化工原理课程设计筛板资料.docx
《化工原理课程设计筛板资料.docx》由会员分享,可在线阅读,更多相关《化工原理课程设计筛板资料.docx(21页珍藏版)》请在冰点文库上搜索。
化工原理课程设计筛板资料
苯-甲苯(苯-氯苯)二元体系筛板精馏塔设计
1前言(每人不能相同)
1.1设计目的/意义
1.2塔设备简介
2设计说明书
2.1流程简介
图1-1精馏过程流程图
2.2工艺参数选择
3工艺计算
3.1物料衡算
F=D+W
FXF=DXD+WXW
DXD/FXF=η
得:
D=Kmol/h
W=Kmol/h
XW=
3.2理论塔板数的计算
3.2.1查找各体系的汽液相平衡数据
苯-甲苯气液相平衡见《化工原理》P483附表20
(2)
苯-氯苯汽液相平衡数据见附录
3.2.2平衡线方程:
理想体系:
计算每一点的α,取平均值
平衡线方程:
y=αx/[1+(α-1)x]
非理想体系
¯分段计算平均α
¯用作图法
3.2.3q线方程
●泡点进料:
q=1
●16℃进料:
查物性数据:
(查物理化学手册或化工原理附录)
易挥发组分比热c1=kJ/kgK
难挥发组分比热c2=kJ/kgK
易挥发组分汽化潜热r1=kJ/kgK
难挥发组分汽化潜热r2=kJ/kgK
进料温度t1=℃
进料组成对应的泡点温度t2=℃(根据进料组成查平衡数据)
∴平均r=zfr1*分子量M轻组分+(1-zf)r2*分子量M重组分=kJ/mol
平均cp=zfc1*分子量M轻组分+(1-zf)c2*分子量M重组分=kJ/KmolK
q=(参考p310习题11)
计算q线方程:
3.2.4回流比
取R=(1.1-1.8)Rmin
最小回流比Rmin=
回流比R=
3.2.5操作线方程
精馏段操作线方程为:
提馏段操作线方程为:
3.2.6理论板数的计算(逐板计算或作图法)
精馏段理论板数=,第块为进料板
提馏段=
总理论板数NT=
3.3实际塔板数的计算
3.3.1全塔效率ET
由O’connel关联图查得全塔效率ET,见《化工原理》P347,图8-32
平均粘度的计算:
各组分在平均塔温下的粘度线性加和得到
μav=μ1xF1+μ2(1-xF1)
3.3.2实际板数NENE=NT/ET
表3-1计算数据汇总
F=
D=
W=
Rmin=
R=
NT=
NE=
Q预热器=
Q冷凝器=
Q再沸器=
精馏段
提馏段
气相流率(kmol/h)
气相流率(kmol/s)
液相流率(kmol/h)
液相流率(kmol/s)
4塔的结构计算
板式塔主要尺寸的设计计算,包括塔高、塔径的设计计算,板上液流形式的选择、溢流装置的设计,塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。
板式塔为逐级接触式的气液传质设备,沿塔方向,每层板的组成、温度、压力都不同。
设计时,分别计算精馏段、提馏段平均条件下的参数作为设计依据,以此确定塔的尺寸,然后再作适当调整,但应尽量保持塔径相同,以便于加工制造
4.1混合组分的平均物性参数的计算
4.1.1平均分子量的计算
(1)塔顶的平均分子量(x1为与y1=XD平衡的液相组成)
MVDM=XD×M轻组分+(1-XD)×M重组分
MLDM=x1×M轻组分+(1-x1)×M重组分
(2)进料板的平均分子量
进料板对应的组成Xn和yn(进料板对应的组成由逐板计算得到,n值各人不同)]
MVFM=yn×M轻组分+(1-yn)×M重组分
MLFM=Xn×M轻组分+(1-Xn)×M重组分
(3)塔底的平均分子量(yw为与xw平衡的气相组成)
MVWM=yw×M轻组分+(1-yw)×M重组分
MLWM=xw×M轻组分+(1-xw)×M重组分
(4)精馏段、提馏段的平均分子量
精馏段平均分子量MLM=(MLDM+MLFM)/2=
MVM=(MVDM+MVFM)/2=
提馏段平均分子量M’LM=(MLWM+MLFM)/2=
M’VM=(MVWM+MVFM)/2=
4.2.2平均密度的计算
(1)液相平均密度
查物性数据:
易挥发组分密度ρ1=Kg/m3
难挥发组分密度ρ2=Kg/m3
塔顶易挥发组分质量百分比a1=(将XD换算成质量分率)
进料易挥发组分质量百分比a2=(将Xn换算成质量分率)
塔底易挥发组分质量百分比a3=(将Xw换算成质量分率)
塔顶液相密度:
ρLD=1/[a1/ρ1+(1-a1)/ρ2]=Kg/m3
进料液相密度:
ρLF=1/[a2/ρ1+(1-a2)/ρ2]=Kg/m3
塔底液相密度:
ρLW=1/[a3/ρ1+(1-a3)/ρ2]=Kg/m3
精馏段的平均液相密度:
ρLM=(ρLD+ρLF)/2=Kg/m3
提馏段的平均液相密度:
ρ’LM=(ρLF+ρLW)/2=Kg/m3
(2)汽相平均密度
根据塔顶组成查平衡数据计算塔顶温度TD=℃
根据进料板组成查平衡数据计算进料板温度TF=℃
根据塔底组成查平衡数据计算塔底温度TW=℃
精馏段:
TM=(TF+TD)/2=
ρVM=PMV/RTM=Kg/m3
提馏段:
T’M=(TF+TW)/2=
ρ’VM=PM’V/RT’M=Kg/m3
表4-1塔内气液流率汇总
精馏段
提馏段
气相流率(m3/s)
气相流率(kg/s)
液相流率(m3/s)
液相流率(kg/s)
4.2塔高的计算
①板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度,可按下式计算:
式中Z——塔的有效高度,m;
ET——全塔总板效率;
NT——塔内所需的理论板层数;
HT——塔板间距,m。
1HT的初选
选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。
由表4-1列出的塔板间距的经验数值选取。
表4-2塔板间距与塔径的关系
塔径/D,m
0.3~0.5
0.5~0.8
0.8~1.6
1.6~2.4
2.4~4.0
板间距/HT,mm
200~300
250~350
300~450
350~600
400~600
化工生产中常用板间距为:
200,250,300,350,400,450,500,600,700,800mm。
在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。
例如在塔体人孔处,应留有足够的工作空间,其值不应小于600mm。
(以下均要分别计算精馏段、提馏段的结构)
4.3塔径的计算
计算塔径的方法有两类:
一类是根据适宜的空塔气速,求出塔截面积,即可求出塔径。
另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速,算出一个孔(阀孔或筛孔)允许通过的气量,定出每块塔板所需孔数,再根据孔的排列及塔板各区域的相互比例,最后算出塔的横截面积和塔径。
本次数据采用第一种方法。
4.3.1初步计算塔径
板式塔的塔径依据流量公式计算,即
式中D——塔径m;
Vs——塔内气体流量m3/s;
u——空塔气速m/s。
计算塔径的关键是计算空塔气速u。
设计中,空塔气速u的计算方法是,先求得最大空塔气速umax,然后根据设计经验,乘以一定的安全系数,即
最大空塔气速umax可根据悬浮液滴沉降原理导出,其结果为
式中umax——允许空塔气速,m/s;
ρV,ρL——分别为气相和液相的密度,kg/m3;
C——气体负荷系数,m/s,对于浮阀塔和泡罩塔可用下图确定;
图4-1史密斯关联图
图中HT——塔板间距,m;hL——板上液层高度,m;V,L——分别为塔内气、液两相体积流量,m3/s;ρV,ρL——分别为塔内气、液相的密度,kg/m3
上图中的气体负荷参数C20仅适用于液体的表面张力为0.02N/m,若液体的表面张力为6N/m,则其气体负荷系数C可用下式求得:
所以,初步估算塔径为:
其中,u——适宜的空塔速度,m/s。
由于精馏段、提馏段的汽液流量不同,故两段中的气体速度和塔径也可能不同。
在初算塔径中,精馏段的塔径可分别按精馏段、提馏段的平均物理参数计算。
4.3.2塔径的圆整
目前,塔的直径已标准化。
所求得的塔径必须圆整到标准值。
塔径在1米以下者,标准化先按100mm增值变化;塔径在1米以上者,按200mm增值变化,即1000mm、1200mm、1400mm、1600mm……
4.4塔板结构参数的确定
4.4.1溢流装置的设计
溢流装置包括降液管、溢流堰、授液盘等几个部分,是液体的通道,其结构和尺寸对塔的性能有着重要影响。
A降液管截面积Ad
B溢流堰包括堰高hw、堰长lw及how
C受液盘和底隙h0
核算:
ub=Ls/(Lw.h0)<0.3~0.5m/s
r
图4-2溢流装置图4-3塔盘布置
4.4.2塔盘布置(如图4-3)
A受液区或降液区
均为Af的计算式计算
B入口安定区和出口安定区
Ws=50~100mm
C边缘区Wc25~50mm
D有效传质区:
塔板上布置有筛孔的区域,称有效传质区,面积为Aa
4.4.3筛孔数及排列并计算开孔率
5精馏塔的流体力学性能验算
5.1分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算
1.气体通过筛板的压强降hp<允许压降
2.液沫夹带校核
一般规定,液沫夹带量ev≥0.1kg液/kg干气属过量液沫夹带,为不正常操作状况
3溢流液泛条件的校核
对于一般物系,
值可取0.5,对于不易起泡物系,
值约为0.6~0.7,对于易起泡物系,
可取值0.3~0.4。
4液体在降液管内停留时间的校核(最大液流量)
式中Ls——液相体积流量,m3/s。
τ值应根据不同液体的性质在3至5秒内定值。
5漏液限(最小气量)
u0—设计孔速uow-漏液点孔速
5.2分别作精馏段、提留段负荷性能图
(1)负荷性能图的其它几条曲线的依据分别是:
①雾沫夹带线以eV<0.1kg液/kg气时,相应塔径D对应的泛点率计算(泛点率值大者)。
②液泛线以HD=Φ(HT+Hw)为限。
③液相负荷上限线全塔LS,max在降液管中停留时间=3-5s时求出。
④漏液线见上面5.
⑤液相负荷下限线以堰上液层高度how=0.006m计。
☆注意:
画出负荷性能图的五条线后,还应标出操作点、画出操作线、计算操作弹性以及注明控制气相的上限量的是哪一条线
表4-3塔结构参数汇总
精馏段
提留段
塔径
降液管面积
。
。
。
。
。
。
。
。
。
。
。
。
。
。
。
。
。
。
6塔的总体结构
6.1塔体总高度
板式塔的塔体总高度(不包括裙座)由下式决定:
(5-1)式中HD——塔顶空间,m;
HB——塔底空间,m;
HT——塔板间距,m;
HT’——开有人孔的塔板间距,m;
HF——进料段高度,m;
Np——实际塔板数;
S——人孔数目(不包括塔顶空间和塔底空间的人孔)。
6.2塔板结构
塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。
一般,塔径从300~900mm时采用整块式塔板;当塔径在800mm以上时,人已能在塔内进行拆装操作,无须将塔板整块装入。
并且,整块式塔板在大塔中刚性也不好,结构显得复杂,故采用分块式塔板;塔径在800~900mm之间,设计时可按便于制造、安装的具体情况选定。
7辅助设备的选择
表7-1换热器结果列表
换热器名称
介质
温度,℃
进
出
塔顶冷凝器
壳程
管程
循环冷凝水
12
40
塔底再沸器
管程
泡点
泡点+4℃
壳程
蒸汽
168℃
168℃
7.1预热器的热量衡算
7.2塔顶冷凝器的选择
查第四章传热表4-8(K值得大致范围):
取总传热系数K=W/m2℃
rD=r1×y1+r2×(1-y1)
Q=(R+1)DrD
Q=WcCpc(t1-t2)
换热器面积A=m2
选型:
将计算出的换热器面积作为公称面积,在附录中选择换热器型号,并列出所选择的换热器的参数。
7.3塔底再沸器的选择
查第四章传热表4-8(K值得大致范围):
取总传热系数K‘=W/m2℃
rW=r1*XW+r2*(1-XW)
易挥发组分比热c1=kJ/kgK
难挥发组分比热c2=kJ/kgK
平均
Xi:
mol分率
Q‘=V’*rW+V’
Δt=KJ/h
换热器面积A‘=m2
选型:
将计算出的换热器面积作为公称面积,在附录中选择换热器型号,并给出所选择的换热器的参数。
表7-1热量衡算汇总表
7.3管道设计与选择(要求圆整成标准管径)
取:
液体流速uL=1~3m/s
气体流速uG=10-30m/s
蒸汽:
u=30-50m/s
公式:
u=V/(π/4)di2
1、塔顶回流管
2、塔顶蒸汽出口管
3、塔顶产品出口管
4、进料管
5、塔釜出料管
6、塔釜回流管
7、塔釜产品出口管
蒸气出口管中的允许气速UV应不产生过大的压降,其值可参照表7-2
表7-2蒸气出口管中允许气速参照表
操作压力(绝压)
常压
1400~6000Pa
>6000Pa
蒸汽速度/m/s
12~20
30~50
50~70
7.4泵的选型
1、进料泵
给出:
流量F=m3/hr
扬程H=50m
选择型号的泵
2、回流泵
给出:
流量F=m3/hr
扬程H=30m
从附录选择型号的泵
表7-3辅助设备汇总
辅助设备
型号
塔顶冷凝器
塔底再沸器
塔顶回流管
塔顶蒸汽出口管
塔顶产品出口管
进料管
塔釜出料管
塔釜回流管
塔釜产品出口管
进料泵
回流泵
8画塔的装备图(1号图纸)
9编写设计说明书
(装订课程设计说明书和计算书内容及顺序)
封面
任务书
目录
第一章前言(或序言)(本章和以下各章可以自行分段、分节)
第二章设计说明书(内容包括:
设计单元操作方案简介、设计单元过程和设备的评述等)
第三章工艺计算包括:
物料衡算、理论塔板数的计算、实际塔板数的计算、热量衡算及设计结果汇总)
第四章塔的结构设计(塔径、塔盘结构即计算结果汇总表)
第五章流体力学验算
第六章塔的总体结构
第七章辅助设备的计算及选型等(包括汇总表)
第八章图纸(CAD制图)(包括:
主要设备装配图及工艺参数及相关设备选型等说明)
第九章附录(包括符号说明、参考文献及设计手册、设计体会等)
注意事项:
●目录写至3级目录如:
1前言………………………………………………………..1
1.1设计目的/意义……………………………………………1
1.1.1……………………………………………………….2
1.1.2……………………………………………………….2
1.2塔设备简介………………………………………………3
●文中所有图表必须有编号,如图1-1,表1-1等
●所有的计算要有文字说明,不能做简单的计算罗列
●引用的数据要有文献引用标记,如[1]
●计算结构要有结果汇总表
包括:
塔的结构参数汇总表、换热器汇总表、接管汇总表