精馏塔课程设计(乙醇、水苯、甲苯(氯苯.ppt

浮阀式精馏塔的设 计 指导教师：万惠萍 化工原理课程设计 1、课程设计的目的 v树立和培养工程意识； v查阅资料，搜集、处理数据和选用公式的能力； v工程计算能力（包括使用计算工具的能力） v用规范的工程语言（文字、图、表格）表达设计 意图的能力； v实事求是、科学、严谨的工作作风。 概 述 2、本次课程设计的基本内容 设计任务书 3、课程设计安排及要求 时间：11月22日11月26日 上午：指导：必须在设计室 下午：设计 地点： 周一：综A622（下午） 周二：综A325（1-6节）综A622（7.8 节） 周三：综A520 周四：综A535 周五：综A325（上午）综A422（下午） 完成时间：11月26日下午3:00前 每天上午检查进度 成绩考核：五级分制 4、推荐的参考资料 P50 贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计 天津大学出版社 2002.8 陈敏恒等编.化工原理上、下册（第二版） 化学工业出版社 1999.6 吴俊生、邵惠鹤编.精馏设计、操作和控制 中国石化出版社 1997.12 化工原理课程设计 大连理工大学出版社 2006.8 浮阀式精馏塔设计 大连工业大学化工原理教研室编 目录： 第一章 设计方案的确定和说明 一 确定工艺流程的原则 二 设计方案及参数 三 工艺流程图 （示意图） 第二章 工艺计算 一 回流比的选择 二 理论板数NT的确定 三 实际板数Np的计算 四 物料衡算 第三章 塔和塔板的工艺设计 一 塔径计算 二 塔板布置 三 浮阀数目及排列 四 溢流装置 第四章 流体力学验算 一 流体各参数的验算 二 负荷性能图 第五章 塔的辅助设备设计 一 塔顶冷凝器的选型 二 塔釜的设计 三 加热蒸汽管的设计计算乙醇、水 （塔底再沸器的选型苯、甲苯(氯苯) ） 四 接管尺寸设计 第六章 塔的结构设计 一 塔盘结构设计 二 塔体设计 三 设备装置图 第七章 设计结果总汇及设计评述 一 设计结果汇总表 二 设计评述 参考文献 第一章 设计方案的确定和说明 一、设计方案 装置流程的确定（精馏过馏过 程连续还连续还 是间间接 、塔的类类型和塔板形式、供料方式泵?高位槽?） 操作压力（写明原因） 进料状态（是汽相还是液相进塔写明原因） 塔底加热方式及加热介质（写明原因） 热能的综合利用：如何充分利用塔顶和塔底 的热量（说明） 设计要有独到之处 二、设计参数 进料量、进料组成、产品组成、残液组成 、 冷却剂温度（进口15，出口40）、加 热热源 三 、工艺流程图 （示意图） 在设计说明书中画示意图 （画出设备、阀门、物料流向） 第二部分 工艺计算 一、回流比的选择 1、组成的换算： 所给组成均是质量分率，需换算成摩尔分率 （写出计算过程） 2、最小回流比Rmin （乙醇-水）在已给xy平衡曲线上作切线 3、操作时的适宜回流比R R=（1.22.1)Rmin 经验值 R=（35） （苯-甲苯(氯苯) ） 找到q线与平衡线的交点坐标（ xe , ye ） 二、理论板数NT的确定 作图法： （乙醇）提馏段操作线方程： 由于直接蒸汽加热， 不同于以前间接加热 NT=阶梯数-1 （苯-甲苯(氯苯) ） 三、实际板数Np的计算 1、全塔效率E0 E0=5055% 2、实际塔板数NP： 要分别算出精馏段、提馏段的实际板数， 以及加料位置 四、物料衡算（乙醇-水） 直接蒸汽加热时： 对于泡点进料： （以摩尔为单位） 先将F换成摩尔流量 以上的单位是摩尔（mol/s），要换成质量（kg/s ）和体积（m3/s）的单位。 分子量： 精馏段气、液均按塔顶混合物分子量计： M=MAxD+MB(1-xD) 提馏段气、液均按塔底（近似为纯水）分子量计。 密度： 、 汽相密度：可按理想气体计算： 精馏段按 塔顶常压 提馏段按加热热源即 饱和水蒸汽的压强 （） 液相密度： B即水的密度由温度查查表（可近似取1000） 精馏段L密度：取进料密度和塔顶密度平均值 提馏段L密度：取进料密度和塔釜密度平均值 （1）纯酒精： （2）混合液： 确定塔顶和塔底的温度 进料、塔顶：由给定的质量分数查汽液平衡数据表 附录一： 塔底：105107 四、物料衡算（苯-甲苯(氯苯)） 总物料衡算：D+W=F 易挥发组分物料衡算：DxD+WxW=FxF 联立可解得D、W 以上的单位是摩尔（mol/s），要换成质量（ kg/s）和体积（m3/s）的单位。 对于泡点进料： （以摩尔为单位） 先将F换成摩尔流量 分子量： 精馏段气、液均按塔顶混合物分子量计： M=MAxD+MB(1-xD) 提馏段气、液均按塔底混合物分子量计。 M=MAxW+MB(1-xW) 密度： （苯-甲苯） 进料：F=790kg/m3 塔顶：D=813kg/m3 塔釜：W=780kg/m3 精馏段上升气体： V=2.7kg/m3 提馏段上升气体： V=3.4kg/m3 精馏段下降液体：(F+D)/2 提馏段下降液体：(F+W)/2 、 密度： （苯-氯苯） 进料、塔顶、塔釜： t的确定：由给定的质量分数查汽液平衡数据表 精馏段上升气体： V=2.58kg/m3 提馏段上升气体： V=4.08kg/m3 精馏段下降液体：(F+D)/2 提馏段下降液体：(F+W)/2 （列出物料衡算结果总汇表） 项目 mol/sM(kg/kmol)kg/s (kg/m3) m3/s F D W*(W) V L 由以上计算出的混合物分子量和密度，可将F、D 、W*(W)、V、L、 、 分别化成kg/s和m3/s的单位 ，为下一步计算塔径、管径作好准备。 第三部分塔和塔板的工艺尺寸设计 一、塔径的计算 1、板间距：HT=300600mm 板上清液层高度： hL可取50100mm 2、塔径：分别计算精馏段和提馏段的塔径。 方法如下： （精馏段、提馏段分开算） （1）液泛速度： (5-3) (5-4) 精馏段提馏段 乙醇-水 =17.3 45.1 dyn/cm 苯-甲苯= 20.4 19.0 dyn/cm 苯-氯苯= 21.3 20.5 dyn/cm C气体负荷参数 操作温度下的表面张力 =20dyn/cm C20可查书上P20（51）图 图51 史密斯关联图 体积流量 （2）空塔气速 u=（0.60.8）u允许 （3）塔径 计算出的塔径D需要圆整，参照P56附录四。同 时需要重新核算空塔气速，看其是否在允许范围 内。 (5-2) (5-1) 二、塔板布置 塔板面积分为四个区域： （1）鼓泡区 （2）溢流区 （3）安定区： Ws=60110mm （4）边缘区： Wc=3075mm 三 浮阀数目及排列 1、阀孔气速 浮阀按（JB111868）标准化选型 选F1（V1）型重阀，39 阀孔气速 F0气体动能因数，取F0=912合适 注：V为气相的密度，不是V (5-5) 2、阀孔数 由D、N0查书P56附录四 可知： AT、 AD、 L、H、孔 数N0、孔间距t、开孔率 重新核对F0是否在（912）之间，如果不符合 ，需要重新计算。 (5-6) 3、浮阀排列 在塔板有效区域内，排列浮阀，以得到准确的 阀孔数。 75 t 四、溢流装置 包括溢流堰、降液管和受液盘等部件。 D2000时，采用双溢流 （1）堰形式：hOW6mm时，采用平直堰，不必采 用齿形堰 hOW =2.8410-3E(LS/LW) 2/3 hOW 堰上液层层高度 E液流收缩系数，一般取E=1 LS液流量（m3/h） LW堰长 堰高：hW=hL- hOW （5-10） （5-9） （2）降液管： 管内停留时间： （3）受液盘： 采用凹形受液盘，盘深 50mm，降液管底部与塔盘平齐 ，盘上开泪孔，当D1400mm 时开两个，否则开一个。 （35）秒 有弓形和圆形两类。 塔底最后一块板的受液盘，称液封受液盘，其深 度及面积都应大一些，以保证液封，要指明所取 的数据（盘深）。 （5-14） 第四部分 流体力学验算(只算精馏段) 目的： 验算在上述各项工艺参数已确定的塔内，要 完成规定的气、液负荷，塔能否正常工作。 内容： （1）各种参数的验算： 塔板压强降、液泛、雾沫夹带、泄漏和液面落差 （2）绘制负荷性能图 一、各种参数的验算 1、压降 单板 Pf=PC+PL+ P （ P可略） 或 hf=hc+hl （1）干板压降： 计算阀孔临界气速u0C： 1.825 若u0 80%时，将出现雾沫夹带，取上面计算 的F值较大的公式，将F=80%代入，可得到关于 VsLs间的表达式，利用该式画线。 此时孔速(6-13) (6-14) 3、液相负荷下限线 可画出一条垂直线。 4、液相负荷上限线 计算出的液相量是常数，即是一条垂直线。 =5秒 (6-15) (6-16) 5、液泛线 Hd=0.5(HT+hw) (a) Hd=hf+hL+hd (b) (a)、(b)两式联立并整理可得： 其中： N：孔数 ：取0.5 0：取0.5 h0=0.05m (6-17) 以上计算的各值代回总式中，可得Vs=(Ls)间的 关系式，在图上可做出一条曲线，即为液泛线。 6、操作线 依塔物料衡算，计算出的Vs、Ls得一操作点P， 联结原点、操作点的直线即为操作线。操作线与 五种线的两个交点Vmax和Vmin，得操作弹性K 将以上五种线作图 1、汽相下限线 2、汽相上限线 3、液相下限线 4、液相上限线 5、液泛线 汽体负荷性能图： Vmax Vmin V L m3/s m3/s P 第五部分 塔的附属设备设计 一、塔顶冷凝器的选型 1、冷凝器放置方式：立式或卧式 指明原因、所用冷凝器的个数 2、冷凝器的选型 水平放置时，取K=600W/m2 垂直放置时，取K=500W/m2 计算传热量Q=Vr、传热温差tm、计算传热面 积A、实际传热面积（应是计算面积的1.2倍）、 选型 （写出相应的参数，如公称直径、管程数、管子数 量、管长、换热面积、公称压力等） 塔顶温度：由给定的质量分数查汽液平衡数据表 二、加热蒸汽鼓泡管的设计计算（乙醇-水 ） 1、加热蒸汽用量 近似取提馏段上升蒸汽量 2、计算加热管直径及孔数 蒸汽气速：u=2040m/s 加热管直径： 计算出管径后要进行圆整，然后再校核管中气速 塔釜采用直接蒸汽加热，直管开孔通入蒸汽 公称直径DN ，规格 。 3、蒸汽管上的孔数 孔径取d0=10mm，孔距t=2d0=20mm，小孔总面积 一般是加热管横截面积的（1.21.5）倍。孔数： 管在塔内有效长度：塔径（0.150.3）m 列数n 行数n 孔列数： 孔行数： 管实际能排列的行数： （1）比较实际行数与计算所需行数，看是否够用 （2）蒸汽加热管只在下半圆上开孔，以减少液 滴飞溅到上一塔板，降低分离效率。 二、再沸器的选型（苯-甲苯(氯苯) ） （塔底釜液或查r的温度：由xw查汽液平衡数据表） 三、接管尺寸 1、进料管：液速取：（0.40.8）或 （1.52） m/s 2、塔顶蒸汽管：气速取；u=（1220）m/s 3、回流管：液速取： （0.20.5）或 （1.52） m/s 4、塔顶出料管：液速取： （0.20.5） 5、塔釜出料管：液速取：u=（0.51.0）m/s 6、(苯-甲苯(氯苯) )塔釜排液管： 液速取： u=（ 0.51.0m/s） 7、 (苯-甲苯(氯苯) )再沸器进口管： 液速取；u=（0.51.0）m/s 8、 (苯-甲苯(氯苯) )再沸器出口管： 气速取；u=（1525）m/s 接管在塔外部长度可依是否有保温层及方便 作业为准则，一般可取200mm d需按无缝钢管圆整为标准值，再校正流速u 各种液、气流量均需用体积数据（m3/s）代入 计算管径。 公称直径DN ，规格 。 第六部分 塔的结构设计 一、塔板的结构设计 1、塔板（精馏段与提馏段可不相同，要分别说明） ： D800mm时采用单溢流、分块式塔板，自身梁式 结构。 （弓形板2块、通道板1块、矩形板12块） （1）通道板 （2）矩形板 L=D-2H-56 400 420 43 分块塔板的宽度定为400mm和420mm的原因 ，是能使其通过450或500的人孔 （3）弓形板：带自身梁 Dg2000时，f=30mm n分块数；18塔板各分块间的间隙，mm e Dg f塔板与壁面间距 弓形板的弧边直径D=Dg-2f 弓高 (8-1) 2、塔板厚度 板厚：Dg=8001400mm， =4mm Dg=16002000mm，=6mm 3、泪孔（凹形受液盘上） Dg1400时，开一个泪孔10 Dg1400时，开两个泪孔10，这时支撑板在中央， 两孔间距600mm，距离堰边50mm。 二、塔体设计 （一）塔顶空间：高度HD=1.01.5m （二）塔釜的设计 2、釜内液层高度h2 釜内装填系数一般在0.60.7 之间，如取0.65， 塔釜高度HB=h1+h2 （一般1.52m） 1、釜中液面距最底层塔板距离h1： 为了避免带液过多，釜中液面至最底层塔板距 离h1至少在0.50.7m以上 W* h1 h2 （三）人孔 为便于安装、检修，一般每隔8 10层塔板设一人孔。 人孔直径： 450或500 人孔处板间距： HT=600700mm （四）进料板处空间高度 要比正常板间距大一些 （五）塔体总有效高度： H=HD+HB+S HT+(N-2-S)HT+HF S人孔数，一般每810块 板开一个人孔（注：S是指H范围 内的人孔，不是总人孔） (8-2) 第七章 设计结果总汇及设计评述 一、设计结果汇总表 1、工艺计算参数 2、塔、塔板结构参数 3、流体力学参数 项目符号单位数值 二、设计评述 3. 设计体会、意见或建议 1. 设计的创新与特色 2. 问题的探讨 节能措施与效果 设备结构的改进 精馏操作自动控制的改进 全塔压降的影响 设计存在的问题（例近似计算的误差等） 如何调整结构参数或工艺参数使得操作点更合理 文后参考文献表编排格式 1. 参照标准： 2. 编排格式： 专著、论文集、学位论文、报告 序号 主要责任者. 文献题名. 出版地：出版者，出版年. 起止页码 . 1 贾绍义, 柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津：天津大学出版社, 2002 期刊文章 序号 主要责任者. 文献题名. 刊名, 年, 卷（期）：起止页码 . 2 方志杰. 异蔗糖和烯丙醇的酸催化反应. 精细化工, 2002 , 16(1) , 49-50. 中国学术期刊技术规范：CAJ-CD B/T1-1998 设备条件图（示意图） 基本要求：图幅：坐标纸；图框：留装订边；标题栏：校内 使