海川化工论坛_常压二元精馏筛板塔设计

南阳理工学院 化 工 原 理 课 程 设 计 任 务 书 专业 班级 姓名 设计日期 年 月 日至 年 月 日 设计题目 常压二元精馏筛板塔设计 设计条件 水 乙醇体系 1 进料 F 6kmol h q 0 Xf 0 45 2 压力 p顶 4KPa 单板压降 0 7KPa 3 采用电加热 塔顶冷凝水采用 12 深井水 4 要求 Xd 0 88 Xw 0 01 5 选定 R Rmin 1 6 指导教师 年 月 日 前 言 在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收 解吸 精馏 萃取等单 元操作中 气液传质设备必不可少 塔设备就是使气液成两相通过精密接触 达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类 前者的代表是板式塔 后者的代表则为填料塔 在各种塔型中 当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀 塔 筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上 但由于对筛板的流体力学研 究很少 被认为操作不易掌握 没有被广泛采用 五十年代来 由于工业生 产实践 对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践 形成 了较完善的设计方法 筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点 生产能力大于 10 5 板效率提高产量 15 左右 而压降可降低 30 左右 另外筛板塔结 构简单 消耗金属少 塔板的造价可减少 40 左右 安装容易 也便于清理 检修 本次设计就是针对水乙醇体系 而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及 其辅助设备的选型 由于此次设计时间紧张 本人水平有限 难免有遗漏谬误之处 恳切 希望各位老师指出 以便订正 目 录 一 总体设计计算 1 1 气液平衡数据 1 2 物料衡算 1 3 操作线及塔板计算 1 4 全塔 Et 和 Np的计算 二 混合参数计算 2 1 混合参数计算 2 2 塔径计算 2 3 塔板详细计算 2 4 校核 2 5 负荷性能图 三 筛板塔数据汇总 3 1 全塔数据 3 2 精馏段和提馏段的数据 四 讨论与优化 4 1 讨论 4 2 优化 五 辅助设备选型 5 1 全凝器 5 2 泵 一 总体设计计算 1 1 汽液平衡数据 760mm Hg 乙醇 mol 温度 液相 X气相 Y 0 000 00100 1 9017 0095 5 7 2138 9189 0 9 6643 7586 7 12 3847 0485 3 16 6150 8984 1 23 3754 4582 7 26 0855 8082 3 32 7358 2681 5 39 6561 2280 7 50 7965 6479 8 51 9865 9979 7 57 3268 4179 3 67 6373 8578 74 74 7278 1578 41 89 4389 4378 15 1 2 物料衡算 1 1 1 已知 1 进料 F 6 kmol h q 0 Xf 0 45 2 压力 p顶 4KPa 单板压降 0 7KPa 3 采用电加热 塔顶冷凝水采用 12 深井水 4 要求 Xd 0 88 Xw 0 01 5 选定 R Rmin 1 6 D Xf Xw Xd Xw F 0 45 0 01 0 88 0 01 6 3 03 kmol h W F D 6 3 03 2 97 kmol h 查 y x 图得 Xd Rmin 1 0 218 Rmin 3 037 R 1 6Rmin 4 859 饱和蒸汽进料 q 0 L RD 4 859 3 03 14 723 kmol h V R 1 D 4 859 1 3 03 17 753 kmol h L L qF 14 723 0 6 14 723 kmol h V V 1 q F 17 753 1 0 6 11 753 kmol h 1 3 操作线及塔板计算 1 精馏段操作线 Y R X R 1 Xd R 1 Y 0 829X 0 150 2 提馏段操作线 Y L V X W V Xw Y 1 253X 0 00025 3 理论塔板的计算 利用计算机制图取得理论板数 Nt 29 33 块 其中精馏段塔板 Nt1 26 85 块 第 27 块为加料板 提馏段 Nt2 2 48 块 1 4 全塔 Et 和 Np的计算 1 精馏段 t t顶 t进 79 25 87 32 2 83 285 Xa 0 34 Xb 1 Xa 0 66 Ya 0 59 Yb 1 Ya 0 41 查得液体粘度共线图 a 0 382 cp b 0 592 cp L YaXb L XaYb 1 454 查得 Et1 0 49 L 0 245 0 5471 Np1 Nt1 Et1 49 08 2 提馏段 t t底 t进 2 99 9 87 32 2 93 61 Xa 0 045 Xb 1 Xa 0 955 Ya 0 27 Yb 1 Ya 0 730 查得液体粘度共线图 a 0 468cp b 0 532 cp L Xi i 0 045 0 468 0 955 0 532 0 5291 L YaXb L XaYb 4 15 查得 Et2 0 49 L 0 245 0 346 Np2 Nt2 Et2 7 17 Np Np1 Np2 49 08 7 17 56 25 圆整为 57 块 其中精馏段 49 块 提馏段 8 块 二 混合参数计算 2 1 混合参数计算 溶质 C2H5OH 分子量 Ma 46 07 kg kmol 溶剂 H2O 分子量 Mb 18 016 kg kmol a 0 789 g ml b 1 000 g ml 1 精馏段 进料板液体温度 t进 87 32 塔顶温度 t顶 79 25 tm 87 32 79 25 2 83 285 Xm 0 34 Ym 0 59 a 0 382cp b 0 592cp Ml Xm Ma 1 Xm Mb 0 34 46 07 1 0 34 18 016 27 55 kg kmol Mg Ym Ma 1 Ym Mb 0 59 46 07 1 0 59 18 016 34 56 kg kmol 质量分率 Wa XmMa Ml 0 34 46 07 27 55 0 6855 Wb 1 Wa 1 0 6855 0 3145 1 l Wa a Wb b 0 6855 0 789 0 3145 1 00 l 845 1 kg m3 P 105325Pa v PMg RT 105325 34 56 8314 273 15 79 25 v 1 2424 kg m3 2 提馏段 t进 87 32 t底 99 9 tm 93 61 Xm 0 045 Ym 0 27 Ml Xm Ma 1 Xm Mb 0 045 46 07 1 0 045 18 016 19 278 kg kmol Mg Ym Ma 1 Ym Mb 0 27 46 07 1 0 27 18 016 25 59 kg kmol 质量分率 Wa XmMa Ml 0 045 46 07 19 278 0 1275 Wb 1 Wa 1 0 1275 0 8725 1 l Wa a Wb b 0 1275 0 789 0 8725 1 l 1 0341 kg m3 P 105325Pa v PMg RT 105325 25 59 8314 273 15 93 16 v 0 8839 kg m3 a 58 46 dyn cm b 18 4 dyn cm X 0 688 58 46 1 0 688 18 4 45 96 dyn cm 2 2 塔径计算 1 精馏段 Ls L Ml 3600 l 442 03 27 55 3600 845 1 0 004 m s Vs V Mv 3600 v 543 39 34 56 3600 1 1952 4 365m s tm 83 285 此温度下液体的表面张力 a 18 2 dyn cm b 67 3 dyn cm Xm a 1 Xm b 0 34 18 2 0 66 67 3 50 606 两相流动参数 Flv Ls Vs l v 0 5 0 00013 0 137 845 1 1 2424 0 5 0 0247 初设 板间距 HT 0 5 m 清液层高度 HL 0 06m HT HL 0 44 m 查得 Cf 20 0 093 液气气相负荷因子 Cf 20 0 20 Cf 20 0 112 气体气速 un f Cf l v v 0 5 0 112 845 1 1 2424 1 2424 0 5 2 919 m s 空速 un 0 7un f 0 7 2 919 2 0433 m s 初估塔径 D Vs 0 785un 0 5 0 137 0 785 2 0433 0 5 0 292 m 圆整为 D 0 3 m uf vs 0 785 D2 0 137 0 785 0 32 1 939 m s 实际泛点百分率 uf un f 1 939 2 919 0 6643 2 提馏段 Ls L Ml 3600 l 14 723 19 278 3600 1034 1 0 000076 m s Vs V Mv 3600 v 11 753 25 59 3600 0 8839 0 0945 m s tm 93 61 此温度下液体的表面张力 a 18 2 dyn cm b 67 3 dyn cm Xm a 1 Xm b 0 045 18 2 0 955 67 3 65 091 两相流动参数 Flv Ls Vs l v 0 5 0 000076 0 0945 1034 1 0 8839 0 5 0 0275 初设 板间距 HT 0 5 m 清液层高度 HL 0 06m HT HL 0 44 m 查得 Cf 20 0 0947 液气气相负荷因子 Cf 20 0 20 Cf 20 0 1199 气体气速 un f Cf l v v 0 5 0 1199 1034 1 0 8839 0 8839 0 5 4 099 m s 空速 un 0 7un f 0 7 4 099 2 869 m s 初估塔径 D Vs 0 785un 0 5 0 0945 0 785 2 869 0 5 0 205 m 圆整为 D 0 25 m uf vs 0 785 D2 0 0945 0 785 0 252 1 926 m s 实际泛点百分率 uf un f 1 926 4 099 0 470 2 3 塔板的详细设计 1 流动型式 选取单溢流型 2 堰的计算 1 精馏段 堰长取 lw 0 6D 0 6 0 3 0 18 m 堰高 hw 0 04 m lh lw2 5 0 00013 3600 0 18 2 5 34 046 又 lw D 0 6 查得 E 1 03 堰上清液高 how 0 00284E Lh lw 2 3 0 00553 m 清液层高度 hl hw how 0 04 0 00553 0 04553 m 降液管底隙高 ho hw 0 008 0 032 m 2 提馏段 堰长取 lw 0 6D 0 6 0 25 0 15 m 堰高 hw 0 04 m lh lw2 5 0 00013 3600 0 15 2 5 53 705 又 lw D 0 6 查得 E 1 03 堰上清液高 how 0 00284E Lh lw 2 3 0 00137 m 清液层高度 hl hw how 0 04 0 00137 0 04137 m 降液管底隙高 ho hw 0 012 0 028 3 塔板的布置 1 精馏段 选取碳钢为筛板的材料 板厚 4 mm 孔径 do 6 mm 取孔中心距 t 18 mm t do 3 开孔率 Ao Aa 0 907 t do 2 0 1008 Ao 开孔面积 Aa 开孔区面积 Af 降液管截面积 At 空塔截面积 取外堰前的安定区 Ws1 0 02 m 取内堰前的安定区 Ws2 0 02 m 边缘区 Wc 20mm D 2 5m lw D 0 6 r D 2 Wc 0 3 2 0 02 0 13 m Wd 0 1 0 3 0 03 x D 2 Wd Ws 0 1 An 2 x r2 x2 0 5 r2arcsin x r 0 0463 开孔区面积 塔板面积 0 0463 0 785 0 32 0 6553 m2 筛孔总面积 A0 An 0 0463 0 1008 0 004667 m2 孔数 N A0 u 0 004667 0 785 0 0062 165 15 取整 N 166 孔 2 提馏段 选取碳钢为筛板的材料 板厚 4 mm 孔径 do 6 mm 取孔中心距 t 18 mm t do 3 开孔率 Ao Aa 0 907 t do 2 0 1008 Ao 开孔面积 Aa 开孔区面积 Af 降液管截面积 At 空塔截面积 取外堰前的安定区 Ws1 20mm 取内堰前的安定区 Ws2 20mm 边缘区 Wc 20mm D 2 5m lw D 0 6 r D 2 Wc 0 25 2 0 02 0 105 m Wd 0 1 0 25 0 025 x D 2 Wd Ws 0 08 An 2 x r2 x2 0 5 r2arcsin x r 0 030 开孔区面积 塔板面积 0 030 0 785 0 252 0 7856 m2 筛孔总面积 A0 An 0 030 0 1008 0 003024 m2 孔数 N A0 u 0 003024 0 785 0 0062 107 006 取整 N 108 孔 2 4 校核 1 精馏段 1 压降校核 4mm do 1 5 查图得 Co 0 78 Hc 干板压降 Co 孔流系数 下板阻力 Hc 0 051 v l Uo Co 2 Uo筛孔汽速 Uo Vs Ao 0 137 0 004667 29 355 Hc 01062 m 液柱 Hl 液层有效阻力 Fo 气相动能因子 Ua Vs At 2Af 0 137 0 063162 2 169 Fa Ua pv 0 5 2 4176 查表得 0 6 Hl hw how 0 6 0 04553 0 02732m 液柱 总压降 Hp Hl Hc 0 1335 m 液柱 0 6 kg 液 kg 气 合格 2 液沫夹带的校核 Ug 气体通过有效截面的面积的速率 Ug Vs At Af 2 0477 m s hf 板上鼓泡层高度 物系的起泡系数 hf hl 0 07167 m 0 6 Ev 5 7E10 3 Ug Ht hf 3 2 0 01392 kg 液 kg 汽 0 1 kg 液 kg 汽 不产生过量液沫夹带 合格 3 液泛校核 Hd降液管液面高度 hd液相流经降液管的阻力 hd 0 153 Ls lw ho 2 0 0000779 Hd hw how hd Hp 0 179 m 0 6 Hd 0 2984 m 0 44 m 合格 不会产生液泛 4 停留时间的校核 Af 0 003744 m2 Af Ht Ls 0 003744 0 5 0 004 27 91 3 5s 合格 5 漏液校核 h 表面张力压头 Uom 漏点气速 Co 孔流系数 h 4 9810 l do 0 00407 m 液柱 do 1 5 查图得 Co 0 78 Uom 4 4Co 0 0056 0 13hl h l v 0 5 6 381 m s K Uo Uom 4 6 1 5 操作弹性大 不会发生严重漏液 合格 2 提馏段 1 压降校核 4mm do 1 5 查图得 Co 0 78 Hc 干板压降 Co 孔流系数 下板阻力 Hc 0 051 v l Uo Co 2 Uo筛孔汽速 Uo Vs Ao 0 0945 0 003024 31 25 Hc 0 0700 m 液柱 Hl 液层有效阻力 Fo气相动能因子 Ua Vs At 2Af 2 153 Fa Ua pv 0 5 2 0239 查表得 0 6 Hl hw how 0 02482m 液柱 总压降 Hp Hl Hc 0 09482 m 液柱 0 6 kg 液 kg 气 合格 2 液沫夹带的校核 Ug 气体通过有效截面的面积的速率 Ug Vs At Af 2 032 m s hf 板上鼓泡层高度 物系的起泡系数 hf hl 0 04137 m 0 6 Ev 5 7E10 3 Ug Ht hf 3 2 0 01453 kg 液 kg 汽 0 1 kg 液 kg 汽 不产生过量液沫夹带 合格 3 液泛校核 Hd降液管液面高度 hd液相流经降液管的阻力 hd 0 153 Ls lw ho 2 0 0000501 Hd hw how hd Hp 0 1362 m 0 6 Hd 0 2270 m 0 44 m 合格 不会产生液泛 4 停留时间的校核 Af 0 0026 m2 Af Ht Ls 0 0026 0 5 0 000076 17 105 3 5s 合格 5 漏液校核 h 表面张力压头 Uom 漏点气速 Co 孔流系数 h 4 9810 l do 0 00428 m 液柱 do 1 5 查图得 Co 0 78 Uom 4 4Co 0 0056 0 13hl h l v 0 5 7 915 m s K Uo Uom 3 948 1 5 操作弹性大 不会发生严重漏液 合格 2 5 负荷性能图 1 精馏段 1 液相下限线 取 how 0 006 m E 1 04 how 0 00284E 3600ls lw 2 3 ls 0 000145 m3 s 2 液相上限线 取 5 s Af HT Ls Ls Af HT 0 5 0 003744 5 0 0003744 3 漏液线 hl hw how 0 04 2 155ls2 3 m Uom Vsmin A0 Vsmin 0 2028 Uom 4 4C0 0 0056 0 13hl h l v 0 5 Vsmin 0 016 4 578 190 56ls2 3 0 5 4 过量液沫夹带线 取 ev 0 1 E 1 04 hf 2 5hl 0 1 5 388Ls2 3 Ug Vs AT Af Vs 0 0669 ev 0 0057 Ug HT hf 3 2 Vs 0 459 6 176Ls2 3 5 液泛线 取 0 6 HT hw Hd Hd 0 4 0 04 0 6 0 7333 hd 0 153 Ls lw h0 2 4611 55Ls2 hc 0 051 Vs A0C0 2 v l 5 658Vs2 hl 0 024 1 293Ls2 3 hp hc hl 0 024 1 293Ls2 3 5 658Vs2 Hd 0 7333 hl hd hp 0 1 5 388Ls2 3 4611 55Ls2 5 658Vs2 Vs2 0 112 0 952Ls2 3 815 05Ls2 2 提馏段 1 液相下限线 取 how 0 006 m E 1 04 how 0 00284E 3600ls lw 2 3 ls 0 000121 m3 s 2 液相上限线 取 5 s Af HT Ls Ls Af HT 0 5 0 000076 5 0 0000076 3 漏液线 hl hw how 0 04 2 434ls2 3 m Uom Vsmin A0 Vsmin 0 003024 Uom 4 4C0 0 0056 0 13hl h l v 0 5 Vsmin 0 0104 7 628 370 19ls2 3 0 5 4 过量液沫夹带线 取 ev 0 1 E 1 04 hf 2 5hl 0 1 6 085Ls2 3 Ug Vs AT Af Vs 0 0465 ev 0 0057 Ug HT hf 3 2 Vs 0 151 2 291Ls2 3 5 液泛线 取 0 6 HT hw Hd Hd 0 4 0 04 0 6 0 7333 hd 0 153 Ls lw h0 2 8673 47Ls2 hc 0 051 Vs A0C0 2 v l 7 835Vs2 hl 0 024 1 4604Ls2 3 hp hc hl 0 024 1 4604Ls2 3 7 835Vs2 Hd 0 7333 hl hd hp 0 1 6 085Ls2 3 8673 47Ls2 73835Vs2 Vs2 0 081 0 7766Ls2 3 1107 02Ls2 三 筛板塔数据汇总 1 全塔数据 加料热状态 q最小回流比 Rmin回流比 R理论板数 Nt 03 0374 85929 33 实际板数 Np实际精馏板数实际提馏板数效率 5749854 71 加料 F加料浓度 Xf塔顶出料 D塔顶浓度 Xd 6kmol h0 453 030 88 塔底出料 W塔底浓度 Xw 2 970 01 2 精馏段与提馏段的数据 序号参数精馏段提馏段 1塔径 D m 0 30 25 2板间距 Ht m 0 50 5 3塔板型单流型单流型 4堰长 lw m 0 180 15 5空塔气速 U m s 2 04332 869 6堰高 hw m 0 040 04 7降液管底隙高度 ho m 0 0320 028 8安定区 Ws m 0 020 02 9边缘区 Wc m 0 020 02 10孔径 do m 0 0060 006 11孔间距 t m 0 0180 018 12孔数 个 166108 13开孔率0 10080 1008 14开孔面积 An m2 0 04630 030 15塔板压降 Hp m 0 13350 09482 16泛点百分率 66 4347 00 17板厚 m 0 0040 004 18操作弹性2 32 3 四 讨论与优化 4 1 讨论 从负荷性能图上观察 本设计对设计要求符合良好 设计点落与正常 工作区中间 操作弹性适宜 4 2 优化 通过反复优化才得到设计的最终的结果 观察负荷性能图 工作点状 态良好 操作弹性优良 通过在不断的优化过程中 得到以下几点经验 根据实际情况 在工业生产中 液相上下限由人为规定 且在超过最 大 最小液量仍能正常操作的情况还是存在的 对于因夹带不能正常操作的情况 一般先调 Ht 后调 D 其中 D 的调 整尤为灵敏 对于因液泛不能正常操作的情况 Ht 是灵敏因素 一般应判断液泛是 由于降液管阻力过大引起还是由于塔板阻力过大引起的 然后分别采用不同 措施调整降液管底隙或开孔率 若二者的调整不灵敏或已调整至上限 则应 加大板间距 应漏液不能正常操作的情况 一般只能减小开孔率 本设计由于为过量液沫夹带线控制 所以通过调整 Ht 与 D 来完成设 计要求 所以在提馏段取不等径塔及 Ht 0 8 来满足要求 五 辅助设备选型及校核 全凝器 塔顶全凝器采用逆流形式 为了便于冷凝 饱和蒸气 水和乙醇 走壳 程 冷凝水走管程 1 1 换热面积的估算 塔顶 t 78 05 水的汽化潜热 r 2310 39 kJ kg 乙醇的汽化潜热 r 597 kJ kg V 4 859 kmol h 87