塔板式精馏塔设计(图文表)

./〔一设计方案的确定本设计任务为乙醇-水混合物。设计条件为塔顶常压操作,对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。酒精精馏与化工精馏过程不同点就在于它不仅是一个将酒精浓缩的过程,而且还担负着把粗酒精中50多种挥发性杂质除去的任务,所以浓缩酒精和除去杂质的过程在酒精工业中称为精馏。物料中的杂质基本上是在发酵过程中生成的,只是很少数的杂质是在蒸煮和蒸馏过程中生成的。本次设计的精馏塔用板式塔,内部装有塔板、降液管、各种物料的进出口及附属结构〔如全凝器等。此外,在塔板上有时还焊有保温材料的支撑圈,为了方便检修,在塔顶还装有可转动的吊柱。塔板是板式塔的主要构件,本设计所用的塔板为筛板塔板。筛板塔的突出优点是结构简单造价低,合理的设计和适当的操作能使筛板塔满足要求的操作弹性,而且效率高,并且采用筛板可解决堵塞问题,还能适当控制漏液。设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属不易分离物系,最小回流比较小,采用其1.5倍。设计中采用图解法求理论塔板数,在溢流装置选择方面选择单溢流弓形降液管。塔釜采用间接蒸汽加热,塔顶产品经冷却后送至储罐。〔二精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量M乙醇=46kg/kmol纯水的摩尔质量M水=18kg/kmolxF==0.174xD==0.779xW==0.0022.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.174×46＋18×<1-0.174>=22.872kg/kmolMD=0.779×46＋18×<1-0.779>=39.812kg/kmolMW=0.002×46＋18×<1-0.002>=18.056kg/kmol3.物料衡算｛D==167.454kmol/h｛F=D+WF·xF=D·xD+W·xW解得F=756.464 kmol/h W=589.01kmol/h〔三塔板数的确定1.回流比的选择由任务书提供的乙醇-水物系的气液平衡数据绘出x-y图；由于设计中选用泡点式进料,q=1,故在图中对角线上自点a〔xD,xD作垂线,与Y轴截距oa=xD/<Rmin+1>=0.415即最小回流比Rmin=xD/oa-1=0.877取比例系数为1.5,故操作回流比R为R=1.5×0.877=1.3162.精馏塔的气液相负荷的计算L=RD=1.316×167.454=220.369kmol/hV=L+D=<R+1>D=2.316×167.454=387.823kmol/hL’=L+qF=220.369+756.464=976.833kmol/hV’=V+<q-1>F=V=387.823kmol/h3.操作线方程精馏段操作线方程为y=x+xD=x+×0.779即：y=0.568x+0.336提馏段操作线方程为y=x-xW=x-×0.002即：y=2.519x-0.0034.采用图解法求理论塔板数总理论塔板层数NT=13进料板位置NF=第10层5.全塔效率的计算查上图可知,tD=78.43 oC tW=99.53 oCt平均=tDtW=88.35oC塔顶 P乙醇=101.749KPa P水=44.607KPaα顶=2.281塔底 P乙醇=222.502KPa P水=99.754KPaα底=2.231α平均=α顶α底=2.256平均温度下μA=0.38mPa·sμB=0.323mPa·sμL=xAμA+<1-xA>μB=0.079×0.38+<1-0.079>×0.323=0.327mPa·s查蒸馏塔全塔效率图,横坐标为α平均μL=0.738可查得ET=52％6.实际板层数求取精馏段实际板层数N精=9/0.52=17.31≈18提馏段实际板层数N提=4/0.52=7.69≈8〔四精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.操作压力计算塔顶操作压力PD=101.3KPa单板压降△P=0.7kPa进料板压力PF=0.7×18+101.3=113.9kPa塔底操作压力PW=101.3+0.7×26=119.5kPa精馏段平均压力Pm=<101.3+113.9>/2=107.6kPa压力Pm=<113.9+119.5>/2=116.7kPa2.操作温度计算计算全塔效率时已知塔顶温度tD=78.43oC进料板温度tF=83.75oC塔底温度tW=99.53oC精馏段平均温度tm=<tD+tF>/2=<78.43+83.75>/2=81.09oC提馏段平均温度tm=<tW+tF>/2=<99.53+83.75>/2=91.64oC3.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.779查上图可得x1=0.741MVDm=0.779×46+<1-0.779>×18=39.812g/molMLDm=0.741×46+<1-0.741>×18=38.748g/mol进料板平均摩尔质量计算tf=83.74oC由yF=0.518查上图可得xF=0.183MVFm=0.518×46+<1-0.518>×18=32.504g/molMLFm=0.183×46+<1-0.183>×18=23.124g/mol精馏平均摩尔质量MVm=<MVDm+MVFm>/2=36.158g/molMLm=<MLDm+MLFm>/2=30.936g/mol4.平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算,即ρVm===1.321 kg/m3液相平均密度计算液相平均密度依1/ρLm=∑αi/ρi计算塔顶液相平均密度计算tD=78.43oC时ρ乙醇=740kg/m3 ρ水=972.742kg/m3ρLDm==758.14kg/m3进料板液相平均密度计算tF=83.75oC时ρ乙醇=735kg/m3 ρ水=969.363kg/m3ρLFm==868.554kg/m3塔底液相平均密度计算tW=99.53oC时ρ乙醇=720kg/m3 ρ水=958.724kg/m3ρLWm==957.137kg/m3精馏段液相平均密度计算ρLm=<ρLFm+ρLDm>/2=<758.14+868.554>/2=813.347kg/m3提馏段液相平均密度计算ρLm=<ρLFm+ρLWm/2=<957.137+868.554>/2=912.846kg/m35.液体平均表面张力计算液体平均表面张力依σLm=∑xiσi计算塔顶液相平均表面张力计算tD=78.43时 σ乙醇=62.866mN/mσ水=17.8mN/mσLDm=0.779×17.8+0.221×62.886=84.446mN/m进料板液相平均表面张力计算tF=83.75时 σ乙醇=61.889mN/mσ水=17.3mN/mσLFm=0.183×17.3+0.817×61.889=53.729mN/m塔底液相平均表面张力计算tW=99.53时 σ乙醇=58.947mN/mσ水=15.9mN/mσLWm=0.005×15.9+0.995×58.947=58.732mN/m精馏段液相平均表面张力计算σLm=<84.446+53.729>/2=69.088mN/m提馏段液相平均表面张力计算σLm=<58.732+53.729>/2=56.231mN/m6.液体平均粘度计算液体平均粘度依lgμLm=∑xilgμi计算塔顶液相平均粘度计算tD=78.43oC时μ乙醇=0.364mPa·s μ水=0.455mPa·slgμLDm=0.779lg<0.455>+0.221lg<0.364>=-0.363μLDm=0.436mPa·s进料液相平均粘度计算tF=83.75oC时μ乙醇=0.341mPa·s μ水=0.415mPa·slgμLFm=0.183lg<0.415>+0.817lg<0.341>=-0.452μLFm=0.353mPa·s塔底液相平均粘度计算tW=99.53oC时μ乙醇=0.285mPa·s μ水=0.335mPa·slgμLWm=0.002lg<0.335>+0.998lg<0.285>=-0.544μLWm=0.285mPa·s精馏段液相平均粘度计算μLm=<0.436+0.353>/2=0.395mPa·s提馏段液相平均粘度计算μLm=<0.285+0.353>/2=0.319mPa·s〔五精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气液相体积流率为VS==2.949m3/sLS==0.0023m3/s查史密斯关联图,横坐标为<>=<>1/2=0.0196取板间距HT=0.45m,板上液层高度hL=0.06m,则HT-hL=0.39m查图可得C20=0.08由C=C20<>0.2=0.08<69.088/20>0.2=0.103umax=C<ρL-ρV>/ρV =2.554m/s取安全系数为0.7,则空塔气速为u=0.7umax=1.788m/sD=4Vs/πu==1.39m按标准塔径元整后D=1.4m塔截面积AT=<π/4>×1.42=1.539㎡实际空塔气速为u=2.717/1.539=1.765m/s2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=〔N精-1HT=7.65m提馏段有效高度为Z提=〔N提-1HT=3.15m在进料板上方开一人孔,其高度为1m故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+1=7.65+3.15+1=11.8m〔六塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.4m,可选用单溢流弓形降液管堰长lW=0.7×1.4=0.98m2.溢流强度i的校核i=Lh/lW=0.0023×3600/0.98=8.449≤100~130m3/h·m故堰长符合标准3.溢流堰高度hW平直堰堰上液层高度how=E〔Lh/lW2/3由于Lh不大,通过液流收缩系数计算图可知E近似可取E=1how=×1×〔Lh/lW2/3=0.0119mhW=hL-how=0.06-0.0119=0.0481m4.降液管尺寸计算查弓形降液管参数图,横坐标lW/D=0.7可查得Af/AT=0.093Wd/D=0.151故 Af=0.093AT=0.143㎡ Wd=0.151Wd=0.211㎡留管时间θ=3600ATHT/LH=27.64s＞5s符合设计要求5.降液管底隙高度hohO=Lh/3600lWu0’=0.0023/0.98×0.08=0.03mhW-hO=0.0481-0.03=0.0181m＞0.006m6.塔板布置塔板的分块D=1400mm＞800mm,故塔板采用分块式。分为4块。边缘区宽度确定Ws=Ws’=0.065m,Wc=0.035m开孔区面积计算x=D/2-<Wd+Ws>=1.4/2-<0.211+0.065>=0.414mr=D/2-Wc=1.4/2-0.035=0.665m故Aa=2<x<r2-x2>+πr2/180sin-1<x/r>>=1.046㎡筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性。可选用δ=3mm碳钢板,取筛孔直径d=5mm。孔中心距t=3d=3×5=15mm2=5369个开孔率φ=0.907<d2/t2>=10.1％气体通过阀孔的气速为u0===30.541m/s〔七筛板的流体力学验算1.塔板压降干板阻力hc计算由c=0.790hc=0.051〔2<>=0.044气体通过液层阻力hlua=Vs/<AT-Af>=2.944/<1.539-0.143>=2.112m/sFo=2.112=2.428查充气系数关联图得β=0.55hl=βhL=β<hW+hOW>=0.55<0.0119+0.0481>=0.033m液柱液体表面张力所产生的阻力hσ计算hσ=4σL/ρLgd=4×56.231/<813.347×9.81×5>=0.00524mhp=hp+hl+hσ=0.124+0.033+0.00524=0.162m液柱每层塔板压降ΔPp=hpρLg=0.082×813.347×9.81=0.65KPa＜0.7KPa2.液沫夹带hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15m故ev=<2.112/<0.45-0.06>>3.2=0.0226＜0.1本设计中液沫夹带在允许范围内3.漏液筛板塔中,漏液点气速u0,min=4.4Co<<0.0056+0.13hL-hσ>ρL/ρV>0.5=7.714m/s实际孔速u0=30.541m/s＞u0,min稳定系数K=u0/u0,min=30.541/7.714=3.967＞1.5故本设计中无明显漏液4.液泛φ<HT+hw>=0.5×<0.45+0.0481>=0.249m液柱Hd=hp+hL+hd=0.162+0.06+0.001=0.223m液柱Hd≤φ<HT+hw>故在本设计中不会发生液泛现象〔八塔板负荷性能图1.漏液线Vs,min=0.367<4.071+54.119Ls2/3>0.5操作范围内任取Ls值,算出Vs值,列表如下Ls 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045Vs0.781 0.811 0.837 0.8642.液沫夹带线VsLs2/3操作范围内任取Ls值,算出Vs值,列表如下Ls 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045Vs 2.790 2.701 2.587 2.4913.液相负荷下限线how=E<3600Ls/lW>2/3=0.0119Ls,min=<0.0119×1000/2.84>3/20.98/3600=0.000476m3/s4.液相负荷上限线以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限θ=AfHT/Ls=4Ls,max=AfHT/4=0.143×0.33/4=0.0059m3/s5.液泛线0.0119Vs2=0.114-177L2s-1.048La2/3操作范围内任取Ls值,算出Vs值,列表如下Ls 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045Vs 2.991 2.897 2.759 2.6236.负荷性能图依据各线方程绘图如上,上限为液沫夹带控制,下限为漏液控制。读图可得：Vs,max=2.673m3/s Vs,min=0.789m3/s故操作弹性为Vs,max/Vs,min=2.673/0.789=3.389〔九精馏塔接管尺寸计算1.塔顶蒸汽出口管选uo=20m/sVD=387.823kmol/hMVDm=39.812g/molρVDm=PDMVDm/RTD=1.38kg/m3qm=VMVDm=15440kg/hqv=qm/ρVDm=3.11m3/sD=<4qv/πuo>0.5=445mm2.进料管uF=1.6m/s在35％乙醇—水溶液在45℃下密度ρ=927kg/m³MFm=46×0.174+18×<1.0.174>=21.072g/molF=756.464kmol/hqmF=FMFm=4.428kg/sqvF=4.78×10-3m3/sD=<4qvF/πuF>0.5=62mm3.回流管u=1.6m/sMm=39.812g/molL=220.369kmol/hqm=MmL=2.44kg/sρ=758.14kg/m³qv=3.22×10-3m3/sD=<4qv/πu>0.5=51mm4.塔釜出料管uw=1.6m/sMLWm=18.056g/molW=589.01kmol/hρ=957.37kg/m3qm=MLWmW=2.95kg/sqv=qm/ρ=3.08×10-3m3/sD=<4qv/πuw>0.5=50mm〔十计算结果一览表序号项目数值1平均温度,℃81.092平均压力,kPa107.6