浮阀精馏塔工艺设计书Word文档下载推荐.docx

浮阀精馏塔工艺设计书Word文档下载推荐.docx

《浮阀精馏塔工艺设计书Word文档下载推荐.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《浮阀精馏塔工艺设计书Word文档下载推荐.docx（21页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。

在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。

此次设计是在常压下操作。

因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。

回流比是精馏操作的重要工艺条件。

选择的原则是使设备和操作费用之和最低塔板工艺计算流体力学验算

4塔负荷性能图

。

在设计时要根据实际需要选定回流比。

冷凝器与再沸器的选型塔附属设备计算图1-2设计思路流程图本设计采用连续精馏操作方式、常压操作、泡点进料、间接蒸汽加热、选R=1.7Rmin、塔顶选用全凝器、选用浮阀塔。

在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。

另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。

浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金。

近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。

从苯—甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。

而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷围，均能保持稳定操作。

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。

图1-2

第二章塔板的工艺设计

2.2.1全塔物料衡算根据工艺的操作条件可知:

料液流量F=（10-0.5*19）t/h=2.25Kg/s=94.285Kmol/h

料液中易挥发组分的质量分数xf=（30+0.5*19）%=39.5%;

塔顶产品质量分数xd=98%,

摩尔分数为97.6%;

塔底产品质量分数xw=2%,

摩尔分数为1.7%;

由公式:

F=D+WF*xf=D*xd+W*xw代入数值解方程组得:

塔顶产品（馏出液）流量D=41.067Kmol/h=0.89Kg/s;

塔底产品（釜液）流量W=53.218Kmol/h=1.360Kg/s.

2.3.2.分段物料衡算.

泡点方程根据xa从《化工原理》P204表6—1查出相应的温度根据以上三个方程,运用试差法可求出Pa*,Pb*

当xa=0.395时,假设t=92℃Pa*=144.544P,Pb*=57.809P,

当xa=0.98时,假设t=80.1℃Pa*=100.432P,Pb*=38.904P,

当xa=0.02时,假设t=108℃Pa*=222.331P,Pb*=93.973P,t=92℃,既是进料口的温度,

t=80.1℃是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度,

t=108℃是釜液需被加热的温度.

根据衡摩尔流假设,全塔的流率一致,相对挥发度也一致.a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P=2.500（t=80.1℃）

所以平衡方程为y=ax/[1+（a-1）x]=2.500x/（1+1.500x）,最小回流比Rmin为Rmin=[xd/xf-a（1-xd）/（1-xf）]/（a-1）=1.426,所以R=1.5Rmin=2.139,所以精馏段液相质量流量L（Kg/s）=RD=2.139*0.89=1.904,精馏段气相质量流量V（Kg/s）=（R+1）D=3.139*0.89=2.794,所以,精馏段操作线方程yn+1=R*xn/（R+1）+xd/（R+1）=0.681xn+0.311因为泡点进料,所以进料热状态q=1所以,提馏段液相质量流量L'

（Kg/s）=L+qF=1.904+1*2.25=4.154,

提馏段气相质量流量V'

（Kg/s）=V-（1-q）F=2.794.所以,提馏段操作线方程ym+1=L'

xm/V'

-Wxw/V'

=1.487xm-0.008

3.3.3理论塔板数的计算

（1）联立精馏段和提馏段操作线方程解得xd=0.3759且前面已算得xw=0.017

（2）用逐板计算法计算理论塔板数第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致,所以y1=xd,然后可以根据平衡方程可得x1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求yn,用平衡方程求xn,一直到xn<

xd,共需n-1块精馏板,第n块板为进料板.第一板第二板第三板第四板第五板第六板第七板第八板第九板y1=xd0.95140.95920.90390.92680.83510.87990.74560.81890.64400.74970.54510.68230.46210.62580.40080.58400.3596

y2=0.681x1+0.311y3=0.681x2+0.311

y4=0.681x3+0.311y5=0.681x4+0.311

y6=0.681x5+0.311y7=0.681x6+0.311

y8=0.681x7+0.311y9=0.681x8+0.311

x1=y1/[y1+a（1-y1）]x2=y2/[y2+a（1-y2）]

x3=y3/[y3+a（1-y3）]x4=y4/[y4+a（1-y4）]

x5=y5/[y5+a（1-y5）]x6=y6/[y6+a（1-y6）]

x7=y7/[y7+a（1-y7）]x8=y8/[y8+a（1-y8）]

x9=y9/[y9+a（1-y9）]x9<

xd

所以本设计中共需八块精馏板,第九块板为进料板.从第十块板开始,用提馏段操作线求yn,用平衡方程求xn,一直到xn<

xw.第十板第十一板第十二板第十三板第十四板第十五板第十六板y10=1.487x9-0.0080.30800.45000.24660.35870.18280.26380.12540.17840.07990.11080.04750.0626

y11=1.487x10-0.008y12=1.487x11-0.008

y13=1.487x12-0.008y14=1.487x13-0.008

y15=1.487x14-0.008y16=1.487x15-0.008

x10=y10/[y10+a（1-y10）]x11=y11/[y11+a（1-y11）]

x12=y12/[y12+a（1-y12）]x13=y13/[y13+a（1-y13）]

x14=y14/[y14+a（1-y14）]x15=y15/[y15+a（1-y15）]

x16=y16/[y16+a（1-y16）]

第十七板y17=1.487x16-0.008x17=y17/[y17+a（1-y17）]

3.3.4实际塔板数的计算

根据插法,可查得:

苯在泡点时的黏度a（mPa.s）=0.25,甲苯在泡点是的黏度b（mPa.s）=0.27,0.02600.03070.0125

x17<

xw,因为釜底间接加热,所以共需要17-1=16块塔板.精馏段和提馏段都需要八块板.

所以:

平均黏度av（mPa.s）=a*xf+b*（1-xf）=0.25*0.395+0.27（1-0.395）=0.262

总板效率E=1/[0.49（a*av）e0.245]=0.544

实际板数Ne=Nt/Et=29.412=30

实际精馏段塔板数为Ne1=14.705=15

实际提馏段塔板数为Ne2=14.705=15

由上可知,在求取实际板数时,以精馏段,提馏段分别计算为佳.而且设计时,往往精馏段,提馏段都多加一层至几层塔板作为余量,以保证产品质量,并便于操作及调节.

3.3.5塔径计算

因为液流量不大,所以选取单流型,因为提馏段液相流量较大,所以以提馏段的数据确定全塔数据更为安全可靠.所以:

气相体积流量Vh（m^3/h）=3325.713219,

Vs（m^3/s）=0.923809227,

液相体积流量Lh（m^3/h）=25.123146,

Ls（m^3/h）=0.006978652.

查表得,液态苯的泡点密度ρa（Kg/m^3）=792.5,液态甲苯的泡点密度ρb（Kg/m^3）=790.5,

根据公式1/ρl=x1/ρa+（1-x1）/ρb得,

液相密度ρl（Kg/m^3）=791.1308658,

根据公式苯的摩尔分率=（y1’/78）/[yi'

/78+（1-yi'

）/92]M'

=苯的摩尔分率*M苯+甲苯的摩尔分率*M甲苯ρv=M'

/22.4*273/（273+120）*P/P0得气相密度ρv（Kg/m^3）=2.742453103.气液流动参数,Flv=Lh/Vh*（ρl/ρv）^0.5=0.12830506,

根据试差法,设塔径D（m）=1.2,根据经验关系:

可设板间距Ht=0.45m,清液层高度Hl[常压塔（50～100mm））]取为50mm,所以液体沉降高度Ht-hl=0.4m.根据下图可查得,气相负荷因子C20=0.065,液体表面力δ（mN/m）,100℃时,查表苯18.85所以,平均液体表面力为19.26427815,根据公式:

设计气速设计塔径空塔气速C=C20*[（δ/20）^0.2]得,C=0.064514585.uf（m/s）=C*〔（ρl-ρv）^0.5〕/〔ρv^0.5〕=1.093851627.u（m/s）=u=（0.6～0.8）*uf=0.765696139,D'

（m）=（Vs/0.785/u）^0.5=1.197147394,根据标准圆整为1.2m,u0（m/s）=0.785*Vs/D/D=0.469409612.所以,液泛气速甲苯19.49

3.3.6确定塔板和降液管结构

⑴确定降液管结构塔径D（mm）1200塔截面积A

d/Atlw/D降液管堰长降液管截面积的宽度降液管截面积At（m^2）（Ad/At）/%lw/Dlw（mm）bd（mm）Ad（m^2）查表查表查表查表查表查表1.3110.20.738762900.115

底隙hb（mm）,一般取为30～40mm,而且小于hw,本设计取为30mm,溢流堰高度hw（mm）,常压和加压时,一般取50～80mm.本设计取为60mm,

⑵降液管的校核单位堰长的液体流量,（Lh/lw）（m^3/m.h）=27.47661034,不大于100～130,符合要求堰上方的液头高度how（mm）=2.84*0.001*E*[（Lh/lw）^0.66667]=25.86020161,式中,E近似取一,how=25.86>

6mm,符合要求.底隙流速,ub（m/s）=Ls/lw/hb=0.2544130,而且不大于0.3～0.5,符合要求.

⑶塔盘及其布置由于直径较大,采取分块式,查表得分三块,厚度取位4mm.降液区的面积按Ad计算,取为0.115m^2,受液区的面积按Ad计算,取为0.115m^2,入口安定区得宽度bs'

（mm）,一般为50～100,本设计取为60.出口安定区得宽度bs'

（mm）,一般为50～100,本设计取为60.边缘区宽度bc（mm）,一般为50～75,本设计取为50,有效传质区,Aa（m^2）=2*{x*（r^2-x^2）^0.5+r^2*[arcsin（x/r）]}=24.59287702.塔板结构如下两图

⑷浮阀数排列选择F1型重型32g的浮阀阀孔直径给定,d0（mm）=39mm,动能因子F0一般取为8～12,本设计取为11.5.阀孔气速,uo（m/s）=F0/[ρv^0.5]=6.940790424,阀孔数n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614,取104.实际排列时按等腰三角形排,中心距取为75mm,固定底边尺寸B（mm）=70,所以实际排出104个阀孔,与计算个数基本相同.所以,实际阀孔气速uo（m/s）=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938实际阀孔动能因子,F0=u0*ρv^0.5=11.48368564,开孔率ψ=n*d0*d0/D/D=0.10985,一般10%～14%,符合要求.

3.3.7塔板的流体力学

（1）液沫夹带量校和核液体横过塔板流动的行程,Z（m）=D-2*bD=0.62塔板上的液流面积,Ab（m^2）=At-2*Ad=1.08物性系数,K,查表得=1泛点负荷因数,Cf=0.125,见下页图.

F2={Vs*[ρv/（ρl-ρv）]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf=0.41815191,F1=Vs*[ρv/（ρl-ρv）^0.5]/At/K/Cf/0.78=0.397830445,泛点率F1<

（0.8～0.82）,F!

F2均符合要求.

⑵,塔板阻力的计算与较核临界孔速u0c（m/s）=（73/ρv）^（1/1.875）=5.7525979<

uo=6.93,阀未全开,干板阻力,ho（m）=19.9/ρl*（u0^0.175）=0.035299005,充气系数ε0=0.4,塔板充气液层的阻力hl（m）=ε0*（hw+how）=0.034344081,克服表面力的阻力hσ,一般忽略不计,所以塔板阻力hf（m）=ho+hl+hσ=0.069643086.13

⑶降液管液泛校核液体通过降液管的流动阻力,hd=1.18*0.00000001*[（Lh/lw/hb）^2]=0.009898418m,降液层的泡沫层的相对密度φ=0.5,降液层的泡沫高度hd'

=hd/φ=0.019796837（m）,Ht+hw=0.51m>

hd'

合格.

⑷液体在降液管中停留时间较核平均停留时间τ=Ad*Ht/Ls=7.740082575s,（不小于3～5s）,合格.

⑸严重泄漏较核泄漏点气速u0'

=F0/（ρv^0.5）=3.017734967,F0=5,稳定系数,k=u0/u0'

=2.296737127>

1.5～2,合格.

3.3.8全塔优化（如下图）曲线1是过量液沫夹带线,根据F2={Vs*[ρv/（ρl-ρv）]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf得,方程Vh=6588-14.289Lh,曲线2是液相下限线,根据Lh=（0.00284^0.6667）*lw*（how^1.5）Lh（m^3/h）=2.690007381,曲线3是严重漏液线,根据Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/（ρv^0.5）F0=5得Vh（m^3/h）=1349.696194,曲线4是液相上限线,根据Lh=Ad*Ht/τ*3600Vh=（2.98*10E7-0.4*10E6*Lh^0.67-13.49*Lh^2）^0.5,曲线5必过的五点（0,5461）（10,5268）（20,5150）（0,5461）（10,5268）（20,5150）作图如下Vmax（m^3/h）=4779,Vmin（m^3/h）=1349操作弹性=Vmax/Vmin=,3.542624166,大于2,小于4,合格14

3.3.9塔高规则塔体高h=Np*Ht=13.5m,开人孔处（中间的两处人孔）塔板间距增加为0.6m,进料处塔板间距增加为0.6m,塔两端空间,上封头留1.5m,下封头留1.5m,釜液停留时间τ为20min,填充系数φ=0.7,所以体积流量V（m^3/h）=Lh*τ/ρl/φ=1.679350119,τ=5s得Lh（m^3/h）=37.26,,得曲线5是降液管泛线,根据hd<

φ（Ht+Hw）how=6mm得F2=0.8

所以釜液高度Z（m）=0.333*V/（3.1415926*D*D/4）=0.49495223=0.5m所以,最后的塔体高为17.59m.

3.3.10热量衡算

⑴塔底热量衡算塔底苯蒸汽的摩尔潜热rv'

苯（KJ/Kg）=373,塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热rv'

甲苯（KJ/Kg）=361;

所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热rv'

（KJ/Kg）=rv'

苯（KJ/Kg）*yC6H6+rv'

甲苯*yC7H8=361.1412849,15所以再沸器的热流量Qr（KJ）=V'

*rv'

=1166.395822,因为加热蒸汽的潜热rR（KJ/Kg）=2177.6（t=130℃）,所以需要的加热蒸汽的质量流量Gr（Kg/s）=Qr/rR=0.535633644.

⑵塔顶热量衡算塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热rv苯（KJ/Kg）=379.3塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热rv甲苯（KJ/Kg）=367.1所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热rv（KJ/Kg）=rv苯（KJ/Kg）*yC6H6+rv甲苯*yC7H8=378.88;

所以冷凝器的热流量Qc（KJ/s）=V*rv=1223.699463,因为水的定压比热容Cc（KJ/Kg/K）=4.174,冷却水的进口温度t1=25℃,冷却水的出口温度t2=70℃,所以需要的冷却水的质量流量Gc（Kg/s）=Qc/Cc/（t2-t1）=6.514930857.

3.3.11精馏塔接管尺寸

⑴回流液接管尺寸体积流量Vr（m^3/s）=L/ρ=0.002893769,管流速ur（m/s）=0.3,回流管直径d（mm）=（4*Vr/3.1415/ur）^0.5=110.8220919=φ133*6;

⑵进料接管尺寸料液体积流率Vf（m^3/s）=F/ρ=0.003792206,管流速uf（m/s）=0.5,进料管直径,d0（mm）=（4*Vf/3.1415/uf）^0.5=98.26888955=φ108*5;

⑶釜液出口管体积流量Vw（m^3/s）=L'

/ρ=0.006685975,管流速uw（m/s）=0.5出口管直径dw（mm）=（4*Vw/3.1415/uw）^0.5=130.4825516=φ159*8;

⑷塔顶蒸汽管体积流量Vd（m^3/s）=V/ρv=1.176497471,管流速ud（m/s）=15,出口管直径dd（mm）=（4*Vd/3.1415/ud）^0.5=316.0129882=φ377*8.

3.3.11辅助设备设计

⑴再沸器因为蒸汽温度ts（℃）=130,釜液进口温度t1'

（℃）=100,釜液出口温度t2'

（℃）=110,所以传质温差tm（℃）=[（ts-t1'

）-（ts-t2'

）]/ln[（ts-t1'

）/（ts-t2'

）]=24.66303462,因为传质

系数K1（W/m^2/K）=300,所以传质面积A（m^2）=Qr/K/tm=157.6442694.

⑵冷凝器因为蒸汽进口温度T1（℃）=100,蒸汽出口温度T2（℃）=80,冷却水的进口温度t1=25℃,冷却水的出口温度t2=70℃,所以传质温差tm'

（℃）=（t1-t2）/ln（t1/t2）=41.2448825,因为K2（W/m^2/K）=250,所以,传质面积A'

（m^2）=Qc/K2/tm'

=118.6764892.16

列形式

（3）液相负荷上限线精馏段提馏段求出上限线液体流量LS的值30

以降液管停留时间t=5s则；

LS.min=（4）漏液线：

对于F1型重阀漏液线：

精馏段：

由F0=u0ρv=5可得：

uo=VS=5AfHTt=0.12×

0.45=0.0108（m3/s）5ρv

5=0.487（m3/s）2.95π4d0nu0=0.785×

d02n25ρv

=0.785×

0.0392×

140×

5

提馏段：

uo=VS=ρv

5=0.469（m3/s）3.17π42d02nu0=0.785×

d0n5ρv

（5）液相负荷下限线（提馏段）（5）液相负荷下限线（精馏段提馏段）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006作为最小液体负荷标准

how=2.84×

10−3×

1.028×

（3600×

Ls2/3）=0.0060.924

Ls,min=0.000165m3/s

将以上五条线标绘在同一Vs～Ls直角坐标系中，画出塔板的操作负荷性能图。

将设计点（Ls，Vs）标绘在图中，如P点所示，由原点O及P作操作线OP。

操作线交严重漏液线①于点A，过量雾沫夹带线②于点B。

由此可见，此塔板操作负荷上下限受严重漏液线①及过量雾沫夹带线②的控制。

分别从图中A、B两点读得气相流量的下限Vmin及上限Vmax，可求得该塔的操作弹性。

精馏段操作弹性:

K精馏段操作弹性:

K=

Vs.max2.2==4.5Vs.min0.49Vs.max2.1==4.5Vs.min0.47