筛板精馏塔设计课件

化工原理课程设计筛板精馏塔设计•精选课件常压分离环己醇–苯酚连续操作筛板精馏塔工艺设计任务书基础设计数据：处理能力：50000

t/a（年工作按8000小时计）进料组成：环己醇30%，苯酚70%（mol%，下同）进料状态：泡点进料产品要求：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%塔顶压强：101kPa（绝压）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℃•精选课件总体要求：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。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。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。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：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，按规范装订成册。•精选课件课程设计的要求·带控制点工艺流程图,用3号图纸画·塔设备条件图（带管口）,用3号图纸画·其余工艺设计图,用坐标纸注意事项: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,装订成册上交学号1-10号单号双号处理量

环己醇组成苯酚组成45000

t/a

35%55000

t/a65%72%28%学号11-21号单号双号处理量

环己醇组成苯酚组成55000

t/a

32%45000

t/a68%72%28%学号22以后单号双号•精选课件处理量

环己醇组成苯酚组成50000

t/a

26%45000

t/a74%77%23%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

•精选课件•精选课件常压分离环己醇―苯酚连续操作筛板塔设计计算示例设计任务书按要求填入处理量和进料组成带控制点工艺流程图与工艺说明带控制点工艺流程图操作压力的选择工艺流程叙述•精选课件3.精馏塔工艺计算3.1平均相对挥发度的计算t

℃xyi181.90.0000.000179.10.0250.0994.28176.40.0500.1864.34173.80.0750.2634.40171.30.1000.3334.49说明：平均相对挥发度为5.623.2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精选课件项目数值进料流量F，kmol/h塔顶产品流量D，kmol/h塔釜残液流量W，kmol/h进料组成，xF(摩尔分数）塔顶产品组成，xD(摩尔分数）塔釜残液组成，xW(摩尔分数）•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=65.24

kmol/hF

=

D

+

WFxf

=

DxD

+

WxwD=19.5

kmol/hW=45.74

kmol/h表1物料衡算表精选课件3.4实际板数及进料位置的确定1.确定最小回流比Rmin2.确定操作回流比R由Fenske方程计算最小理论板数Nmin•精选课件利用吉利兰关联图，计算NT

~

R如下：RNT0.86314.70.98811.81.14010.71.2929.91.4449.31.5209.0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)Rmin

6个点•精选课件图解法求理论板数及加料板位置图解法求得NT=5.5（不包括塔釜）加料板位置nT

=3.0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：•精选课件•精选课件回流比理论板数板效率实际板数理论加料位置实际加料位置表2

塔板计算结果4.塔板结构设计包括板间距的初估，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。圆形泡罩条形泡罩泡罩塔（2）筛板塔板塔板上开圆孔，孔径d0：3-8

mm;大孔径筛板d0

：12-25

mm。lwWD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。（3）浮阀塔板圆形浮阀条形浮阀浮阀塔盘方形浮阀优点：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（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。形式：舌形塔板、浮舌塔板、斜孔塔板、垂直筛板等。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。缺点：气泡夹带现象比较严重。舌形塔板：（5）斜孔塔板（6）网孔塔板（7）多降液管（MD）塔板

优点：提高允许液体流量（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。冲制栅板无溢流筛板设计参数如下（以塔顶第一块塔板数据为设计依据）：液相密度汽相密度L

=

950

kg

/

m3V

=

PM/

RT

=

2.92

kg

/

m3液相表面张力 =

32

dyn

/cm汽相流量VS

=

(R+1)

DM

/3600

V=0.408

m3/s液相流量LS

=

RDM

/

3600

L

=0.000684

m3/s4.2初估塔径取板间距HT

=350

mm，板上液层厚度hL=0.07

m，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200~900

mm两相流动参数FLV=则液泛气速：对于筛板塔、浮阀、泡罩塔，可查图，C20=(HT

、FLV)C20：σ=20

dyn/cm时的气体负荷因子0.2HT=0.60.450.30.150.2 0.3

0.40.7

1.00.02

0.030.040.07

0.10.010.070.010.10.090.060.050.040.030.02塔板泛点关联图取操作气速u=（0.6-0.8）uf=0.75uf=0.893

m/s则气体流通面积

An=VS

/u

=0.457

m2选取单溢流塔盘，取lw

/D

=0.7，查图得A

f

/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,

1200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。由此重新计算：A

T

=0.785D2

=0.5024

m2A

f

=

0.088AT

=0.0442

m2A

n=

AT

-

Af

=0.4582

m2u

=

VS

/An

=0.89

m/s实际泛点百分率：u/u

f

=0.754.3塔板结构设计4.3.1溢流装置①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。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溢流装置（10×20cm）•精选课件②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

~

60

mm。•精选课件③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。•精选课件采用弓形降液管，平堰及平型受液盘，l

w

=0.7D=0.56

m堰上液层高度堰高h

w

=h

L

-h

o

w

=0.06238

m液管底隙高度

h

o

=h

w

-0.006=0.05638

m要求：本设计采用:取筛孔直径d

o

=（3–8）mm，孔径比取t/d0=3.0-3.5由l

w

/D=0.7，查图得Wd

/D=0.15则Wd

=0.15D=0.12

mx

=

D/2

-

(Wd

+

Ws

)=

0.21

mr

=

D/2

-

Wc

=0.36

m鼓泡区面积：开孔率 =

A0

/A

a

=

0.907

/(t/d0)2

=

0.074筛孔面积

A

0

= Aa

=

0.021

m2筛孔气速

u

0

=VS

/A

0

=19.43

m/s筛孔数目n

=

4

A

0

/d0

=1672个2以Aa为面积计算的气速

ua=VS/Aa3.筛板塔有效传质区布置d0t正三角排列4.4塔板流体力学校核塔板阻力可用清液柱高度表示：塔板阻力hf包括以下几部分:干板阻力hd

—气体通过板上孔的阻力（无液体时）；液层阻力hl

—气体通过液层阻力；克服液体表面张力阻力hσ—孔口处表面张力。（a）干板阻力hd•精选课件故塔板阻力：说明：（1）若塔板阻力过大，可增加开孔率或降低堰高。对于常压和加压塔，塔板阻力一般没有什么特别要求。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）•精选课件4.4.2液沫夹带量校核(1)筛板塔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ψ：夹带的液体流量占横过塔板液体流量的分数。故有：ev的计算方法：方法1：利用Fair关联图，由和实际泛点百分率0.75，查得Ψ=0.08，进而求出ev

0.047<0.1=•精选课件方法2：用亨特（Hunt）经验公式计算ev：式中Hf

为板上泡沫层高度：要求：

ev

≤

0.1

kg

液体

/

kg气体说明：超过允许值，可调整塔板间距或塔径。•精选课件4.4.3降液管溢流液泛校核(1)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Δ一般较小，可不计。当不可忽略时：一般要求：Δ<0.5h0•精选课件（b）液体通过降液管阻力

hf主要为底隙阻力，而进口堰阻力一般为0（当无进口堰时）：降液管中泡沫层高度：对不易起泡物系：易起泡物系：要求：而H

d

/ =

0.34 (HT

+hw)

=

0.41说明：若泡沫高度过大，可减小塔板阻力或增大塔板间距。•精选课件4.4.4液体在降液管中停留时间校核目的：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。•精选课件稳定系数：计算严重漏液时干板阻力

hd´计算漏液点气速

uow（5）严重漏液校核漏液点气速uow：发生严重漏液时筛孔气速。（c）计算稳定系数要求：说明：如果稳定系数k过小，可减小开孔率或降低堰高。•精选课件•精选课件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。操作弹性=Vmax

/Vmin（1）漏液线第一点：L

h

=L

S

（

0.000684）×3600=2.46

m3/hV

h

=A0

u

ow×3600=491.4

m3/h第二点：取L

h

=10

m3/h，同样可以计算得到：’

=

7.5

m/s，u

ow则V

h

=

A0

u

ow

×3600

=

567

m

/h’

3在图中作平行与横坐标的直线即可。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。原因：①气相在液层中鼓泡，气泡破裂，将雾沫弹溅至上一层塔板；②气相运动是喷射状，将液体分散并可携带一部分液沫流动。（3）液相负荷下限线对于平直堰，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。（4）液相负荷上限线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。（5）液泛线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：液泛现象•精选课件•精选课件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

=4.63×105

kcal/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

=

350

w/m2℃，则所需换热面积：S

=

4.63×105×103×4.18

/

(3600×350×87.3)

=

17.7

m2选择型号：标准系列JB1145-73Fg18（双程）•精选课件（2）塔底再沸器热负荷QB

=(R+1)DMBrB

=2.08×106

kJ/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

=

500

w/m2℃；则所需换热面积：S=2.08×106×103

/(3600×500×57.5)=20.0

m2选择型号：标准系列JB1145-73Fg20（单程）5.2

塔顶冷凝器设计设计步骤：根据工艺要求，确定换热器类型；根据物料情况，确定流体流径（管程、壳程的安排）；确定定性温度下冷热流体的物性数据；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.℃•精选课件有机蒸汽350-650水水高沸点碳氢化合物蒸汽有机蒸汽与水蒸汽混合物450-850400-750350-4501500-2500450-550水水水水油汽蒸汽水蒸汽

甲醇蒸汽•精选课件由传热方程

Q=KA△tm

计算换热面积。考虑10%-15%的裕度，确定面积；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/mm500公称压力P/Mpa1.6公称面积A/m257管程数Np2管子排列方式正方形管子尺寸/mmΦ25╳2.5管长l/m3管数NT/根248管心距t/mm32（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：雷诺准数：（9）计算总传热系数K•精选课件（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•精选课件（11）计算管程压力降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（12）计算壳程压力降•精选课件换热器设计计算结果汇总•精选课件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管程流体57m2冷却水壳程流体塔顶汽相管程流速2.5m/s壳程流速12.5m/s外壳直径500mm管程数双程管子长度管子尺寸3.0mΦ25╳2.5正方形排列折流板型式折流板间距200mm弓形折流板壳程压降管程压降3.7kpa5.3kpa•精选课件·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·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800～1200mm。精选课件·塔高H=(n-np-2)HT+HF+nPHp+HD+HBn——实际塔板数HF——进料板处板间距，mnP——人孔数Hp——人孔处的板间距，取