.99℃
(1)精馏段
液相组成:
所以
(2)提馏段
液相组成:
所以
表2.2醇类密度表
温度T,℃
70
80
90
100
110
754.2
742.3
730.1
717.4
704.3
759.6
748.7
737.5
726.1
714.2
由不同温度下乙醇和丙醇的密度,差法求tFtDtW下的乙醇和丙醇的密度
所以
2.2.3混合液体平均表面力
根据差法求的表面力
表2.3醇类液体表面力mN/m
名称
温度,℃
60
乙醇
20.25
18.28
16.29
正丙醇
21.27
19.40
17.50
塔顶液相平均表面力的计算:
进料板液相平均表面力的计算:
塔底液相平均表面力的计算:
(1)精馏段的平均表面力:
(2)提馏段的平均表面力:
2.2.4混合物的粘度
表2.4醇类液体粘度mPa.s
0.601
0.495
0.361
0.899
0.619
0.444
根据差法求不同温度下的粘度
B查表,得mpa·
s,mpa·
s
查表,得mpa·
(1)精馏段粘度:
mpa·
(1)提留段粘度:
mpa·
2.2.5相对挥发度
(1)精馏段的平均相对挥发度:
(2)提留段的平均相对挥发度:
2.2.6气液相体积流量计算
kmol/s
(1)精馏段
kmol/s
已知:
kg/kmolkg/kmol
质量流量:
体积流量:
(2)提馏段饱和液体进料q=1
已知:
质量流量:
2.3理论塔板数的计算
取操作回流比R=5
精馏段操作线方程为y=
精馏段气液平衡方程
提馏段操作线方程为
提馏段气液平衡方程
采用逐板计算法,运用Excel快捷、准确地计算出理论塔板数。
其Excel表格设计原理如下:
精馏段理论塔板数的计算(交替使用相平衡方程和精馏操作线方程):
相平衡操作线相平衡操作线
xD=y1x1y2x2y3…xn-1
计算到xn-1<
xF则第n-1块板即为进料板。
提馏段理论塔板数的计算(交替使用相平衡方程和提馏操作线方程):
相平衡操作线相平衡操作线
xn-1yn-1xnynxn+1…xN
计算到xN<
xW则理论塔板数为N块。
由Excel计算结果见表2.5:
表2.5逐板法计算理论塔板数结果
x编号
x的值
y编号
y的值
x1
0.983913
y1
0.9923
x2
0.969513
y2
0.985295
x3
0.945348
y3
0.973295
x4
0.90617
y4
0.953158
x5
0.846063
y5
0.920512
x6
0.761233
y6
0.870425
x7
0.654613
y7
0.799736
x8
0.538534
y8
0.710889
x9
0.430348<
0.5163
y9
0.61416
x10
0.324817
y10
0.496774
x11
0.226206
y11
0.374949
x12
0.146914
y12
0.261113
x13
0.090509
y13
0.169578
x14
0.053789
y14
0.104464
x15
0.031245
y15
0.062074
x16
0.017898
y16
0.036049
x17
0.010167
y17
0.020642
x18
0.005744
y18
0.011717
x19
0.003233
y19
0.006611
x20
0.001812
y20
0.003712
x21
0.001011
y21
0.002072
x22
0.000559
y22
0.001147
x23
0.000305
y23
0.000626
x24
0.000162
y24
0.000332
X25
8.13E-05<
0.00013
y25
0.000167
采用逐板计算法求得理论板层数NT=25(包括再沸器),加料板为第9块理论板,
其中精馏段有8块,提留段有17块。
(1)精馏段已知
(2)提馏段已知
全塔所需实际塔板数:
全塔效率:
加料板位置在第19块。
2.4塔径的初步计算
由u=(安全系数)*Umax,安全系数=0.6-0.8,Umax=
横坐标数值:
取板间距:
Ht=0.45m,hL=0.07m.则Ht-hL=0.38m
查图可知C20=0.082,
圆整:
,横截面积:
空塔气速:
查图可知C20=0.082,
2.5溢流装置
2.5.1堰长
取
溢流堰高度选择平直堰
堰上层高度
(1)精馏段
(2)提馏段
2.5.2弓形降液管宽度和截面积
由查得,
则,
验算降液管停留时间
精馏段:
提留段:
停留时间>
5s,故降液管可使用
2.5.3降液管底隙高度
取降液管底隙的流速=0.13m/s
则,取
取′=0.13m/s则=,取
故降液管设计合理
2.6塔板分布、浮阀数目与排列
2.6.1塔板分布
本设计塔径D=1.4m采用分块式塔板,共4块
2.6.2浮阀数目与排列
(1)精馏段
取阀孔动能因子F0=12.则孔速
每层塔板上浮阀数目为
取边缘区宽度破沫区宽度
计算塔板上的鼓泡区面积,即
其中
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
则排间距:
按t=75mm, 以等腰三角形叉排方式作图,排得阀数154个
按N=154重新核算孔速及阀孔动能因子
阀孔动能因子变化不大,仍在9—13围
塔板开孔率=
按t=75mm, 估算排间距
取t=75mm,以等腰三角形叉排方式作图,排得阀数154
按N=154重新核算孔速及阀孔动能因子
第三章塔板的流体力学计算
3.1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可由和计算
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;
hσ——与克服液体表面力的压降相当的液柱高度,m液柱。
1.精馏段
(1)干板阻力
因u01>
u0c1故
(2)板上充气液层阻力
取则
(3)液体表面力所造成的阻力
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
2.提馏段
因u02>
u0c2故
(2)板上充气液层阻力
3.2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
3.2.1精馏段
(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度
(2)液体通过液体降液管的压头损失
(3)板上液层高度
则
取,已选定
则
可见所以符合防止淹塔的要求。
3.2.2提馏段
⑶板上液层高度
3.3雾沫夹带
3.3.1精馏段
板上液体流经长度:
板上液流面积:
取物性系数,泛点负荷系数图
泛点率=
对于小塔,为了避免过量雾沫夹带,应控制泛点率不超过80%,由以上计算可知,雾沫夹带能够满足的要求。
3.3.2提馏段
取物性系数,泛点负荷系数图
由计算可知,符合要求。
3.4塔板负荷性能图
3.4.1物沫夹带线
据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线,按泛点率80%计算:
⑴精馏段
整理得:
即
由上式知物沫夹带线为直线,则在操作围任取两个值算出
⑵提馏段
0.7=
整理得:
即
在操作围任取两个值算出
精馏段
Ls(m3/s)
0.002
0.01
Vs(m3/s)
2.23
1.99
提馏段
L′s(m3/s)
V′s(m3/s)
2.06
1.83
3.4.2液泛线
由此确定液泛线,忽略式中
而
⑴精馏段
在操作围任取若干个值,算出相应得值:
Ls1(m3/s)
0.001
0.003
0.004
0.007
Vs1(m3/s)
2.96
2.83
2.77
2.55
Ls2(m3/s)
Vs2(m3/s)
2.82
2.71
2.66
2.50
3.4.3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
液体降液管停留时间
以作为液体在降液管停留时间的下限,则
3.4.4漏液线
对于F1型重阀,依作为规定气体最小负荷的标准,
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