精馏塔课程设计(BAIDU)分析.ppt

1、化工原理课程设计,浮阀式精馏塔的设计,1,1、课程设计的目的 树立和培养工程意识； 技术的先进性与可行性 经济的合理性 操作的安全性 查阅资料，搜集、处理数据和选用公式的能力； 工程计算能力（包括使用计算工具的能力） 用规范的工程语言（文字、图、表格）表达设计意图的能力； 实事求是、科学、严谨的工作作风。,概 述,2,2、本次课程设计的基本内容,设计任务书,成果要求 理论塔板1张 负荷性能图坐标纸25*35 1张 设备条件图（示意）坐标纸25*35 1张 工艺流程图三号图纸1张 设计说明书论文或A4纸1份,3,第一章 设计方案的确定和说明,一、设计方案及设计参数 1、设计方案 工艺流程的确定（

2、泵或高位槽、预热器、精馏塔、再沸器、冷凝器、冷却器等） 操作压力（写明原因） 进料状态（写明原因） 塔底加热方式及加热介质（写明原因） 塔顶蒸汽及塔底釜液热量的再利用,4,2、设计参数 进料量、进料组成、产品组成、残液组成、 冷却剂温度（进口15，出口40）、加热热源,二、确定工艺流程的原则及说明 1、满足工艺和操作的要求 2、设备与操作费用尽量低 3、确保生产安全 设计要有独到之处,5,第二章 工艺计算 一、回流比的选择 1、组成的换算： （写出计算过程） 所给组成均是质量分率，需换算成摩尔分率 2、最小回流比Rmin 理想物系： 找到q线与平衡线的交点坐标（ xe , ye ） 非理想物系

3、：可在x-y平衡 曲线上通过作切线的方法解决,6,3、操作时的适宜回流比R R=（1.22.0)Rmin 可根据吉利兰图求理论板数N，作R-N曲线 二、理论板数NT的确定 作图法：,NT=阶梯数-1,直接蒸汽加热,间接蒸汽加热,7,三、实际板数Np的计算 1、全塔效率E 奥康内尔关联图或关联式： ET=5055% 2、实际塔板数NP： 要分别算出精馏段、提馏段的实际板数，以及加料实际位置,8,四、物料衡算,以摩尔为单位,总物料衡算：D+W=F,易挥发组分物料衡算：DxD+WxW=FxF,联立可解得D、W,以上公式中气液相流量的单位均是摩尔(mol/s)，要换算成质量流量（kg/s）和体积流量（

4、m3/s）,以便使用.,对于泡点进料：,(一）间接蒸汽加热：,9,分子量： 精馏段气、液均按塔顶混合物分子量计：M=MAxD+MB(1-xD) 提馏段气、液均按塔底混合物分子量计。 M=MAxW+MB(1-xW) 密度： 进料：F=790kg/m3 精馏段: 塔顶：D=813kg/m3 提馏段: 塔釜：W=780kg/m3 精馏段上升气体： V=2.7kg/m3 提馏段上升气体： V=3.4kg/m3,、,10,直接蒸汽加热：,分子量：,精馏段气、液均按塔顶混合物分子量计：M=MAxD+MB(1-xD) 提馏段气、液均按塔底（近似为纯水）分子量计。,11,密度,确定塔顶和塔底的温度 塔顶：79

5、塔底：105107 汽相密度：可按理想气体计算,液相密度： （1）纯酒精： （2）混合液：,a-质量分数，按温度查表计算,12,（列出物料衡算结果汇总表）,由以上计算出的混合物分子量和密度，可将F、D、W、V、L、 、 分别化成kg/s和m3/s的单位，为下一步计算塔径、管径作好准备。,13,第三章 塔和塔板的工艺计算 （精馏段、提馏段分开计算） 一、塔径的计算 1、板间距： HT=300450mm 按照规定选取整数 300350450500600800 板上清液层高度： hL可取50100mm 2、塔径：分别计算精馏段和提馏段的塔径。 方法如下：,14,（1）塔径 计算出的塔径D需要圆整，参

6、照资料P61附录八。同时需要重新核算空塔气速，看其是否在允许范围内。 （2）空塔气速 u=（0.60.8）u允许,15,（3）允许速度： C气体负荷参数 操作温度下的表面张力 苯甲苯 精馏段=20.4mN/m 提馏段=19.0mN/m 乙醇水 精馏段=17.3mN/m 提馏段=45.1mN/m =20mN/m C20可查史密斯关联图，资料上P20（图5-1）,(3-4),16,图5-1 史密斯关联图,LS液相体积流量m3/s VS-气相体积流量m3/s,17,二、塔板布置 塔板有整块式和分块式两种 塔板面积分为四个区域： （1）鼓泡区 （2）溢流区 （3）安定区：Ws=60110mm （4）边

7、缘区：Wc=3075mm,18,三 浮阀数目及排列 1、阀孔气速 浮阀按（JB11868）标准化选型 选F1（V1）型重阀，39 阀孔气速 F0气体动能参数，取F0=912合适,注：V为气相的密度，不是V,19,2、阀孔数,（V：m3/s）,由D、HT查资料P56附录四可知： AT、 AD、 L、H、孔数N0、孔间距t、开孔率,重新核对F0是否在（912）之间，如果不符合，需要重新计算。,20,3、浮阀排列 在塔板有效区域内，排列浮阀，以得到准确的阀孔数。,75,t,21,.,四、溢流装置 包括溢流堰、降液管和受液盘等部件。 D2000时，采用双溢流 （1）堰形式：hOW6mm时，采用平直堰，

8、否则采用齿形堰 hOW =2.8410-3E(Lh/LW)2/3 E液流收缩系数，一般取E=1 Lh-塔内液体流量 m3/h Lw-堰长， m 堰高：hW=hL- hOW,（3-6）,22,（2）降液管： 管内停留时间： （3）受液盘： 采用凹形受液盘，盘深50mm， 溢流下堰与塔盘平齐，盘上开泪孔， 当D1400mm时开两个，否则开一 个。,（35）秒,23,第四章 流体力学验算（只验算精馏段） 目的： 验算在上述各项工艺参数已确定的塔内，要完成规定的气、液负荷，塔能否正常工作。 内容： （1）各种参数的验算： 塔板压强降、液泛、雾沫夹带、泄漏和液面落差 （2）绘制负荷性能图,24,一、各种

9、参数的验算 1、压降 单板 Pf=PC+Pl+ P （ P可略） 或 hf=hc+hl （1）干板压降： 计算阀孔临界气速u0C：,1.825,若u0 u0C，则用阀全开前公式计算压降，即,(6-2),25,若u0 u0C，则用阀全开后公式计算压降，即,（2）板上液层阻力： hl=（0.40.5）hL,(6-3),hc的单位为 m,单板压降： hf=hc+hl,每块板的压降约在3060mm水柱范围内,26,2、液泛验算 降液管内液层高度Hd应为： Hd=hf+hL+hd 流过降液管的阻力损失 液层厚度产生的压降 单板总压降 hL=50100mm之间，依已定的数据计算,其中：,液流量,堰长,降液

10、管底隙高度，取50mm,(4-30),27,若Hd （HT+hW），则不会发生液泛，否则须修改原来计算或设定的数据。 取=0.5 3、雾沫夹带验算 雾沫夹带量eV0.1kgL/kgV时才符合要求 主要与空塔气速和塔板间距有关 一般要求大塔泛点率80%， 小塔（直径0.9m）泛点率70% 泛点率：操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值 泛点率可按下式计算：,28,K=1无沫液体 CF泛点负荷系数 （查资料图6-1） AT塔截面积 AP塔盘有效面积 AP=AT-2AD Z液相流程长 Z=D-2H,上面两个计算式取其较大者，若能小于7080%，则eV可小于0.1,泛点率：p16,(6-12),

11、(6-11),29,二、负荷性能图 1、汽相负荷下限线（漏液线） 当汽相动能参数 F=56时，易漏液 2、雾沫夹带线（汽相上限线） 泛点率F80%时，将出现雾沫夹带，取上面计算的F值较大的公式，将F=80%代入，可得到关于VsLs间的表达式，利用该式画线。,此时孔速,30,3、液相负荷下限线 板上液流高度低于此限时就不难保证液体体在板上分布均匀 hOW =2.8410-3E(Lh/LW)2/3=0.006m 将Lh换算成Ls表示，可画出一条垂直线。 4、液相负荷上限线 液体在降液管时停留时间小于此限时气相不能从液相中充分分离，降低塔效率。 计算出的液相量是常数，即是一条垂直线。,=5秒,31,

12、5、液泛线 Hd= (HT+hw) (a) Hd=hf+hL+hd (b) (a)、(b)两式联立并整理可得：,其中：,N0：孔数,：取0.5 0：取0.5,h0=0.05m,32,以上计算的各值代回总式中，可得Vs=(Ls)间的关系式，在图上可做出一条曲线，即为液泛线。 6、操作线 依塔物料衡算，计算出的Vs、Ls得一操作点P，联结原点、操作点的直线即为操作线。操作线与五种线的两个交点Vmax和Vmin，得操作弹性K,33,将以上五种线作图 1、汽相下限线 2、汽相上限线 3、液相下限线 4、液相上限线 5、液泛线 用剖面线表现可正常工作区域 画出操作点，操作线，计算操作弹性 35为宜,塔板

13、负荷性能图：,Vmax,Vmin,V,L,m3/s,m3/s,P,34,第五章 塔的附属设备设计 一、塔顶冷凝器的选型 1、冷凝器放置方式：立式或卧式 指明原因、所用冷凝器的个数 2、冷凝器的选型 水平放置时，取K=700W/m2 垂直放置时，取K=600W/m2 计算传热量Q、传热温差tm、计算传热面积A、实际传热面积（应大于计算面积的1.2倍）、选型（附录五）(公称直径 /管程数/管子数/换热面积/管长/公称压力),选型要在工艺流程图中表现出来(立卧管程数),35,二、塔釜的设计,h1,h2,W*,1、釜中液面距最底层塔板距离h1：,为了避免带液过多，釜中液面至最底层塔板距离至少在0.50

14、.7m以上,2、釜内液层高度h2,釜内装填系数一般在0.60.7之间，如取0.65，,塔釜高度HB=h1+h2 （一般1.52m）,36,3、塔底最后一块板的受液盘，称液封受液盘，其深度及面积都应大一些，以保证液封，要指明所取的数据。,三、再沸器的选型（附录七）,选型要在工艺流程图中表现出来,37,加热蒸汽管的计算（直接蒸汽加热）,直管开孔通入蒸汽 1、加热蒸汽用量：近似取提馏段上升蒸汽量 2、计算加热管直径及孔数 蒸汽气速： u=2040m/s 加热管直径（计算后要圆整并校核管中气速）：,38,3、蒸汽管上的孔数 孔径取d0=10mm，孔距t=2d0=20mm，小孔总面积一般是加热管横截面积

15、的1.21.5倍，孔数：,管在塔内有效长度：D-(0.150.3m),孔列数： 孔行数：,39,管实际能排的行数 （1）比较实际行数与计算所需行数，看是否够用 （2）蒸汽加热管只在下半圆上开孔，以减少液滴飞溅到上一塔板，降低分离效率。,40,四、接管尺寸 1、进料管：液速取 uf=（0.61.5）m/s 2、回流管：液速取 u=0.4m/s左右 3、塔顶蒸汽管：气速取 u=（1525）m/s 4、塔顶出料管：液速取：u= 0.4m/s左右 5、釜液排出管：液速取 u=（0.60.7）m/s 6、塔釜出料管：液速取：u= （0.60.7）m/s 7、再沸器进口管：液速取； u= （0.60.7）

16、m/s 8、再沸器出口管：气速取；u=（1525）m/s 各种液、汽流量均需用体积数据（m3/s）代入计算管径。 d需按无缝钢管圆整为标准值，再校正流速u 接管在塔外部长度可依是否有保温层及方便作业为准则，一般可取200mm,41,42,第六章 塔的结构设计 一、塔盘的结构设计 1、塔板： D800mm时采用单溢流、分块式塔板，自身梁式结构。 （弓形板2块、通道板1块、矩形板12块）,43,（1）通道板,L=D-2H-56,400, , ,420,43,分块塔板的宽度定为400mm和420mm的原因，是能使其通过450或500的人孔,（2）矩形板,44,（3）弓形板：带自身梁 D2000时，m

17、*=30mm m*塔板与壁面间距 弓形板的弧边直径Dg = D -2m* 弓高 e=0.5D-377(n-3)-18(n-1)-400-2m* n分块数； 18塔板各分块间的间隙，mm,e,D,45,2、塔板厚度 板厚：D=8001400mm， =4mm D=16002000mm，=6mm 3、泪孔 D1400时，开两个泪孔10，这时支撑板在中央，两孔间距600mm，距离堰边50mm。,46,二、塔体设计 塔顶空间高度：HD=1.21.5m 人孔处板间距：HT=600700mm 一般每810块板开一个人孔 釜高：HB=h1+h2 （HB=1.52.0m） 塔总高： 包括裙座及封头,47,第七章

18、 设计结果总汇及设计评述 一、设计结果汇总表 1、工艺计算参数 2、塔、塔板结构参数 3、流体力学参数,48,二、设计评述,3. 设计体会、意见或建议,1. 设计的创新与特色,2. 问题的探讨,节能措施与效果 设备结构的改进 精馏操作自动控制的改进,全塔压降的影响 设计存在的问题（例近似计算的误差等） 如何调整结构参数或工艺参数使得操作点更合理,49,文后参考文献表编排格式,1. 参照标准：,2. 编排格式：,专著、论文集、学位论文、报告 序号 主要责任者. 文献题名. 出版地：出版者，出版年. 起止页码 . 1 贾绍义, 柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津：天津大学出版社, 2002 期刊文

19、章 序号 主要责任者. 文献题名. 刊名, 年, 卷（期）：起止页码 . 2 方志杰. 异蔗糖和烯丙醇的酸催化反应. 精细化工, 2002 , 16(1) , 49-50.,中国学术期刊技术规范：CAJ-CD B/T1-2005,50,工程图的绘制,一 设备条件图（简图）,基本要求：图幅：坐标纸25*35 ；图框：留装订边； 标题栏：校内使用 比例：缩小； 字体与图线：绘图字体；,内容： 设备主要结构及尺寸 所有接管规格、定（方）位尺寸 接管表（连接形式及标准） 技术特性表（工作介质，温度，压力，有效容积） 技术要求（附录十一）：制造、保温、试漏、试压等 零（部）件表（代号，名称，规格，数量，推荐材料）,51,二、 带控制点工艺流程图,基本要求：图幅：A3；图框：留装订边； 标题栏：校内使用 比例：不限； 字体与图线：绘图字体；,内容：,设备外形：细实线；无比例,物料流程线：主要物料粗实线，辅料细实线,阀门、管件、仪表控制符号：细实线,设备标注；管路标注；,图例：阀门、管件、介质、控制点等符号的意义,52,设计说明书编写及装订次序,标题页 2. 设计任务书 3. 进度表 4. 目录 5. 第一章 设计方案的确定和说明 6. 第二章 工艺计算 7. 第三章 塔和塔