《篩板精餾塔設(shè)計》PPT課件.ppt

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1、化工原理課程設(shè)計,篩板精餾塔設(shè)計,常壓分離環(huán)己醇苯酚連續(xù)操作 篩板精餾塔工藝設(shè)計任務(wù)書,基礎(chǔ)設(shè)計數(shù)據(jù)： 1. 處理能力：50000 t/a（年工作按8000小時計） 2. 進(jìn)料組成：環(huán)己醇30%，苯酚70%（mol%，下同） 3. 進(jìn)料狀態(tài)：泡點進(jìn)料 4. 產(chǎn)品要求：塔頂餾出液組成：環(huán)己醇98%，苯酚2% 塔釜釜?dú)堃航M成：環(huán)己醇1%，苯酚99% 5. 塔頂壓強(qiáng)：101kPa（絕壓） 6. 公用工程：循環(huán)冷卻水：進(jìn)口溫度32，出口溫度38 導(dǎo)熱油：進(jìn)口溫度260，出口溫度250,總體要求： 繪制帶控制點工藝流程圖，完成精餾塔工藝設(shè)計以及有關(guān)附屬設(shè)備的計算與選型。繪制塔板結(jié)構(gòu)簡圖，編制設(shè)計說明書。

2、 1. 精餾塔工藝設(shè)計內(nèi)容：全塔物料恒算、確定回流比；確定塔徑、實際板數(shù)及加料板位置。 2. 精餾塔塔板工藝設(shè)計內(nèi)容：塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計、流體力學(xué)計算、負(fù)荷性能圖、工藝尺寸裝配圖。 3. 換熱器設(shè)計：確定冷熱流體流動方式，根據(jù)換熱面積初選換熱器；核算總傳熱系數(shù)；計算實際傳熱面積；選定換熱器型號，計算管程、殼程壓降。 說明： 1. 寫出詳細(xì)計算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源。 2. 每項設(shè)計結(jié)束后，列出計算結(jié)果明細(xì)表。 3. 設(shè)計說明書要求字跡工整，按規(guī)范裝訂成冊。,帶控制點工藝流程圖,用3號圖紙畫 塔設(shè)備條件圖（帶管口）,用3號圖紙畫 其余工藝設(shè)計圖,用坐標(biāo)紙,課程設(shè)計的要求,注意事項: 寫出詳細(xì)計算步

3、驟,并注明選用數(shù)據(jù)的來源 每項設(shè)計結(jié)束后,列出計算結(jié)果明細(xì)表 設(shè)計說明書要求字跡工整,裝訂成冊上交,學(xué)號1-10號,單號,雙號,處理量,環(huán)己醇組成,苯酚組成,45000 t/a,55000 t/a,35%,65%,72%,28%,學(xué)號11-21號,單號,雙號,處理量,環(huán)己醇組成,苯酚組成,55000 t/a,45000 t/a,32%,68%,72%,28%,學(xué)號22以后,單號,雙號,處理量,環(huán)己醇組成,苯酚組成,50000 t/a,45000 t/a,26%,74%,77%,23%,計算說明書目錄,設(shè)計任務(wù)書 帶控制點工藝流程圖與工藝說明 精餾塔工藝計算 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計 換熱器選型 精餾塔工藝

4、條件圖 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計結(jié)果匯總 符號說明 結(jié)束語,常壓分離環(huán)己醇苯酚連續(xù)操作篩板塔設(shè)計計算示例,1. 設(shè)計任務(wù)書 按要求填入處理量和進(jìn)料組成 2. 帶控制點工藝流程圖與工藝說明 （1）帶控制點工藝流程圖 （2）操作壓力的選擇 （3）工藝流程敘述,3. 精餾塔工藝計算,3.1 平均相對揮發(fā)度的計算,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,說明：平均相對揮發(fā)度為 5.62,3.2 繪制t-x-y圖及x-y圖 在坐標(biāo)紙上繪圖

5、，上大小要求t-x-y圖為1010cm， x-y圖為 2020cm,表1 物料衡算表,3.3 全塔物料衡算,料液平均分子量：Mm = 0.3100 + 0.794 = 95.8 進(jìn)料流量：F = 50000103 /800095.8 = 65.24 kmol/h F = D + W D=19.5 kmol/h Fxf = DxD + Wxw W=45.74 kmol/h,3.4 實際板數(shù)及進(jìn)料位置的確定,1. 確定最小回流比Rmin,2. 確定操作回流比R 由Fenske方程計算最小理論板數(shù)Nmin,利用吉利蘭關(guān)聯(lián)圖，計算NT R如下：,0.863,14.7,0.988,11.8,1.140,

6、10.7,1.292,9.9,1.444,9.3,繪制NT R關(guān)系圖，找出最佳回流比。,說明：R取(1.0、1.2、1.4、1.6、 1.8、2.0)Rmin 6 個點,圖解法求得NT =5.5（不包括塔釜） 加料板位置nT = 3.0,3. 圖解法求理論板數(shù)及加料板位置,4.實際板數(shù)及加料板位置的確定 全塔效率由Oconnell關(guān)聯(lián)式計算：,表2 塔板計算結(jié)果,包括板間距的初估，塔徑的計算，塔板溢流 形式的確定，板上清液高度、堰長、堰高的初 估與計算，降液管的選型及系列參數(shù)的計算， 塔板布置和篩孔/閥孔的布置等，最后是水力 學(xué)校核和負(fù)荷性能圖。,4. 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計,4.1 常用塔板的類型,（

7、1）泡罩塔,優(yōu)點：塔板操作彈性大，塔效率也比較高，不易堵。 缺點：結(jié)構(gòu)復(fù)雜，制造成本高，塔板阻力大但生產(chǎn)能力不大。,塔板是氣液兩相接觸傳質(zhì)的場所，為提高塔板性能，采用各種形式塔板。,組成：升氣管和泡罩,圓形泡罩,條形泡罩,泡罩塔,（2）篩板塔板,優(yōu)點：結(jié)構(gòu)簡單、造價低、塔板阻力小。 目前，廣泛應(yīng)用的一種塔型。,塔板上開圓孔，孔徑d0：3 - 8 mm; 大孔徑篩板d0 ：12 - 25 mm。,lw,WD,（3）浮閥塔板,圓形浮閥,條形浮閥,浮閥塔盤,方形浮閥,優(yōu)點：浮閥根據(jù)氣體流量，自動調(diào)節(jié)開度，提高了塔板的操作彈性、降低塔板的壓降，同時具有較高塔板效率，在生產(chǎn)中得到廣泛的應(yīng)用。 缺點：浮閥

8、易脫落或損壞。,方形浮閥,F1型浮閥,（4）噴射型塔板 氣流方向：垂直 小角度傾斜， 改善液沫夾帶、液面落差 。,氣液接觸狀態(tài)：噴射狀態(tài) 連續(xù)相：氣相；分散相：液相 促進(jìn)兩相傳質(zhì)。,形式：舌形塔板、浮舌塔板、斜孔塔板、垂直篩板等。,缺點：氣泡夾帶現(xiàn)象比較嚴(yán)重。,舌形塔板：,（5）斜孔塔板,（6）網(wǎng)孔塔板,（6）垂直篩板,（7）多降液管（MD）塔板 優(yōu)點：提高允許液體流量,（8）林德篩板（導(dǎo)向篩板） 應(yīng)用：用于減壓塔的低阻力、高效率塔板。 斜臺：抵消液面落差的影響。 導(dǎo)向孔：使氣、液流向一致，減小液面落差。,（9）無溢流塔板 有溢流塔板：有降液管的塔板； 無溢流塔板：無降液管的塔板； 形式：無溢

9、流柵板和無溢流篩板； 特點：生產(chǎn)能力大，結(jié)構(gòu)簡單，塔板阻力小； 但操作彈性小，塔板效率低。,設(shè)計參數(shù)如下（以塔頂?shù)谝粔K塔板數(shù)據(jù)為設(shè)計依據(jù)）： 液相密度 L = 950 kg / m3 汽相密度 V = PM/ RT = 2.92 kg / m3 液相表面張力 = 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/s,4.2 初估塔徑,取板間距HT = 350 mm，板上液層厚度hL= 0.07 m， 則HT -hL= 0.28m。,塔板間距和塔徑的經(jīng)驗關(guān)系,說明：工業(yè)塔中，板間距

10、范圍200900 mm,兩相流動參數(shù)FLV=,則液泛氣速：,對于篩板塔、浮閥、泡罩塔，可查圖 ，C20=(HT 、FLV),C20 ：=20 dyn/cm 時的氣體負(fù)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,塔板泛點關(guān)聯(lián)圖,取操作氣速u =（0.6-0.8）uf=0.75uf =0.893 m/s 則氣體流通面積 An= VS / u =0.457 m2,選取單溢流塔盤，取lw / D =0.7

11、，查圖得A f /AT = 0.088,則塔截面積：,塔徑 D = ，圓整為0.8m,說明：計算得到的塔徑需圓整，系列化標(biāo)準(zhǔn)： 300, 350, 400, 450, 500, 600, 700, 800, 900, 1000, 1100, 1200m 等,由此重新計算： A T =0.785D2 =0.5024 m2 A f = 0.088AT =0.0442 m2 A n= AT - Af =0.4582 m2 u = VS /An =0.89 m/s 實際泛點百分率： u /u f =0.75,注意： 1）必須用圓整后的D重新計算確定實際的氣體流通截 面積、實際氣速及泛點率。 2）校核H

12、T與D的范圍。,D-塔徑 hw-堰高 how-堰上液層高度 HT-板間距 ho-降液管底隙高度 Hd-降液管內(nèi)清液層高度 hL-板上液層高度 hL=hw+how,溢流裝置（1020cm）,4.3 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計,4.3.1 溢流裝置 溢流型式的選擇 依據(jù)：塔徑 、流量； 型式：單流型、U 形流型、雙流型、階梯流型等。, 降液管形式和底隙 降液管：弓形、圓形。 降液管截面積：由Af /AT 確定； 底隙高度 h0：通常在 40 60 mm。, 溢流堰（出口堰） 作用：維持塔板上一定液層，使液體均勻橫向流過。 型式：平直堰、溢流輔堰、三角形齒堰及柵欄堰。,采用弓形降液管，平堰及平型受液盤，l w =

13、0.7D=0.56 m 堰上液層高度 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：,本設(shè)計采用:,一般取安定區(qū)寬度 WS =（50-100）mm 一般取邊緣區(qū)寬度 WC =（30-50）mm,4.3.2 塔盤布置,1. 受液區(qū)和降液區(qū) 一般兩區(qū)面積相等。 2. 入口安定區(qū)和出口 安定區(qū)。,取篩孔直徑d o =（38）mm，孔徑比取 t/d0 = 3.0-3.5 由l w /D = 0.7，查圖得 Wd /D=0.15 則 Wd = 0.15D=0.12 m x = D/2 - (Wd + Ws )= 0.

14、21 m r = D/2 - Wc =0.36 m,鼓泡區(qū)面積：,開孔率 = A0 /A a = 0.907 /(t/d0)2 = 0.074 篩孔面積 A 0 = Aa = 0.021 m2 篩孔氣速 u 0 =VS / A 0 =19.43 m/s 篩孔數(shù)目 n = 4 A 0 / d02 =1672個 以Aa為面積計算的氣速 ua=VS/Aa,3. 篩板塔有效傳質(zhì)區(qū)布置,正三角排列,4.4 塔板流體力學(xué)校核,4.4.1 塔板阻力,塔板阻力 hf包括 以下幾部分: （a）干板阻力 hd 氣體通過板上孔的阻力（無液體時）； （b）液層阻力 hl 氣體通過液層阻力； （c）克服液體表面張力阻力

15、 h孔口處表面張力。,可用清液柱高度表示：,（a）干板阻力hd,查得 孔流系數(shù)C0=0.75，則：,取板厚 = 3 mm，,（b）液層阻力 hl,查圖得充氣系數(shù)=0.58,于是：,說明：（1）若塔板阻力過大，可增加開孔率或 降低 堰高。 （2）對于常壓和加壓塔，塔板阻力一般沒有 什么特別要求。 （3）對于減壓塔，塔板阻力有一定的要求。,（c）克服液體表面張力阻力（一般可不計）,故塔板阻力：,4.4.2 液沫夾帶量校核 單位質(zhì)量（或摩爾）氣體所夾帶的液體質(zhì)量（或摩爾）ev ： kg 液體 / kg氣體，或 kmol液體 / kmol氣體。指標(biāo)為ev 0.1。 液沫夾帶分率：夾帶的液體流量占橫過塔

16、板液體流量的分?jǐn)?shù)。故有：,方法1：利用Fair關(guān)聯(lián)圖，由 和實際泛點百分率0.75，查得=0.08，進(jìn)而求出ev=0.0470.1。,ev的計算方法：,(1) 篩板塔液沫夾帶量校核,方法2：用亨特（Hunt）經(jīng)驗公式計算ev：,說明：超過允許值，可調(diào)整塔板間距或塔徑。,式中Hf 為板上泡沫層高度：,要求： ev 0.1 kg 液體 / kg氣體,4.4.3 降液管溢流液泛校核 (1) 篩板塔降液管溢流液泛校核,降液管中清液柱高度 (m)：,（a）液面落差一般較小，可不計。當(dāng)不可忽略時：,一般要求：0.5h0,主要為底隙阻力，而進(jìn)口堰阻力一般為0（當(dāng)無進(jìn)口堰時）：,（b）液體通過降液管阻力 hf

17、,降液管中泡沫層高度：,要求：,說明：若泡沫高度過大，可減小塔板阻力或增大塔板間距。,對不易起泡物系：,易起泡物系：,而 H d / = 0.34 (HT +hw) = 0.41,4.4.4 液體在降液管中停留時間校核 目的：避免嚴(yán)重的氣泡夾帶降低板效率。,停留時間：,要求：,說明：停留時間過小，可增加降液管面積或增大塔板間距。,（a）計算嚴(yán)重漏液時干板阻力 hd,（b）計算漏液點氣速 uow,說明：如果穩(wěn)定系數(shù)k過小，可減小開孔率或降低堰高。,（5）嚴(yán)重漏液校核 漏液點氣速 uow：發(fā)生嚴(yán)重漏液時篩孔氣速。 穩(wěn)定系數(shù)：,要求：,（c）計算穩(wěn)定系數(shù),4.5 塔板負(fù)荷性能圖,在確定了塔板的工藝尺

18、寸，又按前述各款進(jìn)行了流體力學(xué)驗算之后，便可確認(rèn)所設(shè)計的塔板能在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下正常操作。此時，有必要進(jìn)一步揭示該塔板的操作性能，即求出維持該塔板正常操作所允許的氣、液負(fù)荷波動范圍。這個范圍通常以塔板負(fù)荷性能圖的形式表示。,操作彈性=Vmax / Vmin,（1）漏液線,(,第一點：L h = L S （ 0.000684）3600 = 2.46 m3/h V h = A0 u ow3600 = 491.4 m3/h 第二點：取L h = 10 m3/h，同樣可以計算得到： u ow = 7.5 m/s， 則V h = A0 u ow3600 = 567 m3/h,在圖中作平行與橫坐標(biāo)的直

19、線即可。,漏液量增大，導(dǎo)致塔板上難以維持正常操作所需的液面，無法操作。此漏液為嚴(yán)重漏液，稱相應(yīng)的孔流氣速為漏液點氣速。,（2）過量液沫夾帶線（氣相負(fù)荷上限線）,(,規(guī)定：ev = 0.1（ kg 液體 / kg氣體）為限制條件。,把u、Hf、how和hw的計算公式代入ev計算公式，得到Vh和Lh的關(guān)系式，作圖。,原因： 氣相在液層中鼓泡，氣泡破裂，將霧沫彈濺至上一層塔板； 氣相運(yùn)動是噴射狀，將液體分散并可攜帶一部分液沫流動。,（3）液相負(fù)荷下限線,(,對于平直堰，一般取堰上液層高度,作為液相負(fù)荷下限條件，低于此限便不能保證板上液流均勻分布，降低氣液接觸效果。,依此式可求得液相負(fù)荷下限，據(jù)此作出

20、液 相負(fù)荷下限線(3)。塔板的適宜操作區(qū)應(yīng)在豎直 線(3)的右方。,（4）液相負(fù)荷上限線,(,此線反映對于液體在降液管內(nèi)停留時間的起碼要求。對于尺寸已經(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，降低塔板效率。,依此式可求得液相負(fù)荷上限，據(jù)此作出液 相負(fù)荷上限線(4)。塔板的適宜操作區(qū)應(yīng)在豎直 線(4)的左方。,（5）液泛線,(,液泛線表示降液管內(nèi)泡沫層高度超過最大允許值時，破壞塔的正常操作。,由以下公式得到Vh和Lh的關(guān)系式：,液泛現(xiàn)象,5. 換熱器選型,5.1 換熱器的初步選型,（1）塔頂冷凝器 熱負(fù)荷QC = (

21、R+1)D(IVD - ILD)= (R+1)DMDrD = 4.63105 kcal/h。 取冷卻水的進(jìn)口溫度為32，出口溫度為38，則換熱平均溫 差tm =87.3，取換熱系數(shù)K = 350 w/m2，則所需換熱面積： S = 4.631051034.18 / (360035087.3) = 17.7 m2 選擇型號：標(biāo)準(zhǔn)系列JB1145-73 Fg18（雙程）,（2）塔底再沸器 熱負(fù)荷QB = (R+1)DMBrB = 2.08106 kJ/h。 取導(dǎo)熱油進(jìn)口溫度為260，出口溫度為250， 則換熱平均溫差tm =57.5，取換熱系數(shù)K = 500 w /m2；則所需換熱面積：S = 2

22、.08106103 / (360050057.5) = 20.0 m2 選擇型號：標(biāo)準(zhǔn)系列JB1145-73 Fg20（單程）,5.2 塔頂冷凝器設(shè)計,設(shè)計步驟： （1）根據(jù)工藝要求，確定換熱器類型； （2）根據(jù)物料情況，確定流體流徑（管程、殼程的安排）； （3）確定定性溫度下冷熱流體的物性數(shù)據(jù)； （4）計算熱負(fù)荷、冷卻水量以及傳熱溫差； （5）根據(jù)經(jīng)驗，初步估計K值；,高溫流體,低溫流體,K值推薦/kcal/m2.h. ,有機(jī)蒸汽,水,350-650,高沸點碳?xì)浠衔镎羝?水,450-850,有機(jī)蒸汽與水蒸汽混合物,水,400-750,油汽蒸汽,水,350-450,水蒸汽,水,1500-25

23、00,甲醇蒸汽,水,450-550,（6）由傳熱方程 Q=KAtm 計算換熱面積。考慮10%-15%的裕度，確定面積； （7）根據(jù)換熱器類型和面積，選定換熱器型號, 列出該換熱器的參數(shù)；,換熱器參數(shù)表,外殼直徑D/mm,公稱壓力P/Mpa,公稱面積A/m2,管程數(shù)Np,管子排列方式,管子尺寸/mm,管長l/m,管數(shù)NT/根,管心距t/mm,500,1.6,57,2,正方形,252.5,3,248,32,（8）計算管程給熱系數(shù)ai,利用以下公式計算：,其中管程流動面積：,管程流體流速：,雷諾準(zhǔn)數(shù)：,（9）計算總傳熱系數(shù)K,（10）計算傳熱面積,溫度校正系數(shù)：,根據(jù)R和P查溫度校正系數(shù),實際傳熱溫

24、差為,計算傳熱面積為,實際傳熱面積為,若,則所選換熱器合適，否則重新選擇,（11）計算管程壓力降,（12）計算殼程壓力降,ft 為管程結(jié)垢校正系數(shù),對三角形排列的取1.5 對正方形排列的取1.4,換熱器設(shè)計計算結(jié)果匯總,塔頂冷凝器設(shè)計計算結(jié)果匯總表,項目,數(shù)值,備注,換熱器類型,固定管板式,換熱器面積,57m2,管程流體,冷卻水,殼程流體,塔頂汽相,外殼直徑,500mm,管程流速,2.5m/s,殼程流速,12.5m/s,管程數(shù),雙程,管子長度,3.0m,管子尺寸,252.5,正方形排列,管程壓降,殼程壓降,3.7kpa,5.3kpa,折流板型式,弓形折流板,折流板間距,200mm,塔頂空間HD

25、,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11.5m。,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1015分鐘的儲量，以保證塔釜料液不致迅速排完，一般取2.02.5m。,6.1 塔體總高,6. 精餾塔工藝條件圖,人孔,一般每隔68層塔板設(shè)一人孔（供安裝、檢修 用），人孔處板間距650mm，人孔直徑一般為 450550mm,其伸出塔體的筒體長為200250mm, 人孔中心距操作平臺約8001200mm。,塔高,H=(n-np-2)HT+HF+nPHp+HD+HB n實際塔板數(shù) HF進(jìn)料板處板間距，m nP人孔數(shù) Hp人孔處的板間距

26、，取0.8m HD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） HT板間距，m,進(jìn)料板處間距HF取1000mm 塔底空間高度HB取2500mm 塔頂空間高度HD取1000mm,（1）塔頂汽相管徑dp 塔頂汽相出口流速uv與塔的操作壓力有關(guān)，常壓可取1220m/s，減壓可取2030m/s。,6.2 精餾塔配管尺寸的計算,（2）回流液管徑dR 回流量前已算出，自回流的流速范圍為0.20.5 m/s；若用泵輸送回流液，流速uR可取11.5 m/s。,（3）加料管徑dF 料液由泵送時流速uF可取1.5 2.0m/s。,（4）釜液排出管徑dw 塔釜液出塔的流速uw可取0.5 1.0

27、m/s。,（5）再沸器返塔蒸汽管徑dv,常壓與加壓塔流速uv可取10m/s，減壓塔可取15m/s 。,說明：以上計算的管徑，均應(yīng)圓整到相應(yīng)規(guī)格的管徑，有以下兩種方法表示： （A）DN50 （B）563,6.3 精餾塔工藝尺寸圖,6.4 進(jìn)料泵的選型,泵的選型參數(shù)為：流量（m3/h）和揚(yáng)程（m）。,泵的流量（m3/h）：進(jìn)料量。 泵的揚(yáng)程根據(jù)伯努利方程計算：,根據(jù)計算得到的流量（m3/h）和 揚(yáng)程（m）選擇合適的離心泵。,7. 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計結(jié)果匯總,塔板結(jié)構(gòu)計算結(jié)果匯總,項 目,數(shù)值或說明,備 注,塔徑/mm 塔板數(shù)/塊 板間距/mm 塔板類型 溢流堰類型 堰長/mm 堰高/mm降液管底隙高度/mm篩孔個數(shù)/個 孔速/m/s 開孔率/% 板壓降/mmH2O 降液管內(nèi)液體停留時間/s 降液管內(nèi)液體清液層高度/mm 泛點率/% 操作彈性,8. 符號說明,D塔徑，mm ； HT 板間離，mm； AT 塔截面積，m2 ； Af 降液管面積， m2 ； ,9. 結(jié)束語,