精品完整版精馏塔的设计Word格式文档下载.docx
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c——组分个数;
αi——i组分的相对挥发度;
θ——Underwood参数;
——塔顶馏出物中i组分的摩尔分数。
进料状态为泡点液体进料,即q=1。
取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度(即计算温度),则
在进料板温度109.04℃下,取组分B(H2O)为基准组分,则各组分的相对挥发度分别为αAB=2.1,αBB=1,αCB=0.93,所以
利用试差法解得θ=0.9658,并代入式(4-11)得
(3)操作回流比R和操作理论板数N0
操作回流比与操作理论板数的选用取决于操作费用与基建投资的权衡。
一般按R/Rm=1.2~1.5的关系求出R,再根据Gilliland关联[20]求出N0。
取R/Rm=1.2,得R=26.34,则有:
查Gilliland图得
解得操作理论板数N0=51。
4.2.2实际塔板数
(1)进料板位置的确定
对于泡点进料,可用Kirkbride提出的经验式进行计算。
式中,——轻、重关键组分在进料液相中的摩尔分数;
n——精馏段理论塔板数;
m——提馏段理论塔板数(包括塔釜)。
将代入数据到式(4-12)可得
解得n/m=0.39,且N0=n+m=51,可得n=15,m=36(包括塔釜)。
所以,精馏段理论板数为15,提馏段理论塔板数为35。
(2)实际塔板数
全塔效率E的定义:
可用Drickamer-Bradford法[20]计算全塔效率,其关联式:
(4-13)
进料状态下各组分的粘度分别为0.178cP,0.259cP,0.406cP,则进料液体的平均摩尔黏度:
由式(4-13)可得
精馏段实际塔板数为N1=15/0.48=32,提馏段实际塔板数为N2=35/0.48=73,所以初馏塔实际塔板总数为N=32+73=105。
取塔板间距HT=0.6m,精馏段和提馏段的有效高度分别为:
所以初馏塔的有效高度:
4.2.3初馏塔尺寸计算
在不同温度下,初馏塔内液体在塔不同位置各组分的密度及表面张力数据如表4-2所示。
表4-2物性数据表
组分
进料位置
塔顶
密度ρ(kg/m3)
表面张力σ(mN/m)
A(VAc)
817
13.20
825
14.30
B(H2O)
951
57.80
958.4
60.10
C(HVc)
943
18.03
957.8
19.26
进料位置液体密度:
同理可得,精馏塔塔顶混合液体密度924.6kg/m3,则精馏段液体的平均密度:
根据ρ=pM/(ZRT)得:
kg/m3,kg/m3,则精馏段气体的平均密度:
进料位置液体表面张力:
mN/m
同理可得,塔顶液体的表面张力mN/m,则精馏段液体的平均表面张力:
41.68mN/m
塔顶产品的质量流量:
本设计因为处理量较大,一个初馏塔难以满足生产需求,所以改用四个相同的初馏塔并联处理。
由于R=L/D,则塔顶与全凝器之间物流的质量流量:
塔顶与全凝器之间物流的体积流量:
(1)塔径的设计计算
精馏塔的空塔气速u应比小,对于一般液体,u可取为(0.7~0.8),而液泛气速可根据式(4-14)计算。
式中——液泛气速,m/s;
C——气体负荷因子。
已知塔板间距HT=0.6m,取板上液层高度hL=0.075m,则HT-hL=0.525m。
采用(4-14)计算液泛气速,要先从史密斯关联图[21]中读出C20以求得C。
为此,首先算出
从史密斯关联图中读出FP=0.04及HT-hL=0.525m时,C20=0.13。
所以
由式(4-14)得
液泛分率为0.8时,气速0.8×
3.69=2.952m/s,因此所需气体流通截面积:
对于双流型一般取lw/D=0.5~0.7,因液体流量较大取堰长lw=0.7D,查图[14]得降液管截面积与塔板总面积之比0.085,则气体流通截面积与塔板总面积之比:
于是得13.83/0.915=15.12m2,则初馏塔塔径:
圆整后取塔径D=5m,于是有:
初馏塔横截面积:
AT=πD2/4=0.785×
52=19.625m2
气体流通截面积:
A=0.915×
19.625=17.957m2
(2)筒体及封头壁厚
该初馏塔为常压精馏,取设计压力为0.1MPa,所用材料为0Cr18Ni10Ti,标准为GB4237。
则壁厚
圆整后取初馏塔壁厚为5mm。
根据JB/T4737—95,选用标准椭圆形封头作为初馏塔封头,即Di/2hi=2,K=1。
封头所用材料为0Cr18Ni10Ti,厚度可取筒体壁厚δ=5mm;
Di=D=5000mm,hi=D/4=1250mm;
封头的直边高度取h2=50mm。
(3)支座
初馏塔的支座选用圆筒形裙座,材质为16MnR,裙座与塔体的链接采用对接式焊接,裙座筒体内径为5000mm,厚度为30mm。
地脚螺栓的结构选择外螺栓型结构形式,螺栓选用M80×
6,个数为30个。
裙座上开设2个长圆形人孔,曲边半径r0=250mm,高G=700mm。
在裙座上设置6个直径为100mm的排气孔。
4.2.4接管与管法兰
塔顶气体的体积流量:
初馏塔进料液体、塔釜液体的平均摩尔质量:
已知进料液体、塔釜液体的密度:
所以,进料液体和塔釜液体的体积流量:
分别取进料管液体速度、塔顶出料管气体速度和塔釜出料管液体速度为,,,则进料管、塔顶和塔釜接管直径:
圆整后取进料、塔顶出料和塔釜出料接管的公称直径分别为100mm,1400mm,100mm。
进料接管和塔顶出料接管选用相同的标准法兰。
根据HG20592—2009[22],选用的标准法兰尺寸分别列于表4-3中。
表4-3初馏塔接管法兰尺寸
名称
进料与塔釜出料
塔顶出料
选型
突面(RF)带颈平焊法兰
突面(RF)带颈对焊法兰
法兰材料(锻件)
12CrMo1(JB/T4726)
接管公称直径/mm
100
1400
接管外径A/mm
114.3
A1=1422
法兰外径D/mm
210
1675
螺栓孔中心圆直径K/mm
170
1590
螺孔直径L/mm
18
42
螺孔数n
4
36
螺栓规格
M16
M393
法兰内径B/mm
116
1398
法兰高度H/mm
40
145
法兰标准件编号
HG20592—2009SORFA—6_10
HG20592—2009WNRFA—10_26
垫片选型
突面(RF型)非金属平垫片
垫片内径D1/mm
115
1422
垫片外径D2/mm
152
1548
垫片厚度T/mm
1.5
3
垫片标准件编号
HG20606—2009RF—6_10
HG20606—2009RF—10_26
螺栓选型
六角螺栓
螺栓标准
GB5728—A级
GB5785—A级
螺栓材料
A4-50(GB/T5782)
螺母选型
I型六角螺母
螺母材料
A4-50(GB/T6170)
A4-70(GB/T6171)
4.2.5溢流装置
堰长lw=0.7D=0.7×
5=3.5m
根据lw/D=0.7,查图[14]得双溢流型塔板弓形溢流堰宽度与塔径之比Wd/D=0.14,则Wd=0.14D=0.14×
5=0.7m。
降液管截面积:
Af=19.625-16.878=1.668m2
可由液体在降液管中的停留时间(3~5)s验算降液管设计的合理性,即
所以降液管的设计合理。
初馏塔的堰型选用平直堰。
已知hL=0.075m,由LS/lw2.5=233.80/3.52.5=10.20,查图[14]得液流收缩系数E=1.026,则平直堰堰上液流高度:
则出口堰高度:
hw=hL-h0w=0.075-0.048=0.027m
为保证液封和防止堵塞,降液管底隙高度h0应小于hw,取底隙内液体流速为=0.75m/s,则降液管底隙高度:
初馏塔塔径较大,所以受液盘选用凹形受液盘,以保证溢流液平稳进入塔板,取凹形受液盘深度为。
4.2.6塔板布置
对于双流型塔板,取安定区宽度,塔板边缘宽度,中间降液管宽度;
已知,则
鼓泡区为气液接触有效区,鼓泡面积:
m2
本设计选用F1型重阀(33g),孔径d=0.039m。
浮阀排列形式采用正三角形叉排。
因为叉排时,相邻两阀中吹出的气流对液层的搅拌作用显著,鼓泡均匀,液面梯度小,雾沫夹带量也较小。
阀孔动能因数可取F0=8~11[14],取F0=11,则阀孔气速:
m/s
浮阀数:
取阀孔间距t=0.075m,浮阀排列形式按正三角形叉排,浮阀在塔板的鼓泡区的排布数量:
塔的开孔率φ依阀孔数而定,一般在常、减压塔中为塔板总面积的10%~15%左右。
浮阀塔的开孔率:
浮阀塔的开孔率φ=16.5%,仅稍大于15%,故浮阀的排布依然合理。
根据浮阀在塔板上排布数计算得实际阀孔气速为:
4.2.7流体力学验算
(1)塔板压力降hp
气体通过干塔板的压力降:
气体通过液层压力降:
因此,塔板压力降:
(2)降液管液面高度Hd
为了防止液泛,液面高度的校核关系式为,为泡沫相对密度,对一般物系。
液体通过降液管的阻力:
液面落差Δ很小而忽略不计,于是降液管液面高度:
,故不会发生降液管液泛现象。
(3)雾沫夹带量ev
雾沫夹带量和泛点百分率是有关的,雾沫夹带量ev的计算方法之一是算出泛点率F1再来确定ev的大小。
雾沫夹带量应控制在(气),对于直径较大的塔,相应的F1值为。
初馏塔气速:
实际液泛分率:
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