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苯甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计论文

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苯甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计论文....PAGE/NUMPAGES化工学院化工原理课程设题目苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计教学院环境与生物工程学院专业班级安全工程0901班学生学生学号指导教师2011年6月27日目录TOC\o"1-3"\h\uHYPERLINK\l_Toc14996化工原理课程设计任务书PAGEREF_Toc149963HYPERLINK\l_Toc26069摘要PAGEREF_Toc260694HYPERLINK\l_Toc21751绪论PAGEREF_Toc217515...

苯甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计论文
....PAGE/NUMPAGES化工学院化工原理课程设题目苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计教学院环境与生物工程学院专业班级安全工程0901班学生学生学号指导教师2011年6月27日目录TOC\o"1-3"\h\uHYPERLINK\l_Toc14996化工原理课程设计任务 关于书的成语关于读书的排比句社区图书漂流公约怎么写关于读书的小报汉书pdf PAGEREF_Toc149963HYPERLINK\l_Toc26069摘要PAGEREF_Toc260694HYPERLINK\l_Toc21751绪论PAGEREF_Toc217515HYPERLINK\l_Toc32399第一章精馏塔工艺设计计算PAGEREF_Toc323997HYPERLINK\l_Toc327061.1精馏塔全塔物料衡算PAGEREF_Toc327067HYPERLINK\l_Toc65011.1.1已知条件PAGEREF_Toc65017HYPERLINK\l_Toc284731.1.2物料衡算PAGEREF_Toc284737HYPERLINK\l_Toc220711.2板数的确定PAGEREF_Toc220718HYPERLINK\l_Toc137551.2.1温度PAGEREF_Toc137558HYPERLINK\l_Toc122561.2.2相对挥发度的计算PAGEREF_Toc122569HYPERLINK\l_Toc135191.2.3最小回流比的确定PAGEREF_Toc135199HYPERLINK\l_Toc214001.2.4求精馏塔气液相负荷PAGEREF_Toc2140010HYPERLINK\l_Toc59981.2.5操作线方程的确定PAGEREF_Toc599810HYPERLINK\l_Toc124281.2.6精馏塔理论塔板数与理论加料位置PAGEREF_Toc1242810HYPERLINK\l_Toc101751.2.7实际板数的计算PAGEREF_Toc1017511HYPERLINK\l_Toc269291.3工艺条件的计算PAGEREF_Toc2692911HYPERLINK\l_Toc91271.3.1操作压强PPAGEREF_Toc912711HYPERLINK\l_Toc235711.4物性数据计算PAGEREF_Toc2357112HYPERLINK\l_Toc37971.4.1平均摩尔质量计算PAGEREF_Toc379712HYPERLINK\l_Toc266711.4.2平均密度PAGEREF_Toc2667113HYPERLINK\l_Toc138751.4.3液体 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf 面力PAGEREF_Toc1387514HYPERLINK\l_Toc289591.4.4液体粘度PAGEREF_Toc2895915HYPERLINK\l_Toc30695第二章精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算PAGEREF_Toc3069516HYPERLINK\l_Toc24602.1.气液负荷和塔径D的计算PAGEREF_Toc246016HYPERLINK\l_Toc154282.1.1精馏段气液负荷计算PAGEREF_Toc1542816HYPERLINK\l_Toc79742.1.2提馏段气液负荷计算PAGEREF_Toc797416HYPERLINK\l_Toc121242.1.3空塔气速PAGEREF_Toc1212416HYPERLINK\l_Toc60992.1.4精馏塔有效高度的计算PAGEREF_Toc609917HYPERLINK\l_Toc20712.2溢流装置PAGEREF_Toc207117HYPERLINK\l_Toc70482.2.1计算出口堰(外堰)高PAGEREF_Toc704817HYPERLINK\l_Toc207192.2.2降液管底隙高度的确定PAGEREF_Toc2071918HYPERLINK\l_Toc195112.2.3浮阀数目、浮阀排列与塔板布置PAGEREF_Toc1951119HYPERLINK\l_Toc2003第三章塔板流体力学验算PAGEREF_Toc200320HYPERLINK\l_Toc32873.1气相通过浮阀塔板的静压头降hfPAGEREF_Toc328720HYPERLINK\l_Toc219373.1.1计算干板静压头降hcPAGEREF_Toc2193720HYPERLINK\l_Toc136043.1.2降液管中清夜层高度HdPAGEREF_Toc1360421HYPERLINK\l_Toc255253.1.3计算雾沫夹带量eVPAGEREF_Toc2552522HYPERLINK\l_Toc165013.2.塔板负荷性能图PAGEREF_Toc1650123HYPERLINK\l_Toc172293.2.1雾沫夹带线PAGEREF_Toc1722923HYPERLINK\l_Toc143743.2.2液泛线PAGEREF_Toc1437424HYPERLINK\l_Toc182823.2.3液相负荷上限线PAGEREF_Toc1828225HYPERLINK\l_Toc241653.2.4漏液线PAGEREF_Toc2416525HYPERLINK\l_Toc247203.2.5液相负荷下限线PAGEREF_Toc2472026HYPERLINK\l_Toc11293.2.6塔板负荷性能图PAGEREF_Toc112926HYPERLINK\l_Toc232283.2.7小结PAGEREF_Toc2322826HYPERLINK\l_Toc39313.3相关介质选择与热量衡算PAGEREF_Toc393127HYPERLINK\l_Toc49053.3.1加热介质的选择PAGEREF_Toc490527HYPERLINK\l_Toc24173.3.2冷凝剂PAGEREF_Toc241727HYPERLINK\l_Toc116333.3.3热量衡算PAGEREF_Toc1163327HYPERLINK\l_Toc187093.4.辅助设备PAGEREF_Toc1870929HYPERLINK\l_Toc191173.4.1冷凝器的选型PAGEREF_Toc1911729HYPERLINK\l_Toc179313.4.2再沸器的选型PAGEREF_Toc1793130HYPERLINK\l_Toc67683.5.塔附件设计PAGEREF_Toc676831HYPERLINK\l_Toc135503.5.1接管PAGEREF_Toc1355031HYPERLINK\l_Toc73903.5.2筒体与封头PAGEREF_Toc739032HYPERLINK\l_Toc9003.5.3塔总体高度的设计PAGEREF_Toc90033HYPERLINK\l_Toc26150第四章主要计算结果列表PAGEREF_Toc2615034HYPERLINK\l_Toc257774.1浮阀塔的主要结构参数表PAGEREF_Toc2577734HYPERLINK\l_Toc305084.2浮阀塔的主要结构参数表PAGEREF_Toc3050834HYPERLINK\l_Toc207604.3主要符号说明PAGEREF_Toc2076035HYPERLINK\l_Toc7208参考文献PAGEREF_Toc720838HYPERLINK\l_Toc18859致PAGEREF_Toc1885939化工原理课程设计任务书一设计题目:苯-甲苯连续浮阀式精馏塔的设计二任务要求设计一连续筛板浮阀式精馏塔以分离苯和甲苯,具体工艺参数如下:原料加料量F=100kmol/h进料组成馏出液组成釜液组成塔顶压力单板压降进料状态2工艺操作条件:常压精馏,塔顶全凝器,塔底间接加热,泡点回流。三主要设计容1、设计方案的选择与 流程 快递问题件怎么处理流程河南自建厂房流程下载关于规范招聘需求审批流程制作流程表下载邮件下载流程设计 说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计(1)塔径与塔板结构尺寸的确定(2)塔板的流体力学校核(3)塔板的负荷性能图(4)总塔高4、辅助设备选型与计算设计结果汇总5、工艺流程图与精馏塔设备条件图摘要本次的设计采用的精馏塔是浮阀塔,浮阀塔是化工生产中主要的传质设备。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的,精馏是一种最常用的分离 方法 快递客服问题件处理详细方法山木方法pdf计算方法pdf华与华方法下载八字理论方法下载 ,它依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。本次设计针对苯甲苯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。在本次化工原理课程设计中,设计出了苯—甲苯的分离设备──精馏塔。进料摩尔分数为0.45的苯—甲苯溶液,使塔顶产品苯的摩尔含量达到97%,塔底釜液摩尔分数为3%。采用浮阀式精馏塔,塔高18.39米,塔径1.4米,按图解法计算理论板数为14块。算得全塔效率为0.542。塔顶使用全凝器,泡点回流。精馏段实际板数为12块,提馏段实际板数为15块,实际加料位置在第13块板(从上往下数),精馏段操作弹性为3.49,提馏段操作弹性为3.24。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算,均在安全操作围。塔的附属设备中,所有管线均采用无缝钢管。冷凝器采用浮头式换热器。加热介质采用140℃饱和蒸汽。关键字:苯-甲苯;浮阀;负荷性能图绪论1.精馏原理与其在工业生产中的应用生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物,其部分是均相混合物。生产中为满足要求,需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合物(含可液化的气体混合物)最常用的一种单元操作,在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。它是连续进行多次部分汽化和部分冷凝的过程,是可以让混合液体得到较为充分分离的连续操作。精馏有不同的分类方法,如:按操作压力可分为常压、加压和减压精馏,按分离混合液体中的组分的数目可分为双组分和多组分精馏。工业生产中以多组分精馏较常见,但多组分精馏与双组分精馏的基本原理、计算方法等无本质区别。本次设计的是双组分常压精馏。2精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质,而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备,首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触,以达到较高的传质效率。但是,为了满足工业生产和需要,塔设备还得具备下列各种基本要求:(1)气(汽)、液处理量大,即生产能力大时,仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。(2)操作稳定,弹性大,即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大围的变动时,仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。(3)流体流动的阻力小,即流体流经塔设备的压力降小,这将大大节省动力消耗,从而降低操作费用。对于减压精馏操作,过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度,最终破坏物系的操作。(4)结构简单,材料耗用量小,制造和安装容易。(5)耐腐蚀和不易堵塞,方便操作、调节和检修。(6)塔的滞留量要小。但是在实际生产中,任何塔设备都难以满足上述所有要求,不同的塔型各有某些独特的优点。因此我们要根据不同的因素选择不同的塔型。3常用板式塔类型与本设计的选型与其优点气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔,也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气-液传质设备,其种类繁多,根据塔板上气-液接触元件的不同,可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔。其后,特别是在二十世纪五十年代以后,随着石油、化学工业生产的迅速发展,相继出现了大批新型塔板,如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板与角钢塔板等。目前从国外实际使用情况看,主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔与泡罩塔,而前两者使用尤为广泛。本设计选取的是浮阀式精馏塔。浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的,它主要的改进是取消了升气管和泡罩,在塔板开孔上设有浮动的浮阀,浮阀可根据气体流量上下浮动,自行调节,使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以与设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面,又不与泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以与脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm,使用效果均较好。国外浮阀塔径,大者可达10m,塔高可达80m,板数有的多达数百块。浮阀塔之所以这样广泛地被采用,是因为它具有下列特点:(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。粘度稍大以与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%。4本设计所选塔的特性本设计处理能力大,每小时可处理混合物75kmol;结构简单,材料耗用量小,制造和安装容易;操作稳定,弹性较大;而且液泛线较高可有效减小液泛对操作的影响;流体流经塔设备的压力降小,这将大大节省动力消耗,从而降低操作费用;气体在塔盘板上以水平方向吹出,气液接触时间长,雾沫夹带量少,液面落差也较小等一系列优点。第一章精馏塔工艺设计计算本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。设计中采用过冷液进料,将原料也通过预热器加热至温度后送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔,其余部分经铲平冷却后送至储罐。该物系属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。图1-1精馏流程图1.1精馏塔全塔物料衡算1.1.1已知条件苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol;甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmol进料组成=0.45分离要求:塔顶馏出液=0.97塔底馏出液=0.031.1.2物料衡算F=D+WF=D+WD+W=100D=44.68kmol/hW=55.32kmol/h1.2板数的确定1.2.1温度表1-1苯—甲苯(101.3kPa)的t-x-y相平衡数据[1]苯摩尔分数温度℃苯摩尔分数温度℃液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2由表可知对应的温度=109℃。同理=93.4℃由它们的安托因方程[2]又假设一个泡点t,代入上式检验,可知只有t=80.63℃时,算出的=0.97,所以塔顶的温度=80.63℃。则精馏段平均温度:则提馏段平均温度:1.2.2相对挥发度的计算苯-甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算,即:求得数据列于表2-1表1-2T(℃)80859095100105110101.172.546169136.3338157.1428180.3277206.061234.518839.742.54616955.4984865.0684575.9097188.13772101.87272.5461692.5001872.4565322.4150392.3755552.3379432.302078注:表中苯以A表示;甲苯以B表示。参见文献(4)中53页相对挥发度的计算方法,结合表2-1数据,在全塔温度操作围,求出塔顶和塔底的平均相对挥发度,=2.42则平均相对挥发度为:2.42.1.2.3最小回流比的确定气液相平衡方程为则q线方程为联立①②得1.2.4求精馏塔气液相负荷精馏段:提馏段:1.2.5操作线方程的确定精馏段操作线方程:得:提馏段操作线方程:得:解(3)(4)得:1.2.6精馏塔理论塔板数与理论加料位置由图可知,该精馏塔共十四块板,精馏六块,提留八块,从第七块板加料1.2.7实际板数的计算由于=109℃,=80.63℃则定性温度t=表1-3苯、甲苯的粘度[3]温度℃020406080100120苯mPaQUOTEs--0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯mPaQUOTE\*MERGEFORMATs0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228查得由经验式[7](3)实际板数的求取精馏段实际板数提馏段实际板数(包括塔釜)1.3工艺条件的计算1.3.1操作压强P取每层塔板压降为则塔顶压强进料板压强塔底压强精馏段平均操作压强:提馏段平均操作压强:1.4物性数据计算1.4.1平均摩尔质量计算(1)塔顶(2)进料板(3)塔底(4)精馏段平均分子量:气相:液相:(5)提馏段平均分子量:气相:液相:1.4.2平均密度(1)气相密度精馏段平均液相密度:提馏段平均液相密度:(2)液相密度表1-4苯、甲苯的密度[3]温度℃020406080100120苯kg/m3--877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯kg/m3885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0由式可求相应的液相密度。=1\*GB3\*MERGEFORMAT①塔顶:质量分率则②进料板:质量分率为:则③对于塔底:质量分率为:则精馏段平均液相密度:提馏段平均液相密度:1.4.3液体表面力表1-5苯、甲苯的表面力[3]温度℃020406080100120苯mN/m31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯mN/m30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34(1)塔顶:(2)进料板:(3)塔底:(4)精馏段平均表面力:提馏段平均表面力:1.4.4液体粘度表1-6苯、甲苯的粘度[3]温度℃020406080100120苯mPaQUOTEs--0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯mPaQUOTE\*MERGEFORMATs0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228(1)塔顶(2)进料板:(3)塔底:(4)精馏段平均液相粘度:提馏段平均液相粘度:第二章精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算2.1.气液负荷和塔径D的计算之前计算的数值可直接代用2.1.1精馏段气液负荷计算V=170.68Kmol/h,L=126Kmol/h2.1.2提馏段气液负荷计算2.1.3空塔气速初选所设计的精馏塔为中型塔,采用单流型塔板.板间距HT=450mm取板上液层高度HL=0.06m则:HT-HL=0.39m查C20=0.084依式1-47校正物系表面力精馏段取安全系数为0.7,则空塔速度则塔径:D=按标准塔径圆正整后为1.4m同理,提留段塔泾D=1.4M塔截面积为精馏段实际空塔气速为提馏段实际空塔气速为2.1.4精馏塔有效高度的计算2.2溢流装置因塔径D=1.4m,可选用单溢流弓形降液管,不设进口堰。2.2.1计算出口堰(外堰)高堰长=0.8D=0.81.4=1.12m采用平直堰,堰上液层高度可由式计算出,近似取E=1。前已取板上液层高度hL=0.06m精馏段:液相流量故出口堰高度提馏段:液相流量故出口堰高度计算方形降液管宽度Wd和面积Af因为查文献[9]由图得已知AT=1.54m2,D=1.4m降液管面积降液管宽度精馏段液体在降液管中停留时间为提馏段液体在降液管中停留时间为停留时间>5s合乎要求。故降液管尺寸合理,可用。2.2.2降液管底隙高度的确定由公式得:精馏段提留段故降液管底隙高度设计合理。2.2.3浮阀数目、浮阀排列与塔板布置因D≥800mm,所以塔板采用分块式,分为4块。查自文献[9]。选取阀孔动能因子F0=12,由F0=可求阀孔气速u0精馏提馏精馏每层塔板浮阀数目:提馏每层塔板浮阀数目:现取边缘区宽度Wc=0.05m安定区宽度Ws=0.085m按式可算塔板上鼓跑区(有效区)面积上式中:则阀孔排列采用正三角形叉排方式,则,同一横排间距精馏提馏取t=0.08m,正三角形叉排方式作图,实排阀孔数166个,与预选动能因子F0=12计算出的阀孔数150、158相差甚小。按阀孔实排数N=166个。重新核算气速与阀孔动能因子:精馏提馏由于阀孔实排数与原计算数相差不大,所以阀孔动能因子变化不大,仍在9~13的合理围,故此阀孔实排数适用。精馏提馏此开孔率均在10%~14%的围,所以这样开孔是合理的第三章塔板流体力学验算3.1气相通过浮阀塔板的静压头降hf每层塔板静压头降可按式计算:3.1.1计算干板静压头降hc(1)由式可计算临界阀孔气速,即精馏:提馏:因,查文献[7]可用算干板静压头降,即精馏:提馏:(2)塔板上层静压头降hl查文献[7]由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物,可取充气系数已知板上液层高度所以依式(3)计算液体表面力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板,克服鼓泡时液体表面力的阻力很小,所以可忽略不计。这样,气体流径一层,浮阀塔板的静压头降为精馏:换算成单板压降提馏:换算成单板压降3.1.2降液管中清夜层高度Hd查文献[2]可按式计算精馏段:=0.079m=0.046=0.014m提馏段=0.075m=0.037=0.0232m液体通过降液管的静压头降不设进口堰,可用式计算:精馏提馏由于浮阀塔板上液面落差很小,所以可忽略。则精馏提馏为了防止液泛,按式:,取校正系数=0.5,板间距HT=0.45m,精馏提馏=0.037从而可知,符合防止液泛的要求。3.1.3计算雾沫夹带量eV判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理围,是通过计算泛点率F来完成的。泛点率的计算可用式:塔板上液体流程长度塔板上液流面积查文献[7]苯和甲苯混合液可按正常物系处理,取物性系数K值,K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数CF=0.126,将以上数值分别代入上式,得泛点率F为为避免雾沫夹带过量,对于大塔,泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知,其泛点率都低于80%,所以雾沫夹带量能满足ev<0.1kg(液)/kg(干气体)的要求。3.2.塔板负荷性能图3.2.1雾沫夹带线对于苯—甲苯物系和已设计出塔板结构,雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值ev=0.1kg(液)/kg(干气体)所对应的泛点率F(亦为上限值),利用式便可作出此线。由于塔径较大,所以取泛点率F=80%,依上式有整理后得此式便为雾沫夹带的上限线方程对应一条直线。所以在操作围任取两个()值便可依式()算出相应的()。利用两点确定一条直线,便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。表3-1雾沫夹带线上与、与的对应关系0.0020.011.7861.6330.0020.011.6611.5193.2.2液泛线由式,,联立。即式中,干板静压头降板上液层静压头降从式知,表示板上液层高度,而又可用。所以板上层静压头降液体表面力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可用式于是:式中各参数已知或已计算出,即精馏代入上式。并整理后便可得到的关系,即此式即为液泛线的方程表达式。在操作围任取点:表3-2液泛线上与的对应关系0.0010.0030.0040.0072.272.102.021.77提馏代入上式。并整理后便可得到的关系,即此式即为液泛线的方程表达式。在操作围任取点:表3-3液泛线上与的对应关系0.0010.0030.0040.0071.961.811.741.54用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线。3.2.3液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出,液体在降液管中停留时间不应小于3~5秒。所以对液体的流量须有一个限制,其最大流量必须保证满足上述条件。由式可知,液体在降液管最短停留时间为3~5秒。取τ=5秒为液体在降液管中停留时间的下限,所对应的则为液体的最大流量,即液相负荷上限,于是可得所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线。3.2.4漏液线此线亦为气相负荷的下限线,依式有:由上式所得的漏液线是一条与流体无关的水平线。3.2.5液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m,作为液相负荷下限值,依此便可作为液相负荷下限线。已知lw=0.98m,E=1,整理得按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线。3.2.6塔板负荷性能图3.2.7小结从塔板负荷性能图中可看出,按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置,说明塔板设计合理。因为液泛线在雾沫夹带线的上方,所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制,操作下限由漏液线控制。按固定的液气比,从负荷性能图中可查得精馏段气相负荷上限,气相负荷下限,提馏段气相负荷上限,气相负荷下限,所以可得精馏段提馏段操作弹性=塔板的这一操作弹性在合理的围(3~5)之,由此可表明塔板设计是合理的。3.3相关介质选择与热量衡算3.3.1加热介质的选择选用饱和水蒸气,温度140℃,工程大气压为3.69atm。原因:水蒸气清洁易得,不易结垢,不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大,而水蒸气压力越高,冷凝温差越大,管程数相应减少,但水蒸气压力不宜太高。3.3.2冷凝剂选冷却水,温度20℃,温升15℃。原因:冷却水方便易得,清洁不易结垢,升温线越高,用水量越小。但是水温不适超过40℃,否则易结垢,由于以上原因综合考虑选择15℃。3.3.3热量衡算表3-4苯—甲苯(101.3kPa)不同温度下的比热容数据[1]温度℃050100150苯72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6由前面的计算过程与结果可知:tD=80.63℃,tW=109℃,tF=93.4℃。tD温度下:Cp1=98.95/Cp2=124.14/则tW温度下:则tF温度下:则(1)塔顶气体上升的焓QV表3-5苯—甲苯(101.3kPa)不同温度下的比热容数据[1]温度℃20406080100120苯431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯412.7402.1391.0379.4367.1354.2则(2)回流液的焓QR此为泡点回流,=80.63℃且回流液组成与塔顶组成一样。即(3)塔顶馏出液的焓QD因馏出口与回流口组成一样,所以(4)冷凝器消耗的焓QC(5)进料口的焓QF(6)塔底残液的焓QW(7)再沸器(全塔围列恒算式)塔釜热损失为10%,则设再沸器损失能量加热器实际热负荷表3-6热量衡算结果表项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热117.03—99.71133.01—热量1093060.25277360.22359210.10802034.345939493.843.4.辅助设备3.4.1冷凝器的选型本设计冷凝器选用浮头式冷凝器。冷凝水循环与气体方向相反,即逆流式。当气体流入冷凝器时,使其液膜厚度减薄,传热系数大,利于节省面积,减少材料费用。取进口(冷却水)温度为℃(夏季)冷却水出口温度一般不超过40℃,否则易结垢,取出口温度t2=35℃。泡点回流温度tD’=80.63℃.tD=80.63℃被冷凝的气体的平均温度:冷凝器选择列管式,逆流方式。K=500=2302按双管程计时,初步选定换热器,其具体参数见表3-13:表3-7浮头式冷凝器有关参数公称直径mm600管程流通面积m20.0286公称压力Mpa1.6管长L/m3管程数2管中心距mm25管子根数198管子排列正三角形中心排管数14公称面积m244.93.4.2再沸器的选型选用板式列管换热器,蒸汽选择3.69atm,选用140°C饱和水蒸气加热,传热系数K取料液温度:109℃→109℃,水蒸气温度:140℃→140℃用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失,表3-8板式列管换热器有关参数:公称直径/mm管层数管数管长/mm换热面积/m2公称压力/kgf/cm2500Ⅳ152600070/70.525注:标准图号1145-71-2-45设备型号:G500Ⅳ-25-403.5.塔附件设计3.5.1接管(1)进料管进料管的结构类型很多,有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管,管径计算如下:取uF=1.6m/s,而ρL=806.1kg/m3。查标准系列[5]取进料管尺寸为φ57×3.5mm(2)回流管采用直管回流管,取uR=1.6m/s。R=2.0查标准系列取回流管尺寸为φ60×3.0mm(3)塔底出料管取uW=1.6m/s,直管出料ρw=781.2kg/m3。查标准系列[5]取塔底出料管管尺寸为φ76×3.0mm(4)塔顶蒸气出料管直管出气,取出口气速u=20m/s。ρw=781.2kg/m3。查标准系列[5]取塔底蒸汽出料管尺寸为φ325×26mm(5)塔底进气管采用直管取气速u=23m/s,则查标准系列[5]取塔底进气管尺寸为φ325×26mm3.5.2筒体与封头(1)筒体壁厚选6mm,所用材质为A3(2)封头封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种,本设计采用椭圆形封头,由公称直径D=1200mm,可查文献[8]得曲面高hl=300mm,直边高度h0=40mm,表面积F封=1.7117m2,容积V封=0.2714m³,选用封头/T4737-95。(3)除沫器在空塔气速较大,塔顶带液现象严重,以与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。本设计采用丝网除沫器,其具有比表面积大、质量轻、空隙大与使用方便等优点。设计气速选取:除沫器直径选取不锈钢除沫器类型:标准型;规格:40-100;材料:不锈钢丝网(1Cr18Ni19Ti);丝网尺寸:圆丝φ0.23。(4)裙座塔底常用裙座支撑,裙座的结构性能好,塔设备的主要支座形式,为了制作方便,一般采用圆筒形。由于裙座径>800mm,故裙座壁厚取16mm。基础环径:Dbi=(1200+2×16)-(0.2~0.4)×103=832mm基础环外径:Dbo=(1200+2×16)+(0.2~0.4)×103=1632mm经圆整后裙座取3m.(5)人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道,人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。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以达到要求,一般每隔10~20块板才设一个孔,本塔在塔底和塔底各一个人孔。在设置人孔处,每个人孔直径为450mm,板间距为600mm,人孔深入塔部应与塔壁修平,其边缘需倒棱和磨圆。3.5.3塔总体高度的设计(1)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。(2)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,釜液停留时间5min。提馏段平均相对分子质量ML=89.40kg/kmol,它的质量流速它的体积流速(3)塔立体高度H=H塔板+H人孔+H顶+H底+H裙+H封=(27-1)×0.45+2×0.6+1.2+0.95+3+0.34=18.39m第四章主要计算结果列表4.1浮阀塔的主要结构参数表表4-1浮阀塔的主要结构参数表项目容数值或说明(精馏段)数值或说明(提馏段)备注塔径D/m1.401.40板间距HT/m0.450.45塔板形式单溢流弓形降液管单溢流弓形降液管分块式塔板堰长lw1.121.12降液管底隙高度h0/m0.0220.046浮阀数N/个166166正三角形叉排孔心距t/m0.080.08同一横排的孔心距排间距h/m0.080.08相邻两横排中心线距离操作弹性3.493.244.2浮阀塔的主要结构参数表表4-2浮阀塔的主要流动性能参数表项目容数值或说明(精馏段)数值或说明(提馏段)备注空塔气速U/(m/s)0.7230.687板上液层高度hW/m0.060.06阀孔气速U0/(m/s)6.806.36临界阀孔气速U0c(m/s)5.865.42阀孔动能因数F011.5011.45单板压降ΔP/Pa700700液体在降液管停留时间τ/s30.0414.34降液管清液层高度Hd/m0.1420.138泛点率(%)61.965.5气相负荷上限Vsmax/(m3/s)1.781.62雾沫夹带控制气相负荷下限Vsmin/(m3/s)0.510.50漏液控制操作弹性3.493.244.3主要符号说明表4-3主要符号说明符号意义SI单位A传热面积m2AT塔截面积m2Af降液管截面积m2AP鼓泡区面积m2Cp摩尔定压热容kJ/(kmol·K);D塔径m;d0阀孔直径m;ET板效率eV液沫夹带量F进料流量kmol/h;H折流挡板间距mH塔的有效高度mHT板间距mhL板上液层高度mHd液体通过降液管的高度mhow堰上液层高度mhp人孔高度mhw外堰高mh0降液管底隙高度mhf塔板静压头mhc干板静压头降mhl含气液层静压头降mhσ表面力造成的静压头降mhd降液管的静压头降mΔh液面落差mK传热系数W/(m2·K)lw堰长mL下降液体流量kmol/h;LS液相流量m3/sM摩尔质量kg/kmol;N塔板数P操作压力kPaPr普朗特数ΔP压力降Paq进料状况参数Q热负荷kJ/hr鼓泡区半径mR回流比t温度℃Δtm平均温度差℃u空气速m/su0阀孔气速m/su0c临界阀孔气速m/sV上升蒸汽流量kmol/hVS气相流量m3/sW塔底产品流量kmol/hwd降液管宽度mwc边缘区宽度mwh冷却水用量kg/hwS安定区宽度m参考文献[1]敏恒,从德滋,方图南等.化工原理(第三版).:化学工业,2006,70,72,268页[2]贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计(化工传递与单元操作课程设计).:大学,2002.8,107,108页[3]王松汉主编.石油化工设计手册(第1卷)---石油化工基础数据.:化学工业出版,2001.9,507,509页[4]钟理,伍饮,曾朝霞.化工原理(下册).:化学工业,2008.5[5]于浦义,德,康永进.石油化工压力管道设计手册.:化学工业出版,2006.12,136,542页[6]AutoCAD2002 培训 焊锡培训资料ppt免费下载焊接培训教程 ppt 下载特设培训下载班长管理培训下载培训时间表下载 教程.:电子工业,2003[7]匡国柱,史启才主编.化工单元过程与设备课程设计.:化学工业,2005年,198,203,204,210,212,214,216,220页[8]蔡纪宁,秋翔.化工原理设备机械基础课程设计指导书.:化学工业,2000.6,104页[9]王国胜.化工原理课程设计(第二版).:理工,200686页[10]国家医药管理局医药编.化工工艺设计手册.:化学工业,1991年致经过这近一个月的查阅文献、计算数据和用计算机编排设计容,化工原理课程设计的基本工作已经完成,并得出了可行的设计方案,全部计算过程已在前面的章节中给出。课程设计是对以往我们学过的知识加以检验,能够培养理论联系实际的能力,尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识,使我们所学的知识不局限于书本,并锻炼了我们的逻辑思维能力,同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以与我了解的知识的狭隘性。所有的这一切为我今后的努力指明了具体的方向。设计过程中培养了我们的自学能力,设计中的许多知识都需要查阅资料和文献,并要求加以归纳、整理和总结。通过自学与老师的指导,不仅巩固了所学的化工原理知识,更极拓宽了我们的知识面,让我们更加确切地认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别,这对我们的知识运用能力是一个很大的提升。在此次化工原理设计过程中,我的收获很大,感触也很深,更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次课程设计,我深深明白了理论知识与实际运用之间的距离。通过与同学和老师的交换看法与时发现自己认识和知识的不足,从而让自己少走弯路。我们在学好知识的同时更应该会灵活运用所学的知识处理我们日常生活和生产中遇到的各种各样的问题。在这里,我要感我的指导老师王卫东老师以与帮助过我的所有的同学。通过向他们请教和交流,使得我的设计工作得以圆满完成。在此我向他们表示衷心的感!
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