化工原理课程设计——筛板精馏塔设计PPT课件.ppt

化工原理课程设计 筛板精馏塔设计 常州大学石油化工学院基础化工部 1 常压分离环己醇 苯酚连续操作筛板精馏塔工艺设计任务书 基础设计数据 1 处理能力 50000t a 年工作按8000小时计 2 进料组成 环己醇30 苯酚70 mol 下同 3 进料状态 泡点进料4 产品要求 塔顶馏出液组成 环己醇98 苯酚2 塔釜釜残液组成 环己醇1 苯酚99 5 塔顶压强 760mmHg 绝压 6 公用工程 循环冷却水 进口温度32 出口温度38 导热油 进口温度260 出口温度250 2 总体要求 绘制带控制点工艺流程图 完成精馏塔工艺设计以及有关附属设备的计算与选型 绘制塔板结构简图 编制设计说明书 1 精馏塔工艺设计内容 全塔物料恒算 确定回流比 确定塔径 实际板数及加料板位置 2 精馏塔塔板工艺设计内容 塔板结构设计 流体力学计算 负荷性能图 工艺尺寸装配图 3 换热器设计 确定冷热流体流动方式 根据换热面积初选换热器 核算总传热系数 计算实际传热面积 选定换热器型号 计算管程 壳程压降 说明 1 写出详细计算步骤 并注明选用数据的来源 2 每项设计结束后 列出计算结果明细表 3 设计说明书要求字迹工整 按规范装订成册 3 带控制点工艺流程图 用3号图纸画塔工艺条件图 带管口 用3号图纸画其余工艺设计图 用坐标纸 课程设计的要求 注意事项 写出详细计算步骤 并注明选用数据的来源每项设计结束后 列出计算结果明细表设计说明书要求字迹工整 装订成册上交 4 学号1 10号 单号 双号 处理量 环己醇组成 苯酚组成 45000t a 55000t a 35 65 72 28 学号11 21号 单号 双号 处理量 环己醇组成 苯酚组成 55000t a 45000t a 32 68 72 28 学号22以后 单号 双号 处理量 环己醇组成 苯酚组成 50000t a 45000t a 26 74 77 23 5 计算说明书目录 设计任务书带控制点工艺流程图与工艺说明精馏塔工艺计算塔板结构设计换热器选型精馏塔工艺条件图塔板结构设计结果汇总符号说明结束语 6 常压分离环己醇 苯酚连续操作筛板精馏塔设计计算示例 1 设计任务书按要求填入处理量和进料组成2 带控制点工艺流程图与工艺说明 1 带控制点工艺流程图 2 操作压力的选择 3 工艺流程叙述 7 8 3 精馏塔工艺计算 3 1平均相对挥发度的计算 181 9 0 000 0 000 179 1 0 025 0 099 4 28 176 4 0 050 0 186 4 34 173 8 0 075 0 263 4 40 171 3 0 100 0 333 4 49 说明 平均相对挥发度为5 62 3 2绘制t x y图及x y图在坐标纸上绘图 上大小要求t x y图为10 10cm x y图为20 20cm 9 表1物料衡算表 3 3全塔物料衡算 料液平均分子量 Mm 0 3 100 0 7 94 95 8进料流量 F 50000 103 8000 95 8 65 24kmol hF D WD 19 5kmol hFxf DxD WxwW 45 74kmol h 10 3 4实际板数及进料位置的确定 1 确定最小回流比Rmin 2 确定操作回流比R由Fenske方程计算最小理论板数Nmin 11 利用吉利兰关联图 计算NT R如下 0 863 14 7 0 988 11 8 1 140 10 7 1 292 9 9 1 444 9 3 绘制NT R关系图 找出最佳回流比 说明 R取 1 0 1 2 1 4 1 6 1 8 2 0 Rmin6个点 12 图解法求得NT 5 5 不包括塔釜 加料板位置nT 3 0 3 图解法求理论板数及加料板位置 4 实际板数及加料板位置的确定全塔效率由O connell关联式计算 13 表2塔板计算结果 14 包括板间距的初估 塔径的计算 塔板溢流形式的确定 板上清液高度 堰长 堰高的初估与计算 降液管的选型及系列参数的计算 塔板布置和筛孔 阀孔的布置等 最后是水力学校核和负荷性能图 4 塔板结构设计 15 16 4 1常用塔板的类型 1 泡罩塔 优点 塔板操作弹性大 塔效率也比较高 不易堵 缺点 结构复杂 制造成本高 塔板阻力大但生产能力不大 塔板是气液两相接触传质的场所 为提高塔板性能 采用各种形式塔板 组成 升气管和泡罩 17 圆形泡罩 条形泡罩 泡罩塔 18 2 筛板塔板 优点 结构简单 造价低 塔板阻力小 目前 广泛应用的一种塔型 塔板上开圆孔 孔径d0 3 8mm 大孔径筛板d0 12 25mm lw WD 19 3 浮阀塔板 圆形浮阀 条形浮阀 浮阀塔盘 方形浮阀 20 优点 浮阀根据气体流量 自动调节开度 提高了塔板的操作弹性 降低塔板的压降 同时具有较高塔板效率 在生产中得到广泛的应用 缺点 浮阀易脱落或损坏 方形浮阀 F1型浮阀 21 4 喷射型塔板气流方向 垂直 小角度倾斜 改善液沫夹带 液面落差 气液接触状态 喷射状态连续相 气相 分散相 液相促进两相传质 形式 舌形塔板 浮舌塔板 斜孔塔板 垂直筛板等 缺点 气泡夹带现象比较严重 舌形塔板 22 5 斜孔塔板 23 6 网孔塔板 24 6 垂直筛板 25 7 多降液管 MD 塔板优点 提高允许液体流量 26 8 林德筛板 导向筛板 应用 用于减压塔的低阻力 高效率塔板 斜台 抵消液面落差的影响 导向孔 使气 液流向一致 减小液面落差 27 9 无溢流塔板有溢流塔板 有降液管的塔板 无溢流塔板 无降液管的塔板 形式 无溢流栅板和无溢流筛板 特点 生产能力大 结构简单 塔板阻力小 但操作弹性小 塔板效率低 28 设计参数如下 以塔顶第一块塔板数据为设计依据 液相密度 L 950kg m3汽相密度 V PM RT 2 92kg m3液相表面张力 32dyn cm汽相流量VS R 1 DM 3600 V 0 408m3 s液相流量LS RDM 3600 L 0 000684m3 s 29 4 2初估塔径 取板间距HT 350mm 板上液层厚度hL 0 07m 则HT hL 0 28m 塔板间距和塔径的经验关系 说明 工业塔中 板间距范围200 900mm 两相流动参数FLV 则液泛气速 30 对于筛板塔 浮阀 泡罩塔 可查图 C20 HT FLV C20 20dyn cm时的气体负荷因子 0 2 HT 0 6 0 45 0 3 0 15 0 4 0 3 0 2 1 0 0 7 0 1 0 04 0 03 0 02 0 07 0 01 0 04 0 03 0 02 0 07 0 01 0 1 0 09 0 06 0 05 塔板泛点关联图 31 取操作气速u 0 6 0 8 uf 0 75uf 0 893m s则气体流通面积An VS u 0 457m2 选取单溢流塔盘 取lw D 0 7 查图得Af AT 0 088 则塔截面积 塔径D 圆整为0 8m 说明 计算得到的塔径需圆整 系列化标准 300 350 400 450 500 600 700 800 900 1000 1100 1200m等 32 由此重新计算 AT 0 785D2 0 5024m2Af 0 088AT 0 0442m2An AT Af 0 4582m2u VS An 0 89m s实际泛点百分率 u uf 0 75 注意 1 必须用圆整后的D重新计算确定实际的气体流通截面积 实际气速及泛点率 2 校核HT与D的范围 33 D 塔径hw 堰高how 堰上液层高度HT 板间距ho 降液管底隙高度Hd 降液管内清液层高度hL 板上液层高度hL hw how Hd 溢流装置 10 20cm 4 3塔板结构设计 4 3 1溢流装置 溢流型式的选择依据 塔径 流量 型式 单流型 U形流型 双流型 阶梯流型等 34 降液管形式和底隙降液管 弓形 圆形 降液管截面积 由Af AT确定 底隙高度h0 通常在40 60mm 35 溢流堰 出口堰 作用 维持塔板上一定液层 使液体均匀横向流过 型式 平直堰 溢流辅堰 三角形齿堰及栅栏堰 36 采用弓形降液管 平堰及平型受液盘 lw 0 7D 0 56m堰上液层高度堰高hw hL how 0 06238m液管底隙高度ho hw 0 006 0 05638m 要求 本设计采用 37 一般取安定区宽度WS 50 100 mm一般取边缘区宽度WC 30 50 mm 4 3 2塔盘布置 1 受液区和降液区一般两区面积相等 2 入口安定区和出口安定区 38 取筛孔直径do 3 8 mm 孔径比取t d0 3 0 3 5由lw D 0 7 查图得Wd D 0 15则Wd 0 15D 0 12mx D 2 Wd Ws 0 21mr D 2 Wc 0 36m 鼓泡区面积 开孔率 A0 Aa 0 907 t d0 2 0 074筛孔面积A0 Aa 0 021m2筛孔气速u0 VS A0 19 43m s筛孔数目n 4A0 d02 1672个以Aa为面积计算的气速ua VS Aa 3 筛板塔有效传质区布置 正三角排列 39 4 4塔板流体力学校核 4 4 1塔板阻力筛板塔板阻力 塔板阻力hf包括以下几部分 a 干板阻力hd 气体通过板上孔的阻力 无液体时 b 液层阻力hl 气体通过液层阻力 c 克服液体表面张力阻力h 孔口处表面张力 可用清液柱高度表示 a 干板阻力hd 40 查得孔流系数C0 0 75 则 取板厚 3mm 41 b 液层阻力hl 查图得充气系数 0 58 于是 42 说明 1 若塔板阻力过大 可增加开孔率或降低堰高 2 对于常压和加压塔 塔板阻力一般没有什么特别要求 3 对于减压塔 塔板阻力有一定的要求 c 克服液体表面张力阻力 一般可不计 故塔板阻力 43 4 4 2液沫夹带量校核单位质量 或摩尔 气体所夹带的液体质量 或摩尔 ev kg液体 kg气体 或kmol液体 kmol气体 指标为ev 0 1 液沫夹带分率 夹带的液体流量占横过塔板液体流量的分数 故有 方法1 利用Fair关联图 由和实际泛点百分率0 75 查得 0 08 进而求出ev 0 047 0 1 ev的计算方法 筛板塔液沫夹带量校核 44 方法2 用亨特 Hunt 经验公式计算ev 说明 超过允许值 可调整塔板间距或塔径 式中Hf为板上泡沫层高度 要求 ev 0 1kg液体 kg气体 45 4 4 3降液管溢流液泛校核筛板塔降液管溢流液泛校核 降液管中清液柱高度 m a 液面落差 一般较小 可不计 当不可忽略时 一般要求 0 5h0 46 主要为底隙阻力 而进口堰阻力一般为0 当无进口堰时 b 液体通过降液管阻力 hf 降液管中泡沫层高度 要求 说明 若泡沫高度过大 可减小塔板阻力或增大塔板间距 对不易起泡物系 易起泡物系 而Hd 0 34 HT hw 0 41 47 4 4 4液体在降液管中停留时间校核 同时适用于两种塔盘 目的 避免严重的气泡夹带降低板效率 停留时间 要求 说明 停留时间过小 可增加降液管面积或增大塔板间距 48 a 计算严重漏液时干板阻力hd b 计算漏液点气速uow 说明 如果稳定系数k过小 可减小开孔率或降低堰高 5 严重漏液校核 针对筛板塔 漏液点气速uow 发生严重漏液时筛孔气速 稳定系数 要求 c 计算稳定系数 49 4 5塔板负荷性能图 在确定了塔板的工艺尺寸 又按前述各款进行了流体力学验算之后 便可确认所设计的塔板能在任务规定的气液负荷下正常操作 此时 有必要进一步揭示该塔板的操作性能 即求出维持该塔板正常操作所允许的气 液负荷波动范围 这个范围通常以塔板负荷性能图的形式表示 50 操作弹性 Vmax Vmin 51 1 漏液线 气相负荷下限线 筛板塔 第一点 Lh LS 0 000684 3600 2 46m3 hVh A0uow 3600 491 4m3 h第二点 取Lh 10m3 h 同样可以计算得到 uow 7 5m s 则Vh A0uow 3600 567m3 h 52 漏液量增大 导致塔板上难以维持正常操作所需的液面 无法操作 此漏液为严重漏液 称相应的孔流气速为漏液点气速 53 2 过量液沫夹带线 气相负荷上限线 筛板塔 规定 ev 0 1 kg液体 kg气体 为限制条件 把u Hf how和hw的计算公式代入ev计算公式 得到Vh和Lh的关系式 作图 54 原因 气相在液层中鼓泡 气泡破裂 将雾沫弹溅至上一层塔板 气相运动是喷射状 将液体分散并可携带一部分液沫流动 55 3 液相负荷下限线 筛板塔 对于平直堰 一般取堰上液层高度 作为液相负荷下限条件 低于此限便不能保证板上液流均匀分布 降低气液接触效果 依此式可求得液相负荷下限 据此作出液相负荷下限线 3 塔板的适宜操作区应在竖直线 3 的右方 56 4 液相负荷上限线 筛板塔 此线反映对于液体在降液管内停留时间的起码要求 对于尺寸已经确定的降液管 若液体流量超过某一限度 使液体在降液管中的停留时间过短 则其中气泡来不及放出就进入下层塔板 造成气相返混 降低塔板效率 依此式可求得液相负荷上限 据此作出液相负荷上限线 4 塔板的适宜操作区应在竖直线 4 的左方 57 5 液泛线 筛板塔 液泛线表示降液管内泡沫层高度超过最大允许值时 破坏塔的正常操作 由以下公式得到Vh和Lh的关系式 58 液泛现象 59 5 换热器选型 5 1换热器的初步选型 1 塔顶冷凝器热负荷QC R 1 D IVD ILD R 1 DMDrD 4 63 105kcal h 取冷却水的进口温度为32 出口温度为38 则换热平均温差 tm 87 3 取换热系数K 350w m2 则所需换热面积 S 4 63 105 103 4 18 3600 350 87 3 17 7m2选择型号 标准系列JB1145 73Fg18 双程 60 2 塔底再沸器热负荷QB R 1 DMBrB 2 08 106kJ h 取导热油进口温度为260 出口温度为250 则换热平均温差 tm 57 5 取换热系数K 500w m2 则所需换热面积 S 2 08 106 103 3600 500 57 5 20 0m2选择型号 标准系列JB1145 73Fg20 单程 61 5 2塔顶冷凝器设计 设计步骤 1 根据工艺要求 确定换热器类型 2 根据物料情况 确定流体流径 管程 壳程的安排 3 确定定性温度下冷热流体的物性数据 4 计算热负荷 冷却水量以及传热温差 5 根据经验 初步估计K值 高温流体 低温流体 K值推荐 kcal m2 h 有机蒸汽 水 350 650 高沸点碳氢化合物蒸汽 水 450 850 有机蒸汽与水蒸汽混合物 水 400 750 油汽蒸汽 水 350 450 水蒸汽 水 1500 2500 甲醇蒸汽 水 450 550 62 6 由传热方程Q KA tm计算换热面积 考虑10 15 的裕度 确定面积 7 根据换热器类型和面积 选定换热器型号 列出该换热器的参数 换热器参数表 外壳直径D mm 公称压力P Mpa 公称面积A m2 管程数Np 管子排列方式 管子尺寸 mm 管长l m 管数NT 根 管心距t mm 500 1 6 57 2 正方形 25 2 5 3 248 32 63 8 计算管程给热系数ai 利用以下公式计算 其中管程流动面积 管程流体流速 雷努数 9 计算总传热系数K 64 10 计算传热面积 温度校正系数 根据R和P查温度校正系数 实际传热温差为 计算传热面积为 实际传热面积为 若 则所选换热器合适 否则重新选择 65 11 计算管程压力降 12 计算壳程压力降 ft为管程结垢校正系数 对三角形排列的取1 5对正方形排列的取1 4 66 换热器设计计算结果汇总 67 塔顶冷凝器设计计算结果汇总表 项目 数值 备注 换热器类型 固定管板式 换热器面积 57m2 管程流体 冷却水 壳程流体 塔顶汽相 外壳直径 500mm 管程流速 2 5m s 壳程流速 12 5m s 管程数 双程 管子长度 3 0m 管子尺寸 25 2 5 正方形排列 管程压降 壳程压降 3 7kpa 5 3kpa 折流板型式 弓形折流板 折流板间距 200mm 68 塔顶空间HD 塔顶空间HD的作用是供安装塔板和开人孔的需要 也使气体中的液滴自由沉降 一般取1 1 5m 塔底空间HB 塔底空间HB具有中间贮槽的作用 塔釜料液最好能在塔底有10 15分钟的储量 以保证塔釜料液不致迅速排完 一般取2 0 2 5m 6 1塔体总高 6 精馏塔工艺条件图 69 人孔 一般每隔6 8层塔板设一人孔 供安装 检修用 人孔处板间距 650mm 人孔直径一般为450 550mm 其伸出塔体的筒体长为200 250mm 人孔中心距操作平台约800 1200m