化工原理课程设计-筛板塔设计

•设计题目:筛板式精馏塔设计化工原理课程设计第一部分：化工原理课程设计任务书第二部分：设计方法化工原理课程设计任务书一．设计题目：苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计二．原始数据年产量：250003000035000400004500050000吨料液初温：25~35℃料液浓度：40%45%50%55%60%（苯质量分率）塔顶产品浓度：97.5%98%98.5%（苯质量分率）塔底釜液含甲苯量不低于97%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：4kpa（表压）冷却水温度：30℃饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压)设备型式：筛板(浮阀)塔厂址：攀枝花地区（90kPa）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。(a).生产经常费包括再沸器水蒸汽费，塔顶冷凝器，产品冷却器冷却水费。a1.水蒸汽费用CS采用饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压)按1吨煤可获得6吨水蒸汽计。1吨煤单价250元。a2.冷却水费用CW冷却水单价按2元/吨而定。换热器中冷却水温升一般取10~20℃。(b).设备投资费b1.精馏塔投资费CD成本：20000D1.2元/实际塔板D：精馏塔内径mb2.年折旧率为15%全塔成本：20000D1.2Ne×15%元/年Ne：实际塔板数b3.精馏塔塔径按塔顶第一块塔板计算板间距HT=0.30~0.45mb4.最小回流比Rminb5.精馏塔理论塔板数N采用逐板计算法在计算机上求得。b6.精馏塔实际塔板数Ne全塔效率采用O'connell关联式计算。(c).总费用和适宜回流比总费用CT=CD+CS+CW元/年总费用最低所对应的回流比作为最佳回流比，然后四舍五入近似到小数点后一位，作为适宜回流比。回流比的参考搜索范围：（1.1~2.0）Rmin。在用计算机计算的同时，应有一组手算结果。a.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(浮阀)塔。(2)塔板结构设计和流体力学计算按塔顶或塔底状态设计一~二块板，其中精馏段和提馏段各段的塔板结构尽可能一致。注：以上的塔板设计可在手算优化一块塔板的基础上，使用“化工塔器CAD设计软件”进行其余塔板的优化设计。(3)绘制塔板负荷性能图分别画出精馏段和提馏段的负荷性能图。(4)有关具体机械结构和塔体附件的选定①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。②全塔高度：包括上、下封头，裙座高度。3.附属设备设计和选用(1)加料泵选型，加料管规格选型加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）。大致估计一下加料管路上的管件和阀门。(2)高位槽、贮槽容量和位置高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定。(3)换热器选型对原料预热器，塔底再沸器，塔顶产品冷却器等进行选型。(4)塔顶冷凝器设计选型根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝器进行选型设计。4.编写设计说明书设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果；对所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图和计算机程序框图和原程序。5.注意事项:1.写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源;2.每项设计结束后,列出计算结果明细表;3.设计说明书要求字迹工整,装订成册上交;筛板式精馏塔设计方法一.工艺计算二.设备计算三.辅助设备计算四.塔体结构五.带控制点工艺流程图一．工艺计算主要内容是(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ms3表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。1、全塔物料衡算：FDWWDFWxDxFx塔顶产品易挥发组分回收率为：DXFXDF()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2、确定最小回流比一般是先求出最小回流比，然后根据min21.1RR,确定回流比Rmin是根据汽液相平衡方程yx11q线方程yqqxxqF11联立求得交点xq.yq，然后代入方程RxyyxDqqqmin其中利用t～x～y关系，并借助二次样条插入的方法，求得塔顶塔底的温度，进而求取全塔的平均温度，从而可以根据全塔平均温度求取全塔平均相对挥发度。式中：R—回流Rmin—最小回流比—全塔平均相对挥发度3.理论板数和实际板数的确定（1）逐板法计算理论板数，交替使用操作线方程和相平衡关系。精馏段操作线方程：yLLDxDLDxnnD1提馏段操作线方程：yLqFLqFWxWLqFWXnnw1xynn1(利用操作线方程)yxnn(利用相平衡关系)（2）塔顶冷凝器的类型(i)当塔顶为全凝器时,dXy1则自第一块塔板下降的液相组成X1与Y1成相平衡，故可应用相平衡方程由Y1计算出X1，自第二块塔板上升蒸汽组成Y2与X1满足操作线方程，由操作线方程以X1计算得出Y2.(ii)当塔顶为分凝器时,KXXd0先求出分凝器内与Xd成相平衡的X0,再由操作线方程以X0计算得出Y1，然后由相平衡方程由Y1计算出X1，如此交替地使用操作线方程和相平衡关系逐板往下计算，直到规定的塔底组成为止，得到理论板数和加料位置。（3）加料板位置的确定求出精馏段操作线和提馏段操作线的交点xyqq、，并以xq为分界线，当交替使用操作线方程和相平衡关系逐板往下计算到xxxxnqnq且1时，就以第n块板为进料板。（4）实际板数的确定板效率：利用奥康奈尔的经验公式ETL0490245..其中：—塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度L—塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度,mpas对于多组分的液相粘度：LiLixLi—液态组分i的粘度,mpasxi—液相中组分i的摩尔分率实际理论板数NNET实理4、塔的气液负荷计算(1)、精馏段气液负荷计算VRD1LRDVVMSVmVm3600LLMSLmLm3600V—塔内气体摩尔流量kmol/hVs—塔内气体体积流量ms3MVm、MLm—分别为精馏段气相平均分子量、液相平均分子量VmLm、—分别为精馏段气相平均密度、液相平均密度kgm3(2)、提馏段气液负荷计算(同上)5、热量衡算总热量衡算QQQQQQVWLBFR式中：QQQQQQVWLBFR、、、、、分别是塔顶蒸汽带出的热量、塔底产品带出的热量、塔设备的热损失、塔釜加热量、进料带入的热量、回流带入热量、其中：塔设备的热损失QQLB01.再沸器热负荷QQQQQBVWRF11.冷凝器热负荷QQQQCVDRQQCD、—分别为塔顶冷凝器带走热量、塔顶产品带走热量二．塔和塔板主要工艺尺寸的设计它包括板间距的初估，塔径的计算，塔板液流型式的确定，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，塔板布置和筛板的筛孔和开孔率，最后是水力校核和负荷性能图。1、板间距HT的初估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1板间距与塔径关系塔径D,m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.0塔板间距HTmm200～300250～350350～450450～6002、塔径D的初估与圆整根据流量公式计算塔径，即DVuS4式中Vs—塔内的气相流量，ms3u—空塔气速，m/suu0608.~.maxuCLVVmaxumax—最大空塔气速，m/sLV、—分别为液相与气相密度，kgm3负荷系数2.02020CC(C20值可由Smith关联图求取)由上式算出的塔径按部颁发塔盘标准圆整，圆整后的塔径除了必须满足板间距与塔径的关系外，还须进行空塔气速校核。5.0232323220)(])(ln)43196.049123.0088307.007291.0(ln)3212.139.1079.0474675.0(4695.65496.56562.1531.4exp[VLvLTvvVLLhHZLZZZLZZZZZZC3、液流型式的选择液体在板上的流动型式主要有，U型流、单流型、双流型和阶梯流型等，其中常选择的则为单流型和双流型。（图见附录1）表2、选择液流形式参考表塔径流体流量m3/hMmU形流型单流型双流型阶梯流型6005以下5～259007以下7～5010007以下45以下12009以下9～7014009以下70以下150010以下70以下200011以下90以下90～160300011以下110以下110～200200～300400011以下110以下110～230230～350500011以下110以下110～250250～400600011以下110～250250～450应用场合用于较低液气比一般应用高液气比和大型塔板极高液气极大型塔板4、溢流堰（出口堰）的设计(1).堰长Wl:依据溢流型式及液体负荷决定堰长,单溢流型塔板堰长lW一般取为(0.6～0.8)D；双溢流型塔板，两侧堰长取为(0.5～0.7)D，其中D为塔径(2).堰上液层高度hOW：堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压强增大，物沫夹带增加。对平直堰，设计时hOW一般应大于0.006m，若低于此值应改用齿形堰。hOW也不宜超过0.06～0.07m，否则可改用双溢流型塔板。平直堰的hOW按下式计算hELlOWhW284100023.式中Wl—堰长,m;Lh—塔内液体流量，mh3E—液流收缩系数，查图求取。一般可取为1，误差不大齿形堰hOW不超过齿顶时2517.1WnSOWlhLhhOW超过齿顶时2525735.0nOWOWnWShhhhlLSL—塔内液体流量,Sm3nh—齿深,m;可取为0.015m(3).堰高Wh堰高与板上液层高度及堰上液层高度的关系：OWLWhhh5、降液管的设计（1）、降液管的宽度dW与截面积fA可根据堰长与塔径比值DlW，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3～5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AHLfTS—液体在降液管中的停留时间，sAf—降液管截面积，m3（2）.降液管底隙高度hO为保证良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取为hhOW00060012.~.