化工原理課程設(shè)計(jì)-zqppt課件VIP

化工原理課程設(shè)計(jì) 板式精餾塔設(shè)計(jì) 常州大學(xué)石油化工學(xué)院 基礎(chǔ)化工部 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(jì)任務(wù)書 基礎(chǔ)設(shè)計(jì)數(shù)據(jù) 1 處理能力 50000t a 年工作按8000小時(shí)計(jì) 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(diǎn)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) 760mmHg 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(diǎn)工藝流程圖 完成精餾塔工藝設(shè)計(jì)以及有關(guān)附屬設(shè)備的計(jì)算與選型 繪制塔板結(jié)構(gòu)簡圖 編制設(shè)計(jì)說明書 1 精餾塔工藝設(shè)計(jì)內(nèi)容 全塔物料恒算 確定回流比 確定塔徑 實(shí)際板數(shù)及加料板位置 2 精餾塔塔板工藝設(shè)計(jì)內(nèi)容 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì) 流體力學(xué)計(jì)算 負(fù)荷性能圖 工藝尺寸裝配圖 3 換熱器設(shè)計(jì) 確定冷熱流體流動(dòng)方式以及換熱器結(jié)構(gòu) 進(jìn)行換熱器的熱負(fù)荷計(jì)算 根據(jù)換熱面積初選換熱器 帶控制點(diǎn)工藝流程圖用A3圖紙畫塔工藝條件圖 帶管口 用A3紙畫其余工藝設(shè)計(jì)圖用坐標(biāo)紙 課程設(shè)計(jì)的要求 注意事項(xiàng) 寫出詳細(xì)計(jì)算步驟 并注明選用數(shù)據(jù)的來源每項(xiàng)設(shè)計(jì)結(jié)束后 列出計(jì)算結(jié)果明細(xì)表設(shè)計(jì)說明書要求字跡工整 裝訂成冊(cè)上交 計(jì)算說明書目錄 設(shè)計(jì)任務(wù)書帶控制點(diǎn)工藝流程圖與工藝說明精餾塔工藝計(jì)算塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)精餾塔工藝條件圖換熱器的選型符號(hào)說明結(jié)束語參考文獻(xiàn)附錄 常壓分離環(huán)己醇 苯酚連續(xù)操作篩板精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算示例 1 設(shè)計(jì)任務(wù)書按要求填入處理量和進(jìn)料組成2 帶控制點(diǎn)工藝流程圖與工藝說明 1 帶控制點(diǎn)工藝流程圖 參考課程設(shè)計(jì)P14圖1 3 2 操作壓力的選擇 3 加料狀態(tài)的選擇 4 工藝流程敘述 3 精餾塔工藝計(jì)算 3 1相平衡關(guān)系 利用安托因方程計(jì)算 參考化原P184 logP A B t C 列出數(shù)據(jù)表1 在表后寫出計(jì)算示例 表1苯 甲苯常壓相平衡數(shù)據(jù) 說明 平均相對(duì)揮發(fā)度為5 62 3 2繪制t x y 圖及y x圖在坐標(biāo)紙上繪圖 大小要求t x y 圖為10 10cm y x圖為20 20cm 對(duì)于環(huán)己醇 苯酚體系 表2物料衡算表 3 3全塔物料衡算 化原設(shè)計(jì)p146 料液平均分子量 Mm 0 3 100 0 7 94 95 8進(jìn)料流量 F 50000 103 8000 95 8 65 24kmol hF D WD 19 5kmol hFxF DxD WxwW 45 74kmol h 3 4實(shí)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(jì)算最小理論板數(shù)Nmin q 1 xe xFye f xe 由y x圖得出 利用吉利蘭關(guān)聯(lián)圖 化原P200 計(jì)算NT R如下表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 Rmin6個(gè)點(diǎn) 一般R取1 2 2Rmin 曲線不太陡的位置 在y x圖上 利用圖解法求得NT 加料板位置nT 3 圖解法求理論板數(shù)及加料板位置 4 實(shí)際板數(shù)及加料板位置的確定 由t x y 圖查tD tW tF 其中tD查露點(diǎn)線 因?yàn)閤D y1 tW查泡點(diǎn)線 tF查泡點(diǎn)線 由此平均溫度查表得液體粘度 i和 由此平均溫度查t x y 圖得進(jìn)料的xi 全塔效率由奧康奈爾O connell關(guān)聯(lián)式計(jì)算 化原p212圖5 38或化原下P118圖10 20 表4塔板數(shù)求取小結(jié) 包括板間距的初估 塔徑的計(jì)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(jì)算 降液管的選型及系列參數(shù)的計(jì)算 塔板布置和篩板的篩孔和開孔率 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(jì) 篩板塔板 優(yōu)點(diǎn) 結(jié)構(gòu)簡單 造價(jià)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 3 8mm 大孔徑篩板 12 25mm lw WD 4 1設(shè)計(jì)參數(shù)的計(jì)算 以塔頂?shù)谝粔K板為依據(jù) 液相密度 L 950kg m3 化原p319有機(jī)液體相對(duì)密度圖 氣相密度 V PM RT 2 92kg m3液相表面張力 32dyn cm 化原p321有機(jī)液體表面張力 氣相流量VS R 1 DM 3600 V 0 408m3 s液相流量LS RDM 3600 L 0 000684m3 s 參見 化工原理課程設(shè)計(jì) P147 149 4 2初估塔徑 取板間距HT 350mm 化原設(shè)計(jì)p103 板上液層厚度hL 0 07m 化原設(shè)計(jì)p104 則HT hL 0 28m 塔板間距和塔徑的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系 化原下冊(cè)P129 說明 工業(yè)塔中 板間距范圍200 900mm 兩相流動(dòng)參數(shù)FLV 則液泛氣速 對(duì)于篩板塔 浮閥 泡罩塔 可查圖 C20 HT FLV C20 20dyn cm時(shí)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 篩板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖 化原下冊(cè)P129圖10 42 取操作氣速u 0 6 0 8 uf 0 75uf 0 893m s則氣體流通面積An VS u 0 457m2 選取單溢流塔盤 化原設(shè)計(jì)p105圖3 4 取lw D 0 7 查 化工原理 下冊(cè) P127圖10 40或化原設(shè)計(jì)p108圖3 10 得Af AT 0 088Af指弓形降液管截面積 則塔截面積 塔徑D 圓整為0 8m 說明 計(jì)算塔徑需圓整 系列化標(biāo)準(zhǔn) 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 0 1 2 1 4 1 6 1 8 2 0m等 由此重新計(jì)算 AT 0 785D2 0 5024m2Af 0 088AT 0 0442m2An AT Af 0 4582m2u VS An 0 89m s實(shí)際泛點(diǎn)百分率 u uf 100 75 注意 1 必須用圓整后的D重新計(jì)算確定實(shí)際的氣體流通截面積 實(shí)際氣速及泛點(diǎn)率 2 校核HT與D的范圍 D 塔徑hw 堰高h(yuǎn)ow 堰上液層高度HT 板間距ho 降液管底隙高度Hd 降液管內(nèi)液面高度 Hd 溢流裝置 10 20cm 4 3塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì) 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 化工原理課程設(shè)計(jì) P104 111 P150 液流型式選取參考表 降液管形式和底隙降液管 弓形 圓形 降液管截面積 由Af AT 0 06 0 12確定 底隙h0 通常在40 60mm 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 平直堰及平型受液盤 lw 0 7D 0 56m堰上液層高度堰高h(yuǎn)w hL how 0 06238m液管底隙高度ho hw 0 006 0 05638m 要求 注 將算出的結(jié)果標(biāo)在溢流裝置圖上 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 受液區(qū)和降液區(qū)一般兩區(qū)面積相等 入口安定區(qū)和出口安定區(qū) 化原設(shè)計(jì)p106 說明 溢流裝置圖和塔盤布置圖畫在一張坐標(biāo)紙上 上下排列 取篩孔直徑do 3 8 mm 孔徑比t d0 3 5由lw D 0 7 查 化工原理 下冊(cè) P127圖10 40得Wd D 0 15 則Wd 0 15D 0 12mx D 2 Wd Ws 0 21mr D 2 Wc 0 36m 鼓泡區(qū)面積 開孔率 A0 Aa 0 907 d0 t 2 0 074篩孔面積A0 Aa 0 021m2篩孔氣速u0 VS A0 19 43m s篩孔數(shù)目n 4A0 d02 1672個(gè) 有效傳質(zhì)區(qū) 4 4塔板流體力學(xué)校核 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(shí) 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h 孔口處表面張力 可用清液柱高度表示 a 干板阻力hd 化工原理課程設(shè)計(jì) P111 115 P151 153 查得孔流系數(shù)C0 0 75 則 取板厚 3mm 化工原理課程設(shè)計(jì) P112 圖3 14 b 液層阻力hl 查圖得充氣系數(shù) 0 58 于是 化工原理課程設(shè)計(jì) P112 圖3 15 說明 1 若塔板阻力過大 可增加開孔率或降低堰高 2 對(duì)于常壓和加壓塔 塔板阻力一般沒有什么特別要求 3 對(duì)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(jì) 故塔板阻力 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氣體液沫夾帶分率 夾帶的液體流量占橫過塔板液體流量的分?jǐn)?shù) 故有 方法1 利用費(fèi)爾關(guān)聯(lián)圖 由和實(shí)際泛點(diǎn)百分率0 75 查得 0 08 進(jìn)而求出ev 0 047 0 1 ev的計(jì)算方法 化原下冊(cè)P132圖10 47 方法2 用Hunt經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)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 1kg液體 kg氣體 3 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(jì) 當(dāng)不可忽略時(shí) 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(shí) b 液體通過降液管阻力 hf 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(duì)不易起泡物系 易起泡物系 而Hd 0 34 HT hw 0 41 4 液體在降液管中停留時(shí)間校核目的 避免嚴(yán)重的氣泡夾帶降低板效率 停留時(shí)間 要求 說明 停留時(shí)間過小 可增加降液管面積或增大塔板間距 a 計(jì)算嚴(yán)重漏液時(shí)干板阻力hd b 計(jì)算漏液點(diǎn)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(diǎn)氣速uow 發(fā)生嚴(yán)重漏液時(shí)篩孔氣速 穩(wěn)定系數(shù) 要求 c 計(jì)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寸 又按前述各款進(jìn)行了流體力學(xué)驗(yàn)算之后 便可確認(rèn)所設(shè)計(jì)的塔板能在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下正常操作 此時(shí) 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(dòng)范圍 這個(gè)范圍通常以塔板負(fù)荷性能圖的形式表示 1 漏液線 氣相負(fù)荷下限線 第一點(diǎn) Lh LS 0 000684 3600 2 46m3 hVh A0uow 3600 491 4m3 h第二點(diǎn) 取Lh 10m3 h 同樣可以計(jì)算得到 uow 7 5m s 則Vh A0uow 3600 567m3 h 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(diǎn)氣速 2 過量液沫夾帶線 氣相負(fù)荷上限線 第一點(diǎn)取液氣比與操作點(diǎn)相同 令ev 0 1則夾帶分率由FLV及 查圖得泛點(diǎn)率為0 88則un 0 88 uf 0 88 1 19 1 05m s于是相應(yīng)的氣液流量為 Vh unAn 3600 1732 0m3 hLh LS VS Vh 2 4m3 h 規(guī)定 ev 0 1 kg液體 kg氣體 為限制條件 第二點(diǎn)取液氣質(zhì)量比LS L VS V 2 0 令ev 0 1計(jì)算夾帶分率 0 048同樣計(jì)算FLV 0 11 查得泛點(diǎn)率為0 92由FLV及 HT hL 查圖得C20 0 053則液泛氣速于是Vh un An 3600 1593 4m3 hLh 2Vh L V 9 8m3 h 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(dòng)是噴射狀 將液體分散并可攜帶一部分液沫流動(dòng) 3 液相負(fù)荷下限線 對(duì)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(duì)于液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的起碼要求 對(duì)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(shí)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(shí) 破壞塔的正常操作 第一點(diǎn)取Lh 10m3 h Lh max則 hf 0 153 LS lwh0 2 0 0012mhl hw how 0 0532m于是液泛時(shí)的干板壓降為hd HT hw hw how hf hl 0 132m則孔速為于是相應(yīng)的氣相流量Vh u0A0 3600 1645 1m3 h 第二點(diǎn)取Lh 25m3 h Lh max同樣計(jì)算得 how 0 0357m hf 0 0074mhl 0 0638m于是hd 0 0988m則孔速u0 18 83m s于是相應(yīng)的氣相流量Vh u0 A0 3600 1423 2m3 h 塔的操作彈性為 液泛現(xiàn)象 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 塔板結(jié)構(gòu)計(jì)算結(jié)果匯總 項(xiàng)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 浮閥 個(gè)數(shù) 個(gè)孔速 m s開孔率 板壓降 mmH2O降液管內(nèi)液體停留時(shí)間 s降液管內(nèi)液體清液層高度 mm泛點(diǎn)率 操作彈性 塔頂空間HD 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1 1 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10 15分鐘的儲(chǔ)量 以保證塔釜料液不致迅速排完 一般取2 0 2 5m 5 1塔體總高 5 精餾塔工藝條件圖 按比例畫 課程設(shè)計(jì)書p19圖1 5 1 6 人孔 一般每隔6 8層塔板設(shè)一人孔 供安裝 檢修用 人孔處板間距 600mm 人孔直徑一般為450 550mm 其伸出塔體的筒體長為200 250mm 人孔中心距操作平臺(tái)約800 1200mm 塔高 H n nF np 1 HT nFHF nPHp HD HBn 實(shí)際塔板數(shù) nF 進(jìn)料板數(shù)HF 進(jìn)料板處板間距 mnP 人孔數(shù)Hp 人孔處的板間距 mHD 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 進(jìn)料板可取2塊 進(jìn)料板處間距取1000mm 1 塔頂氣相管徑dp塔頂氣相出口流速uv與塔的操作壓力有關(guān) 常壓可取12 20m s 減壓可取20 30m s 5 2精餾塔配管的計(jì)算 課程設(shè)計(jì)書p142 2 回流液管徑dR回流量前已算出 自回流的流速范圍為0 2 0 5m s 若用泵輸送回流液 流速uR可取1 1 5m s 3 加料管徑dF料液由泵送時(shí)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 2 0m 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(jì)算的管徑 均應(yīng)圓整到相應(yīng)規(guī)格的管徑 有