《精馏塔板式设计》PPT课件.ppt

化工原理课程设计 板式精馏塔设计,盐城师范学院 李万鑫 2010年9月,化工原理课程设计,2019/8/7,板式精馏塔设计,第一部分：化工原理课程设计任务书 第二部分：设计方法 第三部分：化工塔器CAD设计软件介绍 第四部分：设计示例,第一部分：化工原理课程设计任务书,一. 设计题目：正戊烷正己烷混合液板式精馏塔设计,二. 原始数据 年处理量： 80000 85000 90000 95000 100000吨 料液初温：35 料液浓度： 35% 40% 45% 50 55% （正戊烷质量分率） 塔顶产品浓度：99%（双号） 98.5%（单号）（正戊烷质量分率） 塔底釜液含正己烷不低于 98%(以质量计) 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压） 冷却水温度：20 饱和水蒸汽压力：0.25Mpa(表压) 设备型式： 08（1）：筛板塔； 08（2）：浮阀塔,三. 设计任务 完成精馏塔工艺设计，精馏设备设计，有关附属设备的设计和选用，绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图，编制设计说明书。,四. 设计内容,1. 工艺设计 （1）选择工艺流程和工艺条件 a加料方式 b. 加料状态 c. 塔顶蒸汽冷凝方式 d. 塔釜加热方式 e. 塔顶塔底产品的出料状态 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 （2）精馏工艺计算： a. 物料衡算确定各物料流量和组成。 b.经济核算确定适宜的回流比 根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则，尽量使用计算机进行最优化计算，确定适宜回流比。 c. 精馏塔实际塔板数 用近似后的适宜回流比在计算机上通过逐板计算得到全塔理论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。 然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔板数，确定加料板位置。,2. 精馏塔设备设计 (1)选择塔型和板型 采用板式塔，板型为筛板塔或浮阀塔。 (2)塔板结构设计和流体力学计算 (3)绘制塔板负荷性能图 画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。 (4)有关具体机械结构和塔体附件的选定 *接管规格： 根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。 *全塔高度： 包括上、下封头，裙座高度。,第二部分：板式精馏塔设计方法,一. 流程和方案的确定 二. 工艺计算 三. 设备计算 四. 辅助设备计算 五. 塔体结构 六. 带控制点工艺流程图,一. 流程和方案的确定,1、塔设备的选择,板式塔和填料塔的比较（例如：浮阀塔的特点）,2、蒸馏装置流程的确定,蒸馏装置包括：精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、塔釜冷却器和产品冷却器等设备，操作方式,（1）操作压力的选择,（2）进料状态的选择,（3）加料方式的选择（预加热）,（4）回流比的选择,（5）加热器的选择,（6）冷凝器的选择,塔顶产品（全凝器）和塔釜产品（冷却器）,（7）加料方式的选择,高位槽或泵,（8）工艺流程,3、正戊烷和正己烷的性质、用途等,主要内容是(1)物料衡算 (2)确定回流比 (3)确定理论板数和实际板数 (4)塔的气液负荷计算 (5)热量衡算 塔设备的生产能力一般以千克/小时或吨/年表示，但在理论板计算时均须转换成kmol/h,在塔板设计时，气液流量又须用体积流量m3/s表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。,二工艺计算,1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数,（一）全塔物料衡算,2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量,3、物料衡算,塔顶产品易挥发组分回收率为： = DxD/FxF 式中:F、D、W分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液的摩尔流量(kmol/h), xF、xD、xW分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液组成的摩尔分率,列表：进料、塔顶、塔底产品流量和组成,（二）常压下正戊烷正己烷混合汽液相平衡关系,Antoine 方程：,A、B、C教材附录1查得,用Antonie方程求出附录2表2.2不同温度下的正戊烷、正己烷饱和蒸汽压及相对挥发度,1、作出x-y相图,（三）塔板数的确定,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、理论板数及加料位置,求精馏塔的汽、液相负荷,求精馏段、提馏段的操作线方程,作图求出理论板数,逐板计算求理论板数,（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算,1、操作压力,塔顶操作压力=大气压+表压,每层塔板压力=0.7KPa,求出进料板、塔底压降、精馏段、提馏段平均压降。,求精馏段、提馏段的操作线方程,作图求出理论板数,逐板计算求理论板数,（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算,1、操作压力,塔顶操作压力=大气压+表压,每层塔板压力=0.40.7KPa（取最大值）,求出进料板、塔底压降、精馏段、提馏段平均压降。,2、操作温度,依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，苯、甲苯的饱和蒸气压由Antonie方程计算。,依次求出塔顶温度、进料板温度、塔底温度及精馏段、提馏段平均温度,3、平均摩尔质量,塔顶气、液混合物平均摩尔质量,进料板气、液混合物平均摩尔质量,塔底气、液混合物平均摩尔质量,精馏段、提馏段气液混合物平均摩尔质量,4、平均密度,（1）气相平均密度,注意：精馏段、提馏段分别计算,（2）液相平均密度,例：塔顶液相平均密度：tD= 查手册得A、 B（卢焕章 石油化工基础数据手册）,同理求得：进料板、塔底液相平均密度,求得：精馏段、提馏段液相平均密度（列表）,5、液相平均表面张力,塔顶液相平均表面张力：塔顶温度查教材附录4：,同理求得：进料板、塔底液相平均表面张力,求得：精馏段、提馏段液相平均表面张力（列表）,6、液相平均黏度,塔顶液相平均黏度：塔顶温度查教材附录4：,同理求得：进料板、塔底液相平均黏度,求得：精馏段、提馏段液相平均黏度（列表）,7、气液相体积流量,精馏段,提馏段,（五）精馏塔的塔体工艺计算,1、塔径的计算,（1）最大空塔气速和空塔气速,（2）气体负荷系数C,C20由smith关联图求得,（3）塔径,精馏段、提馏段分别计算,由上式计算的塔径按部颁发塔盘标准圆整，圆整后的塔径除了满足板间距和塔径的关系外，还须进行空塔气速校核,塔截面积：,塔截面积：,实际空塔气速：,2、精馏塔有效高度的计算,（1）塔板效率ET,“奥康奈尔的精馏塔关联图“,（2）板间距HT,板间距的大小与液泛和雾沫夹带有密切的关系。板距取大些，塔可允许气流以较高的速度通过，对完成一定生产任务，塔径可较小；反之，所需塔径就要增大些。板间距取得大，还对塔板效率、操作弹性及安装检修有利。但板间距增大以后，会增加塔身总高度，增加金属耗量，增加塔基、支座等的负荷，从而又会增加全塔的造价。初选板间距时可参考下表所列的推荐值。,表 板间距与塔径关系,精馏段有效高度：,提馏段有效高度：,精馏段实际板数：,提馏段实际板数：,在进料板上方开一人孔，高度为0.8m,（六）塔板主要工艺尺寸的计算,1、溢流装置设计,堰长lW,单溢流：,双溢流：,堰高hW,堰上液层高度要适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压强增大，雾沫夹带严重。设计时hOW大于0.006m,低于此值须选用齿形堰，但不宜超过0.07m。(通常取0.06m),对平直堰：,（1）溢流堰,（2）降液管（圆形和弓形）,降液管的宽度Wd和截面积Af,可根据堰长与塔径比值 ，查图求取。,降液管的截面积应保证溢流液中夹带的气泡得以分离，液体在降液管中的停留时间一般等于或大于35秒，对低发泡系统可取低值，对高发泡系统及高压操作的塔，停留时间应加长些。,故在求得降液管的截面积之后，应按下式验算液体在降液管内的停留时间，即,注意：精馏段与提馏段不同,降液管底隙高度h0,为保证良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取为,2、塔板布置和浮阀数目与排列,孔速,每一层塔板上的浮阀数：,边缘宽度wc,在塔壁边缘留出宽度为WC的区域，以固定塔板。,安定区ws,在液体入塔处，有一宽度为ws的狭长带不开孔区，其作用是防止气体进入降液管或因降液管流出的液流的冲击而漏液。,塔径小于1.5m的塔,塔径大于1.5m的塔,有效传质面积Aa,对于单流型塔板,以弧度表示的反三角函数,式中：,对于双流型塔板,式中：,(,（ 为双溢流中间降液管的宽度) 其它符号与单流型塔板公式同,浮阀的排列,正三角形排列（小塔）,等腰三角形叉排（大塔）,核算孔速和阀孔动能因数,塔板开孔率,（七）塔板流体力学验算,1、气相通过浮阀塔的压降,塔板流体力学验算目的是为了检验以上初算塔径及各项工艺尺寸的计算是否合理，塔板能否正常操作。,气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱,气体通过筛板的干板压降，m液柱,气体通过板上液层的阻力，m液柱,克服液体表面张力的阻力，m液柱,干板阻力ho,临界孔速uoc,板上充气液层阻力hl,板上充气液层阻力受堰高、气速及溢流长度等因素的影响，一般用下面的经验公式计算：,2019/8/7,表面张力所产生的阻力h,一般浮阀塔的压降比筛板塔大，对常压和加压塔，每层浮阀塔压降为265530pa ，减压塔约为200pa。,2、降液管内液体高度（淹塔or液泛）,为防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度：,式中:,进出口堰之间的液面梯度，m液柱(一般很小，可以忽略),气体通过一块塔板的压降，m液柱,液体流出降液管的压降，m液柱,可按下列经验公式计算：,无入口堰:,有入口堰：,如果液体和气体流动所遇阻力增加，降液管中液面上升，当超过上一层塔板的堰顶后，产生液体倒流，即发生了液泛，因此，需要足够的降液管高度，或控制适当阻力以防液泛的发生。实际降液管中液体和泡沫的总高度大于用上式计算的值。为了防止液泛，应保证降液管中泡沫液体总高度不超过上层塔板的出口堰。因此:,为考虑降液管内液体充气及操作安全两种因素的校正系数。对于容易起泡的物系，取0.30.4；对不易起泡的物系，取0.60.7；对于一般物系，取0.5。,板间距，m,3、雾沫夹带,雾沫夹带是指板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象。过多的雾沫夹带将导致塔板效率严重下降。为了保证板式塔能维持正常的操作效果，应使每千克气体夹带到上一层塔板的液体量不超过0.1kg，即控制雾沫夹带量 0.1kg(液)/kg(气)。,泛点百分率：,大塔：,直径小于0.9m塔：,减压塔：,泛点率：,计算泛点率都在80%以下，,（八）塔板负荷性能图,雾沫夹带线,计算出：,在操作范围内任取两个qv,L , 结果列表。,液泛线,由上式确定液泛线,在操作范围内任取若干个qv,L , 结果列表。,液泛线表示降液管内泡沫层高度达到最大允许值时的关系，塔板的适宜操作区也应在此线之下，否则将可能发生液泛现象，破坏塔的正常操作。,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，降底塔板效率。,液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s,求出上限液体量qV,L，在qV,V-qV,L图上，液相负荷上限线是与气体流量无关的竖直线。,漏液线,由此式求出气相负荷的下限值。,液相负荷下限线,取E=1，计算出液相负荷的下限值。,在负荷性能图上，由上述线所包围的阴影区域，应是所设计的塔板用于处理指定物系时的适宜操作区。在此区域内，塔板上的流体力学状况是正常的。,塔的操作弹性,在塔的操作液气比下，操作线OAB与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最低负荷之比，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、法兰,由于常压，所有法兰均采用标准法兰，平焊法兰，由不同的公称直径选用相应的法兰。,3、筒体和封头,筒体采用钢板卷焊而成，其公称直径等于内径。当筒体直径较小时采用无缝钢管制成。,封头采用椭圆形封头。,1、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11.5m。 2、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1015分钟的储量，以保证塔釜料液不致排完。若塔的进料设有缓冲时间的容量，塔底容量可取为35分钟的储量。 3、人孔 一般每隔10-20层塔板设一人孔（安装、检修用），人孔处板间距600mm，人孔直径一般为450500mm,其伸出塔体的筒体长为200250mm,人孔中心距操作平台约8001200mm。裙座应开2个人孔。,塔体结构,4 塔高H(不包括封头、裙坐) H=(n-nF-np-1)HT+nFHF+nPHp+HD+HB n实际塔板数； nF进料板数 HF进料板处板间距，m nP人孔数 Hp设人孔处的板间距，m HD塔顶空间，m（不包括头盖部分） HB塔底空间，m（不包括底盖部分,2. 换热器 （1）冷凝器 a.热负荷QC = V r b.冷却水用量W 取冷却水的进口温度为30，出口温度为45，水的比热为4.18kJ/kg 则 qm2=Q/(CPt) c.换热平均温差tm (泡点回流),d.换热系数K 查教材上册 e.换热面积A A=Q/(Ktm) 可查表选设备。,（2）再沸器 a. 热负荷QB = V r 由塔底压强组成确定塔底温度表。 b.加热蒸汽用量G G=QB/r c.换热平均温差tm tm=T蒸汽-t釜温 d. 换热系数K 查教材上册 e.换热面积A A=Q/(Ktm) 查表选设备。 贮槽、加料泵、高位槽、产品冷却器设计从略 。,五. 带控制点工艺流程图,主要参考文献：,1夏清，陈常贵.化工原理（上册）.天津：天津大学出版社，2006,2夏清，陈常贵.化工原理（下册）.天津：天津大学出版社，2006,3陈敏恒，丛德滋等.化工原理（上册）.北京：化学工业出版社，2007,4陈敏恒，丛德滋等.化工原理（下册）.北京：化学工业出版社，2007,5申迎华，郝晓刚.化工原理课程设计.北京：化学工业出版社，2009,6贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002,10时钧主编.化学