精餾塔板式設(shè)計(jì)PPT課件.ppt

化工原理課程設(shè)計(jì) 板式精餾塔設(shè)計(jì) 鹽城師范學(xué)院李萬鑫2010年9月 化工原理課程設(shè)計(jì) 2020 3 21 板式精餾塔設(shè)計(jì) 第一部分 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書第二部分 設(shè)計(jì)方法第三部分 化工塔器CAD設(shè)計(jì)軟件介紹第四部分 設(shè)計(jì)示例 第一部分 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 一 設(shè)計(jì)題目 正戊烷 正己烷混合液板式精餾塔設(shè)計(jì) 二 原始數(shù)據(jù)年處理量 80000850009000095000100000噸料液初溫 35 料液濃度 35 40 45 50 55 正戊烷質(zhì)量分率 塔頂產(chǎn)品濃度 99 雙號(hào) 98 5 單號(hào) 正戊烷質(zhì)量分率 塔底釜液含正己烷不低于98 以質(zhì)量計(jì) 每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù) 330天 一年中有一個(gè)月檢修 精餾塔塔頂壓強(qiáng) 4kpa 表壓 冷卻水溫度 20 飽和水蒸汽壓力 0 25Mpa 表壓 設(shè)備型式 08 1 篩板塔 08 2 浮閥塔 三 設(shè)計(jì)任務(wù)完成精餾塔工藝設(shè)計(jì) 精餾設(shè)備設(shè)計(jì) 有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選用 繪制帶控制點(diǎn)工藝流程圖 塔板結(jié)構(gòu)簡圖 編制設(shè)計(jì)說明書 四 設(shè)計(jì)內(nèi)容 1 工藝設(shè)計(jì) 1 選擇工藝流程和工藝條件a 加料方式b 加料狀態(tài)c 塔頂蒸汽冷凝方式d 塔釜加熱方式e 塔頂塔底產(chǎn)品的出料狀態(tài)塔頂產(chǎn)品由塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻至常溫 2 精餾工藝計(jì)算 a 物料衡算確定各物料流量和組成 b 經(jīng)濟(jì)核算確定適宜的回流比根據(jù)生產(chǎn)經(jīng)常費(fèi)和設(shè)備投資費(fèi)綜合核算最經(jīng)濟(jì)原則 盡量使用計(jì)算機(jī)進(jìn)行最優(yōu)化計(jì)算 確定適宜回流比 c 精餾塔實(shí)際塔板數(shù)用近似后的適宜回流比在計(jì)算機(jī)上通過逐板計(jì)算得到全塔理論塔板數(shù)以及精餾段和提餾段各自的理論塔板數(shù) 然后根據(jù)全塔效率ET 求得全塔 精餾段 提餾段的實(shí)際塔板數(shù) 確定加料板位置 2 精餾塔設(shè)備設(shè)計(jì) 1 選擇塔型和板型采用板式塔 板型為篩板塔或浮閥塔 2 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和流體力學(xué)計(jì)算 3 繪制塔板負(fù)荷性能圖畫出精餾段或提餾段某塊的負(fù)荷性能圖 4 有關(guān)具體機(jī)械結(jié)構(gòu)和塔體附件的選定 接管規(guī)格 根據(jù)流量和流體的性質(zhì) 選取經(jīng)驗(yàn)流速 選擇標(biāo)準(zhǔn)管道 全塔高度 包括上 下封頭 裙座高度 第二部分 板式精餾塔設(shè)計(jì)方法 一 流程和方案的確定二 工藝計(jì)算三 設(shè)備計(jì)算四 輔助設(shè)備計(jì)算五 塔體結(jié)構(gòu)六 帶控制點(diǎn)工藝流程圖 一 流程和方案的確定 1 塔設(shè)備的選擇 板式塔和填料塔的比較 例如 浮閥塔的特點(diǎn) 2 蒸餾裝置流程的確定 蒸餾裝置包括 精餾塔 原料預(yù)熱器 再沸器 冷凝器 塔釜冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備 操作方式 1 操作壓力的選擇 2 進(jìn)料狀態(tài)的選擇 3 加料方式的選擇 預(yù)加熱 4 回流比的選擇 5 加熱器的選擇 6 冷凝器的選擇 塔頂產(chǎn)品 全凝器 和塔釜產(chǎn)品 冷卻器 7 加料方式的選擇 高位槽或泵 8 工藝流程 3 正戊烷和正己烷的性質(zhì) 用途等 主要內(nèi)容是 1 物料衡算 2 確定回流比 3 確定理論板數(shù)和實(shí)際板數(shù) 4 塔的氣液負(fù)荷計(jì)算 5 熱量衡算塔設(shè)備的生產(chǎn)能力一般以千克 小時(shí)或噸 年表示 但在理論板計(jì)算時(shí)均須轉(zhuǎn)換成kmol h 在塔板設(shè)計(jì)時(shí) 氣液流量又須用體積流量m3 s表示 因此要注意不同的場合應(yīng)使用不同的流量單位 二 工藝計(jì)算 1 原料液及塔頂 塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 一 全塔物料衡算 2 原料液及塔頂 塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 3 物料衡算 塔頂產(chǎn)品易揮發(fā)組分回收率 為 DxD FxF式中 F D W分別為進(jìn)料 塔頂產(chǎn)品 塔底餾出液的摩爾流量 kmol h xF xD xW分別為進(jìn)料 塔頂產(chǎn)品 塔底餾出液組成的摩爾分率 列表 進(jìn)料 塔頂 塔底產(chǎn)品流量和組成 二 常壓下正戊烷 正己烷混合汽液相平衡關(guān)系 Antoine方程 A B C教材附錄1查得 用Antonie方程求出附錄2表2 2不同溫度下的正戊烷 正己烷飽和蒸汽壓及相對(duì)揮發(fā)度 1 作出x y相圖 三 塔板數(shù)的確定 2 最小回流比及操作回流比 2 最小回流比及操作回流比 3 理論板數(shù)及加料位置 求精餾塔的汽 液相負(fù)荷 求精餾段 提餾段的操作線方程 作圖求出理論板數(shù) 逐板計(jì)算求理論板數(shù) 四 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 1 操作壓力 塔頂操作壓力 大氣壓 表壓 每層塔板壓力 0 7KPa 求出進(jìn)料板 塔底壓降 精餾段 提餾段平均壓降 求精餾段 提餾段的操作線方程 作圖求出理論板數(shù) 逐板計(jì)算求理論板數(shù) 四 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 1 操作壓力 塔頂操作壓力 大氣壓 表壓 每層塔板壓力 0 4 0 7KPa 取最大值 求出進(jìn)料板 塔底壓降 精餾段 提餾段平均壓降 2 操作溫度 依據(jù)操作壓力 由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度 苯 甲苯的飽和蒸氣壓由Antonie方程計(jì)算 依次求出塔頂溫度 進(jìn)料板溫度 塔底溫度及精餾段 提餾段平均溫度 3 平均摩爾質(zhì)量 塔頂氣 液混合物平均摩爾質(zhì)量 進(jìn)料板氣 液混合物平均摩爾質(zhì)量 塔底氣 液混合物平均摩爾質(zhì)量 精餾段 提餾段氣液混合物平均摩爾質(zhì)量 4 平均密度 1 氣相平均密度 注意 精餾段 提餾段分別計(jì)算 2 液相平均密度 例 塔頂液相平均密度 tD 查手冊得 A B 盧煥章石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊 同理求得 進(jìn)料板 塔底液相平均密度 求得 精餾段 提餾段液相平均密度 列表 5 液相平均表面張力 塔頂液相平均表面張力 塔頂溫度查教材附錄4 同理求得 進(jìn)料板 塔底液相平均表面張力 求得 精餾段 提餾段液相平均表面張力 列表 6 液相平均黏度 塔頂液相平均黏度 塔頂溫度查教材附錄4 同理求得 進(jìn)料板 塔底液相平均黏度 求得 精餾段 提餾段液相平均黏度 列表 7 氣液相體積流量 精餾段 提餾段 五 精餾塔的塔體工藝計(jì)算 1 塔徑的計(jì)算 1 最大空塔氣速和空塔氣速 2 氣體負(fù)荷系數(shù)C C20由smith關(guān)聯(lián)圖求得 3 塔徑 精餾段 提餾段分別計(jì)算 由上式計(jì)算的塔徑按部頒發(fā)塔盤標(biāo)準(zhǔn)圓整 圓整后的塔徑除了滿足板間距和塔徑的關(guān)系外 還須進(jìn)行空塔氣速校核 塔截面積 塔截面積 實(shí)際空塔氣速 2 精餾塔有效高度的計(jì)算 1 塔板效率ET 奧康奈爾的精餾塔關(guān)聯(lián)圖 2 板間距HT 板間距的大小與液泛和霧沫夾帶有密切的關(guān)系 板距取大些 塔可允許氣流以較高的速度通過 對(duì)完成一定生產(chǎn)任務(wù) 塔徑可較小 反之 所需塔徑就要增大些 板間距取得大 還對(duì)塔板效率 操作彈性及安裝檢修有利 但板間距增大以后 會(huì)增加塔身總高度 增加金屬耗量 增加塔基 支座等的負(fù)荷 從而又會(huì)增加全塔的造價(jià) 初選板間距時(shí)可參考下表所列的推薦值 表板間距與塔徑關(guān)系 精餾段有效高度 提餾段有效高度 精餾段實(shí)際板數(shù) 提餾段實(shí)際板數(shù) 在進(jìn)料板上方開一人孔 高度為0 8m 六 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 1 溢流裝置設(shè)計(jì) 堰長lW 單溢流 雙溢流 堰高h(yuǎn)W 堰上液層高度要適宜 太小則堰上的液體均布差 太大則塔板壓強(qiáng)增大 霧沫夾帶嚴(yán)重 設(shè)計(jì)時(shí)hOW大于0 006m 低于此值須選用齒形堰 但不宜超過0 07m 通常取0 06m 對(duì)平直堰 1 溢流堰 2 降液管 圓形和弓形 降液管的寬度Wd和截面積Af 可根據(jù)堰長與塔徑比值 查圖求取 降液管的截面積應(yīng)保證溢流液中夾帶的氣泡得以分離 液體在降液管中的停留時(shí)間一般等于或大于3 5秒 對(duì)低發(fā)泡系統(tǒng)可取低值 對(duì)高發(fā)泡系統(tǒng)及高壓操作的塔 停留時(shí)間應(yīng)加長些 故在求得降液管的截面積之后 應(yīng)按下式驗(yàn)算液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間 即 注意 精餾段與提餾段不同 降液管底隙高度h0 為保證良好的液封 又不致使液流阻力太大 一般取為 2 塔板布置和浮閥數(shù)目與排列 孔速 每一層塔板上的浮閥數(shù) 邊緣寬度wc 在塔壁邊緣留出寬度為WC的區(qū)域 以固定塔板 安定區(qū)ws 在液體入塔處 有一寬度為ws的狹長帶不開孔區(qū) 其作用是防止氣體進(jìn)入降液管或因降液管流出的液流的沖擊而漏液 塔徑小于1 5m的塔 塔徑大于1 5m的塔 有效傳質(zhì)面積Aa 對(duì)于單流型塔板 以弧度表示的反三角函數(shù) 式中 對(duì)于雙流型塔板 式中 為雙溢流中間降液管的寬度 其它符號(hào)與單流型塔板公式同 浮閥的排列 正三角形排列 小塔 等腰三角形叉排 大塔 核算孔速和閥孔動(dòng)能因數(shù) 塔板開孔率 七 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 1 氣相通過浮閥塔的壓降 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算目的是為了檢驗(yàn)以上初算塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸的計(jì)算是否合理 塔板能否正常操作 氣體通過每層塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m液柱 氣體通過篩板的干板壓降 m液柱 氣體通過板上液層的阻力 m液柱 克服液體表面張力的阻力 m液柱 干板阻力ho 臨界孔速uoc 板上充氣液層阻力hl 板上充氣液層阻力受堰高 氣速及溢流長度等因素的影響 一般用下面的經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算 2020 3 21 表面張力所產(chǎn)生的阻力h 一般浮閥塔的壓降比篩板塔大 對(duì)常壓和加壓塔 每層浮閥塔壓降為265 530pa 減壓塔約為200pa 2 降液管內(nèi)液體高度 淹塔or液泛 為防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生 要求控制降液管中清液層高度 式中 進(jìn)出口堰之間的液面梯度 m液柱 一般很小 可以忽略 氣體通過一塊塔板的壓降 m液柱 液體流出降液管的壓降 m液柱 可按下列經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算 無入口堰 有入口堰 如果液體和氣體流動(dòng)所遇阻力增加 降液管中液面上升 當(dāng)超過上一層塔板的堰頂后 產(chǎn)生液體倒流 即發(fā)生了液泛 因此 需要足夠的降液管高度 或控制適當(dāng)阻力以防液泛的發(fā)生 實(shí)際降液管中液體和泡沫的總高度大于用上式計(jì)算的值 為了防止液泛 應(yīng)保證降液管中泡沫液體總高度不超過上層塔板的出口堰 因此 為考慮降液管內(nèi)液體充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù) 對(duì)于容易起泡的物系 取0 3 0 4 對(duì)不易起泡的物系 取0 6 0 7 對(duì)于一般物系 取0 5 板間距 m 3 霧沫夾帶 霧沫夾帶是指板上液體被上升氣體帶入上一層塔板的現(xiàn)象 過多的霧沫夾帶將導(dǎo)致塔板效率嚴(yán)重下降 為了保證板式塔能維持正常的操作效果 應(yīng)使每千克氣體夾帶到上一層塔板的液體量不超過0 1kg 即控制霧沫夾帶量 0 1kg 液 kg 氣 泛點(diǎn)百分率 大塔 直徑小于0 9m塔 減壓塔 泛點(diǎn)率 計(jì)算泛點(diǎn)率都在80 以下 八 塔板負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶線 計(jì)算出 在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)qv L 結(jié)果列表 液泛線 由上式確定液泛線 在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)qv L 結(jié)果列表 液泛線表示降液管內(nèi)泡沫層高度達(dá)到最大允許值時(shí)的關(guān)系 塔板的適宜操作區(qū)也應(yīng)在此線之下 否則將可能發(fā)生液泛現(xiàn)象 破壞塔的正常操作 液相負(fù)荷上限線 此線反映對(duì)于液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的起碼要求 對(duì)于尺寸已經(jīng)確定的降液管 若液體流量超過某一限度 使液體在降液管中的停留時(shí)間過短 則其中氣泡來不及放出就進(jìn)入下層塔板 造成氣相返混 降底塔板效率 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3 5s 求出上限液體量qV L 在qV V qV L圖上 液相負(fù)荷上限線是與氣體流量無關(guān)的豎直線 漏液線 由此式求出氣相負(fù)荷的下限值 液相負(fù)荷下限線 取E 1 計(jì)算出液相負(fù)荷的下限值 在負(fù)荷性能圖上 由上述線所包圍的陰影區(qū)域 應(yīng)是所設(shè)計(jì)的塔板用于處理指定物系時(shí)的適宜操作區(qū) 在此區(qū)域內(nèi) 塔板上的流體力學(xué)狀況是正常的 塔的操作彈性 在塔的操作液氣比下 操作線OAB與界限曲線交點(diǎn)的氣相最大負(fù)荷與氣相允許最低負(fù)荷之比 即 4 塔釜出料管dw 塔釜出料 uw 0 5 1m s 5 再沸器返塔蒸汽管dv 取uv 15m S 2 法蘭 由于常壓 所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)法蘭 平焊法蘭 由不同的公稱直徑選用相應(yīng)的法蘭 3 筒體和封頭 筒體采用鋼板卷焊而成 其公稱直徑等于內(nèi)徑 當(dāng)筒體直徑較小時(shí)采用無縫鋼管制成 封頭采用橢圓形封頭 1 塔頂空間HD塔頂空間HD的作用是供安裝塔板和開人孔的需要 也使氣體中的液滴自由沉降 一般取1 1 5m 2 塔底空間HB塔底空間HB具有中間貯槽的作用 塔釜料液最好能在塔底有10 15分鐘的儲(chǔ)量 以保證塔釜料液不致排完 若塔的進(jìn)料設(shè)有緩沖時(shí)間的容量 塔底容量可取為3 5分鐘的儲(chǔ)量 3 人孔一般每隔10 20層塔板設(shè)一人孔 安裝 檢修用 人孔處板間距 600mm 人孔直徑一般為450 500mm 其伸出塔體的筒體長為200 250mm 人孔中心距操作平臺(tái)約800 1200mm 裙座應(yīng)開2個(gè)人孔 塔體結(jié)構(gòu) 4 塔高H 不包括封頭 裙坐 H n nF np 1 HT nFHF nPHp HD HBn 實(shí)際塔板數(shù) nF 進(jìn)料板數(shù)HF 進(jìn)料板處板間距 mnP 人孔數(shù)Hp 設(shè)人孔處的板間距 mHD 塔頂空間 m 不包括頭蓋部分 HB 塔底空間 m 不包括底蓋部分 2 換熱器 1 冷凝器a 熱負(fù)荷QC Vrb 冷卻水用量W取冷卻水的進(jìn)口溫度為30 出口溫度為45 水的比熱為4 18kJ kg 則qm2 Q CP t c 換熱平均溫差 tm 泡點(diǎn)回流 d 換熱系數(shù)K查教材上冊e 換熱面積AA Q K tm 可查表選設(shè)備 2 再沸器a 熱負(fù)荷QB V r由塔底壓強(qiáng)組成確定塔底溫度表 b 加熱蒸汽用量GG QB r c 換熱平均溫差 tm tm T蒸汽 t釜溫d 換熱系數(shù)K查教材上冊e 換熱面積A A Q K tm 查表選設(shè)備 貯槽 加料泵 高位槽 產(chǎn)品冷卻器設(shè)計(jì)從略 五 帶控制點(diǎn)工藝流程圖 主要參考文獻(xiàn) 1 夏清 陳常貴 化工原理 上冊 天津 天津大學(xué)出版社 2006 2 夏清 陳常貴 化工原理 下冊 天津 天津大學(xué)出版社 2006 3 陳敏恒 叢德滋等 化工原理 上冊 北京 化學(xué)工業(yè)出版社 2007 4 陳敏恒 叢德滋等 化工原理 下冊 北京 化學(xué)工業(yè)出版社 2007 5 申迎華 郝曉剛 化工原理課程設(shè)計(jì) 北京 化學(xué)工業(yè)出版社 2009 6 賈紹義 柴誠敬 化工原理課程設(shè)計(jì) 天津 天津大學(xué)出版社 2002 10 時(shí)鈞主編 化學(xué)工程手冊 第二版 北京 化學(xué)工業(yè)出版社 1996 7 上海醫(yī)藥設(shè)計(jì)院 化工工藝設(shè)計(jì)手冊 北京 化學(xué)工業(yè)出版社 2000 8 盧煥章等 石油化工基