板式精餾塔項目設(shè)計方案

1 板式精餾塔設(shè)計方案 第三節(jié) 精餾方案簡介 (1) 精餾塔的物料衡算； (2) 塔板數(shù)的確定： (3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物件數(shù)據(jù)的計算； (4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算； (5) 塔板主要工藝尺寸的計算； (6) 塔板的流體力學(xué)驗算： (7) 塔板負(fù)荷性能圖； (8) 精餾塔接管尺寸計算； (9) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖； (10) 繪制精餾塔設(shè)計條件圖； (11) 對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。 設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明 原料液由泵從原料儲罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱至 84 后送入連續(xù) 板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽 流采用強制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至 25 后送至產(chǎn)品槽；塔釜 采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。 第四節(jié)：精餾工藝流程草 圖及說明 一 、流程方案的選擇 2 1. 生產(chǎn)流程方案的確定： 原料主要有三個組分： 生產(chǎn)方案有兩種：（見下圖 A， B）如任務(wù)書規(guī)定： W% 100 （ A ）=C。 B ）。3原料料圖（ A）為按揮發(fā)度遞減順序采出，圖（ B）為按揮發(fā)度遞增順序采出。在基本有機化工生產(chǎn)過程中，按揮發(fā)度遞減的順序依次采出餾分的流程較常見。因各組分采出之前只需一次汽化和冷凝，即可得到產(chǎn)品。而圖（ B）所示方法中，除最難揮發(fā)組分外。其它組分在采出前需經(jīng)過多次汽化和冷凝才能得到產(chǎn)品，能量（熱量和冷量）消耗大。并且，由于物料的內(nèi)循環(huán)增多，使物料處理量加大，塔徑也相應(yīng)加大，再沸器、冷凝器的傳熱 面積相應(yīng)加大，設(shè)備投資費用大，公用工程消耗增多，故應(yīng)選用圖（ A）所示的是生產(chǎn)方案。 在工藝流程方面，主要有深冷分離和常溫加壓分離法。脫乙烷塔，丙烯精制塔采用常溫加壓分離法。因為 常壓下沸點較低呈氣態(tài)采用加壓精餾沸點可提高，這樣就無須冷凍設(shè)備，可使用一般水為冷卻介質(zhì)，操作比較方便工藝簡單，而且就精餾過程而言 ,獲得高壓比獲得低溫在設(shè)備和能量消耗方面更為經(jīng)濟(jì)一些，但高壓會使釜溫增加，引起重組分的聚合，使烴的相對揮發(fā)度降低，分離難度加大?？墒巧罾浞蛛x法需采用制冷劑來得到低溫，采 用閉式熱泵流程，將精餾塔和制冷循環(huán)結(jié)合起來，工藝流程復(fù)雜。綜合考濾故選用常溫加壓分離法流程。 二、 工藝特點： 1、 脫乙烷塔：根據(jù)原料組成及計算 :精餾段只設(shè)四塊浮伐 塔板 ,塔頂采用分凝器、全回流操作 2、 丙烯精制塔：混合物借 精餾法進(jìn)行分離時它的難易程度取決于 混合物的沸點差即 取決于他們的相對揮發(fā)度 丙烷丙烯 的 3 沸點僅相差 5 6所以他們的分離很困難 ,在實際分離中為了能夠用冷卻水來冷凝丙烯的蒸氣經(jīng)常把 0大氣壓下操作，丙烷丙烯相對揮發(fā)度幾乎接近于 1 在這種情況下，至少需要 120塊塔板才能達(dá)到 分離目的。建造這樣多板數(shù)的塔， 高度在 45米以上是很不容易 的，因 而通常多以兩塔串連應(yīng)用，以降低塔的高度。 三、操作特點： 1、 壓力：采用不凝氣外排來調(diào)節(jié)塔內(nèi)壓力，在其他條件不變的情況下，不凝氣排放量越大、塔壓越低：不凝氣排放量越小、塔壓越高。正常情況下壓力調(diào)節(jié)主要靠調(diào)節(jié)伐自動調(diào)節(jié)。 2、塔低溫度：恒壓下，塔低溫度是調(diào)節(jié)產(chǎn)品質(zhì)量的主要手段，釜溫是釜壓和物料組成決定的，塔低溫度主要靠重沸器加熱汽來控制。當(dāng)塔低溫度低于規(guī)定值時，應(yīng)加大蒸汽用量以提高釜液的汽化率塔低溫度高于規(guī)定值時，操作亦反。 四 、改革措施： 丙烯精制塔頂冷卻器由四臺串聯(lián)改為兩臺并聯(lián)，且每臺冷卻器設(shè)計時采用的材質(zhì)較好，管束較多，傳熱效果好。 五、設(shè)想 ： 若本裝置采用 樣可以使操作 者一目了然，可以達(dá)到集中管理，分散控制的目的。能夠使信息反饋及時，使裝置平穩(wěn)操作，提高工作效率 。為了降低能耗丙烯塔可以采用空冷 。 第五節(jié)：精餾 工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計 精餾塔的工藝設(shè)計計算，包括塔高、塔徑、塔板各部分尺寸的設(shè)計計算，塔板的布置，塔板流體力學(xué)性能的校核及繪出塔板的性能負(fù)荷圖。 1 物料衡算與 操作線方程 通過全塔物料衡算，可以求出精餾產(chǎn)品的流量、組成和進(jìn)料流量、組成之間的關(guān)系。物料衡算主要解決以下問題： （ 1）根據(jù)設(shè)計任務(wù)所給定的處理原料量、原料濃度及分離要求（塔頂、塔底產(chǎn)品的濃度）計算出每小時塔頂、塔底的產(chǎn)量； 4 （ 2）在加料熱狀態(tài) q 和回流比 R 選定后，分別算出精餾段和提餾段的上升蒸汽量和下降液體量； （ 3）寫出精餾段和提餾段的操作線方程，通過物料衡算可以確定精餾塔中各股物料的流量和組成情況，塔內(nèi)各段的上升蒸汽量和下降液體量，為計算理論板數(shù)以及塔徑和塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)提供依據(jù)。 通常，原料量和產(chǎn)量都以 kg/h 或噸 /年來表示，但在理想板計算時均須轉(zhuǎn)換為h。在設(shè)計時，汽液流量又須用 m3/s 來表示。因此要注意不同的場合應(yīng)使用不同的流量單位。 2、塔物料衡算 F=D+W 代入數(shù)據(jù)為 64=D+W 64*65%=D*98%+W*2% 解得 D=h， W=h 塔內(nèi)氣、液相流量 精餾段： L=L+D 提留段： L=L+F, V=V 再沸器熱流量： 沸器加熱蒸汽 質(zhì)量流量： r/凝器熱流量： 凝器冷卻劑的質(zhì)量流量： c/Cv( 5 塔板數(shù)的計算 相對揮發(fā)度 利用試差法求相對揮發(fā)度 表壓 P=1620塔頂絕壓 A=理得 A=(=A=P=A=y A/理得 y B=B=B=y B/ X=y A/KA+y B/ 足 E 取 1 的條件 取 夜層高度 選取的堰高 定 10 w+流強度 Lh/00 降液管底隙液體流速 u=Ls/ss,符合要求 8. 塔板流動性能的校核 所得泛點率低于 不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶 計算干板阻力 11 由以上 3 個阻力之和求塔板阻力 = 12 h/,h=h 此為液相下限線 13 4、精餾塔主體設(shè)備設(shè)計計算 14 沸器 精餾塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸 式再沸器及強制循環(huán)再沸器。 （ 1）釜式式再沸器 如圖 6a） 和（ b）所示。（ a）是臥式再沸器，殼方為釜液沸騰，管內(nèi)可以加熱蒸汽。塔底液體進(jìn)入底液池中，再進(jìn)入再沸器的管際空間被加熱而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過再沸器內(nèi)的垂直擋板，作為塔底產(chǎn)物被引出。液體的采出口與垂直塔板之間的空間至少停留 8 10 分鐘，以分離液體中的氣泡。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應(yīng)有一分離空間，對于小設(shè)備，管束上方至少有 300的分離空間，對于大設(shè)備，取再沸器殼徑為管束直徑的 。 （ b）是夾 套式再沸器，液面上方必須留有蒸發(fā)空間，一般液面維持在容積的 70%左右。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中。 （ 2）熱虹吸式再沸器 如圖 6c）、（ D）、（ e）所示。它是依靠釜內(nèi)部分汽化所產(chǎn)生的汽、液混合物其密度小于塔底液體密度，由密度差產(chǎn)生靜壓差使液體自動從塔底流入再沸器，因此該種再沸器又稱自然循環(huán)再沸器。這種型式再沸器汽化率不大于 40%，否則傳熱不良。 （ 3）強制循環(huán)再沸器 如圖 6（ f）所示。對于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強制循環(huán)式再沸器，因流速大、停留時間短，便于控制和調(diào)節(jié)液體循環(huán) 量。 原料預(yù)熱器和產(chǎn)品冷卻器的型式不象塔頂冷凝器和塔底再沸器的制約條件那樣多，可按傳熱原理計算。 15 圖 6再沸器的型式 路尺寸的確定、管路阻力計算及泵的選擇 接管直徑 各接管直徑由流體速度及其流量，按連續(xù)性方程決定，即： 4 （ 6中： 流體體積流量， s； u 流體流速， m/ s； d 管子直徑， m。 （ 1）塔頂蒸氣出口管徑 蒸氣出口管中的允許氣速 不產(chǎn)生過大的壓降，其值可參照表 6 表 6氣出口管中允許氣速參照表 操作壓力（絕壓） 常壓 1400 6000 6000 汽速度 /m/s 12 20 30 50 50 70 （ 2）回流液管徑 凝器安裝在塔頂時，冷凝液靠重力回流，一般流速為 s，速度太大，則冷凝器的 高度也相應(yīng)增加。用泵回流時，速度可取 s。 （ 3）進(jìn)料管徑 液由高位槽進(jìn)塔時，料液流速取 s。由泵輸送時，流速取為 .5 m/s。 （ 4）釜液排除管徑 液流出的速度一般取 s。 16 （ 5）飽和水蒸氣管 飽和水蒸氣壓力在 295壓）以下時，蒸氣在管中流速取為 20 40m/s；表壓在 785 下時，流速取為 40 60m/s；表壓在 2950 上時，流速取為 80m/s。 加熱蒸氣 鼓泡管 加熱蒸氣鼓泡管（又叫蒸氣噴出器）若精餾塔采用直接蒸氣加熱時，在塔釜中要裝開孔的蒸氣鼓泡管。使加熱蒸氣能均勻分布與釜液中。其結(jié)構(gòu)為一環(huán)式蒸氣管，管子上適當(dāng)?shù)拈_一些小孔。當(dāng)小孔直徑小時，汽泡分布的更均勻。但太小不僅增加阻力損失，而且容易堵塞。其孔直徑一般為 5 10距為孔徑的 510 倍。小孔總面積為鼓泡管橫截面積的 ，管內(nèi)蒸氣速度為 20 25m/s。加熱蒸氣管距釜中液面的高度至少在 上，以保證蒸氣與溶液有足夠的接觸時間。 離心泵的選擇 離心泵的選擇，一般可按下列的方法與步驟 進(jìn)行： （ 1）確定輸送系統(tǒng)的流量與壓頭 液體的輸送量一般為生產(chǎn)任務(wù)所規(guī)定，如果流量在一定范圍內(nèi)波動，選泵時應(yīng)按最大流量考慮。根據(jù)輸送系統(tǒng)管路的安排，用柏努利方程計算在最大流量下管路所需的壓頭。 （ 2）選擇泵的類型與型號 首先應(yīng)根據(jù)輸送液體的性質(zhì)和操作條件確定泵的類型，然后按已確定的流量 然，選出的泵所提供的流量和壓頭不見得與管路要求的流量 壓頭 全相符，且考慮到操作條件的變化和備有一定的裕量，所選泵的流量和壓頭可稍大一點，但在該條件下對應(yīng) 泵的效率應(yīng)比較高，即點（ 標(biāo)位置應(yīng)靠在泵的高效率范圍所對應(yīng)的 線下方。另外，泵的型號選出后，應(yīng)列出該泵的各種性能參數(shù)。 （ 3）核算泵的軸功率 若輸送液體的密度大于水的密度時，可按,102核算泵的軸功率。 第六節(jié)：輔助設(shè)備的計算及選型 精餾裝置的主要附屬設(shè)備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、塔底再沸器、原料預(yù)熱器、直接蒸汽鼓管、物料輸送管及泵等。前四種設(shè)備本質(zhì)上屬換熱器，并多采用列管式換熱器，管線和泵屬輸送裝置。下面簡要介紹。 回流冷凝 器 按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流式和強制循環(huán)式。 （ 1）整體式 17 如圖 6-1(a)和 (b)所示。將冷凝器與精餾塔作成一體。這種布局的優(yōu)點是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，不便維修，當(dāng)需用閥門、流量計來調(diào)節(jié)時，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)致塔體過高。 該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場合。 圖 6冷凝器的型式 （ 2）自流式 如圖 6c）所示。將冷凝器裝在塔 頂附近的臺架上，靠改變臺架的高度來獲得回流和采出所需的位差。 （ 3）強制循環(huán)式 如圖 6D）、（ e）所示。當(dāng)冷凝器換熱面過大時，裝在塔頂附近對造價和維修都是不利的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠(yuǎn)的低處，用泵向塔提供回流液。 需指出的是，在一般情況下，冷凝器采用臥式，因為臥式的冷凝液膜較薄，故對流傳熱系數(shù)較大，且臥式便于安裝和維修。 管殼式換熱器的設(shè)計與選型 管殼式換熱器的設(shè)計與選型的核心是計算換熱器的傳熱面積，進(jìn)而確定換熱器的其它尺寸或選擇換熱器的型號。 體流動阻力（壓強降）的計算 （ 1）管程流動 阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。對于多程換熱器，其阻力 于各程直管阻力、回彎阻力及進(jìn)、出口阻力之和。一般情況下進(jìn)、出口阻力可忽略不計，故管程總阻力的計算式為 12()i t s pp p p F N N (6 18 式中 分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強降， 結(jié)垢校正因數(shù)，對 25管子取 對 192 管程數(shù)； 串聯(lián)的殼程數(shù)。 上式中直管壓強降 按第一章中介紹的公式計算；回彎管的壓強降 下面的經(jīng)驗公式估算，即 22 3 2(6（ 2）殼程流動阻力 殼程流動阻力的計算公式很多，在此介紹埃索法計算殼程壓強降 公式，即 0 1 2 Sp p p N S（ ） F(6式中 流體橫過管束的壓強降， 流體通過折流板缺口的壓強降， 殼程壓強降的結(jié)垢校正因數(shù)；液體可取 體可取 2 0102 02( 1 )22( 3 . 5 )2 f n (6式中 F 管子排列方法對壓強降的校正因數(shù)，對正三角形排列 F=轉(zhuǎn)角三角形為 方形為 殼程流體的摩擦系數(shù)； 橫過管束中心線的管子數(shù)； 可由下式估 算： 管子按正三角形排列： 6管子按正方形排列： 6式中 n 換熱器總管數(shù)。 折流擋板數(shù)； h 折流擋板間距； 按殼程流通截面積 算的流速， m/s，而 A0=h( 2 管殼式換熱器的選型和設(shè)計計算步驟 (1)計算并初 選設(shè)備規(guī)格 a確定流體在換熱器中的流動途徑 b根據(jù)傳熱任務(wù)計算熱負(fù)荷 Q。 c確定流體在換熱器兩端的溫度，選擇列管換熱器的形式；計算定性溫度， 19 并確定在定性溫度下的流體物性。 d計算平均溫度差，并根據(jù)溫度差校正系數(shù)不應(yīng)小于 原則，決定殼程數(shù)。 e依據(jù)總傳熱系數(shù)的經(jīng)驗值范圍，或按生產(chǎn)實際情況，選擇總傳熱系數(shù) K 值。 f由總傳熱速率方程 Q = 步計算出傳熱面積 S，并確定換熱器的基本尺寸（如 D、 L、 n 及管子在管板上的排列等），或按系列標(biāo)準(zhǔn)選擇設(shè)備規(guī)格。 （ 2）計算管程、殼程壓強降 根 據(jù)初定的設(shè)備規(guī)格，計算管程、殼程流體的流速和壓強降。檢查計算結(jié)果是否合理或滿足工藝要求。若壓降不符合要求，要調(diào)整流速，在確定管程數(shù)或折流板間距，或選擇另一規(guī)格的換熱器，重新計算壓強降直至滿足要求為止。 （ 3）核算總傳熱系數(shù) 計算管程、殼程對流傳熱系數(shù)，確定污垢熱阻 計算總傳熱系數(shù) K，比較 K 的初設(shè)值和計算值，若 K /K=初選的換熱器合適。否則需另設(shè) K 值，重復(fù)以上計算步驟。 第七節(jié)：設(shè)計結(jié)果一覽表 1、操作條件及物性系數(shù) 操作壓力： 塔頂 塔底 作溫度： 塔頂 塔底 名 稱 數(shù) 值 塔頂氣相密度 頂液相密度 相體積流量 相體積流量 20 塔頂液相表面張力 、 塔板主要工藝尺寸水力學(xué)核算 第八節(jié)：對本設(shè)計的評述 作為本學(xué)期難得的一次大型作業(yè)報告，我個人而言，收獲良多，首先是看到了自己的不足，例如一些以前學(xué)習(xí)過的內(nèi)容能夠得到復(fù)習(xí)，畢竟差不多一年過去了， 程內(nèi)容所教授的內(nèi)容，許多都已經(jīng)不記得了，通過這次大型課題報告，讓我們重新學(xué)習(xí)和掌握 程。而且由于類似這種大型作業(yè)報告，需要考慮多方面的問題，必須多方面考慮周全，所以這次作業(yè)，也讓我在做事方面想得更加周全，面面俱到，這對于 我們這些學(xué)生而言，是非常難得的。 21 本人參照了指導(dǎo)老師給我們的指導(dǎo)資料，并參考了其他學(xué)長的個人設(shè)計格式，查閱了較多的關(guān)于本專業(yè)的相關(guān)資料文獻(xiàn)，花費了不少的時間勉強完成了這個設(shè)計方案，但由于個人專業(yè)知識缺乏和時間上比較倉促，所以未能完成得很好。 通過這次課程設(shè)計使我充分理解到化工原理課程的重要性和實用性，更特別是對精餾原理及其操作各方面的了解和設(shè)計，對實際單元操作設(shè)計中所涉及的個方面要注意問題都有所了解。通過這次對精餾塔的設(shè)計，不僅讓我將所學(xué)的知識應(yīng)用到實際中，而且對知識也是一種鞏固和提升充實。在老師和同學(xué)的 幫助下，及時的按要求完成了設(shè)計任務(wù)，通過這次課程設(shè)計，使我獲得了很多重要的知識，同時也提高了自