塔板式精馏塔设计(图文表)VIP

1、.（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

2、。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

3、质量M 水 =18kg/kmol0.35 / 46xF= 0.35 / 460.65 / 18 =0.1740.9 / 46xD= 0.9 / 460.1 /18 =0.7790.005 / 18xW= 0.005/ 180.995 / 46 =0.0022. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M=0.174 4618(1-0.174)=22.872kg/kmolFM=0.779 4618(1-0.779)=39.812kg/kmolDM=0.002 4618(1-0.002)=18.056kg/kmolW3. 物料衡算48000000D=39.812 24 300 =167.454 kmo

4、l/h F=D+WFxF=DxD+WxW解得F=756.464 kmol/hW=589.01 kmol/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,x D）作垂线，与 Y 轴截距 oa=xD/(R min +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=1.50.877=1.3162. 精馏塔的气液相负荷的计算;.L=RD=1.316167.454=220.369 kmol/hV=L+D=(R+1)D

5、=2.316167.454=387.823 kmol/hL=L+qF=220.369+756.464=976.833 kmol/hV=V+(q-1)F=V=387.823 kmol/h3. 操作线方程精馏段操作线方程为R11.3161y= R1 x+ R1 xD= 1.3161 x+1.316 1 0.779即： y=0.568x+0.336提馏段操作线方程为RDqFFDy= (R 1) D(1 q) F x- (Rx1)D(1 q) FW=1.316*167.454+1*756.464x-756.464167.4540.002(1.316+1)*167.454(1.316 1)*167.45

6、4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， t D=78.43 oC t W=99.53 oCt 平均 =t D t W =88.35 oC塔顶P 乙醇 =101.749 KPaP 水=44.607 KPa顶 =2.281塔底P 乙醇 =222.502 KPaP 水=99.754 KPa底 =2.231平均 = 顶 底=2.256平均温度下A=0.38 mPasB=0.323 mPasL=xAA+(1-x A) =0.079 0.38+(1-0.079) 0.323=0.327 mPa

7、 sB查蒸馏塔全塔效率图，横坐标为 平均 =0.738L可查得 ET=526. 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= 7.698（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=101.3 KPa单板压降 P=0.7 kPa进料板压力 PF=0.7 18+101.3=113.9 kPa塔底操作压力 PW=101.3+0.7 26=119.5 kPa精馏段平均压力 Pm=(101.3+113.9)/2=107.6 kPa 压力 Pm=(113.9+119.5)/2=116.7 kPa2. 操作

8、温度计算计算全塔效率时已知塔顶温度DoCt =78.43进料板温度 t F=83.75 o CWoC塔底温度 t =99.53精馏段平均温度mDF)/2=(78.43+83.75)/2=81.09oCt =(t +t提馏段平均温度mWF)/2=(99.53+83.75)/2=91.64oCt =(t +t3. 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=39.812 g/molMLDm=0.741 46+(1-0.741) 18=38.748 g/mol 进料板平均摩尔质量计算 t f =83

9、.74 o C由 yF=0.518查上图可得 xF=0.183;.MVFm=0.518 46+(1-0.518) 18=32.504 g/mol MLFm=0.183 46+(1-0.183) 18=23.124 g/mol精馏平均摩尔质量MVm=( M VDm+ MVFm)/2=36.158 g/molM =( M + M )/2=30.936 g/molLmLDmLFm4. 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Vm PMv107.6 36.1583= RT = 8.314(81.09273.15) =1.321 kg/m液相平均密度计算液相平均密度依 1/ Lm= i /

10、 i计算塔顶液相平均密度计算Do乙醇=740 kg/m3水=972.742 kg/m3t =78.43C时 LDm13= (0.9 / 740 0.1/ 972.742) =758.14 kg/m进料板液相平均密度计算FoC时 乙醇=735 kg/m3水=969.363 kg/m3t =83.75LFm13= (0.364/ 7350.636/ 969.363) =868.554 kg/m塔底液相平均密度计算WoC时 乙醇=720 kg/m3水=958.724 kg/m3t =99.53;.13LWm= (0.005/ 720 0.995/ 958.724) =957.137 kg/m精馏段液

11、相平均密度计算Lm=( LFm+LDm)/2=(758.14+868.554)/2=813.347 kg/m3提馏段液相平均密度计算 =( + ）/2=(957.137+868.554)/2=912.846kg/mLmLFmLWm35. 液体平均表面张力计算液体平均表面张力依 Lm=xi i 计算塔顶液相平均表面张力计算t =78.43 时 乙醇=62.866 mN/m水=17.8 mN/mD LDm=0.779 17.8+0.221 62.886=84.446 mN/m进料板液相平均表面张力计算t =83.75 时 乙醇=61.889 mN/m水=17.3 mN/mF LFm=0.183 1

12、7.3+0.817 61.889=53.729 mN/m塔底液相平均表面张力计算t =99.53 时 乙醇=58.947 mN/m水=15.9 mN/mW LWm=0.005 15.9+0.995 58.947=58.732 mN/m精馏段液相平均表面张力计算 Lm =(84.446+53.729)/2=69.088 mN/m提馏段液相平均表面张力计算Lm =(58.732+53.729)/2=56.231 mN/m;.6. 液体平均粘度计算液体平均粘度依 lg Lm=xi lg i 计算塔顶液相平均粘度计算t D=78.43 oC 时乙醇 =0.364mPas水=0.455 mPaslg L

13、Dm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363 LDm =0.436 mPa s进料液相平均粘度计算t =83.75C时 乙醇=0.341mPas=0.415 mPasFo水lg LFm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452 LFm=0.353 mPas塔底液相平均粘度计算t W=99.53 oC时 乙醇 =0.285mPas水=0.335 mPaslg LWm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544 LWm=0.285 mPas精馏段液相平均粘度计算 Lm=(0.436+0.353)/2=0

14、.395 mPas提馏段液相平均粘度计算 Lm=(0.285+0.353)/2=0.319 mPas（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= VM=2.949 m3/s3600LS= LM=0.0023 m3/s3600查史密斯关联图，横坐标为Lh ( l)1 2=0.00232.949Vh v813.3471/2 =0.0196( 1.321 )取板间距 HT=0.45m ，板上液层高度 hL=0.06m ，则 HT-h L=0.39m 查图可得 C20=0.08由 C=C (L)0.2=0.08(69.088/20)0.2=0.1032020=2.5

15、54 m/su =C ( - )/VmaxLV取安全系数为 0.7 ，则空塔气速为u=0.7u max=1.788 m/sD= 4V / u=4 * 2.949 / 3.14 /1.788=1.39 ms按标准塔径元整后 D=1.4 mT2塔截面积 A =( /4) 1.4 =1.539实际空塔气速为u=2.717/1.539=1.765 m/s2. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z 精 =（N精-1 ）HT=7.65 m提馏段有效高度为 Z 提 =（N提-1 ）HT=3.15 m 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+

16、1=11.8 m;.（六）塔板主要工艺尺寸的计算1. 溢流装置计算因塔径 D=1.4 m，可选用单溢流弓形降液管堰长 l W=0.7 1.4=0.98 m2. 溢流强度 i 的校核3i=L h/l W=0.0023 3600/0.98=8.449 100130m/h m故堰长符合标准W3. 溢流堰高度 h平直堰堰上液层高度h =2.84E（L /l）2/3ow1000hW由于 L 不大，通过液流收缩系数计算图可知E 近似可h取 E=1how= 2.84 1（ Lh/l W）2/3 =0.0119 m1000hW=hL-h ow=0.06-0.0119=0.0481 m4. 降液管尺寸计算查弓形

17、降液管参数图，横坐标 l W/D=0.7可查得 Af /A T=0.093W d/D=0.151故 Af =0.093AT=0.143 Wd=0.151Wd=0.211 留管时间 =3600ATHT/L H=27.64 s 5 s 符合设计要求5. 降液管底隙高度 hohO=Lh/3600l Wu0 =0.0023/0.98 0.08=0.03 mhW-h O=0.0481-0.03=0.0181 m 0.006 m;.6. 塔板布置塔板的分块 D=1400 mm800 mm，故塔板采用分块式。分为 4 块。边缘区宽度确定Ws = Ws =0.065 m,Wc =0.035 m开孔区面积计算x

18、=D/2-(Wd+Ws)=1.4/2-(0.211+0.065)=0.414 m r=D/2-Wc=1.4/2-0.035=0.665 ma(r222-1(x/r)=1.046故 A =2(x-x )+ r /180sin筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性。可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径 d=5mm。孔中心距 t=3d=3 5=15 mm筛孔数 n=1.1551.046/0.015 2=5369 个开孔率 =0.907(d 2/t 2)=10.1 气体通过阀孔的气速为V2.949u0= A = 0.101 1.046 =30.541 m/s（七）筛板的流体力学验算1. 塔板压降干板阻力

19、 hc 计算由 c=0.790;.hc=0.051 （ U ）2( v )=0.044C l气体通过液层阻力hlua=Vs/(A T-Af )=2.944/(1.539-0.143)=2.112 m/sFo=2.112 1.321 =2.428 查充气系数关联图得 =0.55 hl = hL= (h W+hOW)=0.55(0.0119+0.0481)=0.033 m 液柱液体表面张力所产生的阻力h 计算h=4 / gd=4 56.231/(813.347 9.81 LL5)=0.00524mhp=hp+hl +h =0.124+0.033+0.00524=0.162 m 液柱每层塔板压降Pp

20、=hpLg=0.082813.347 9.81=0.65 KPa0.7KPa2. 液沫夹带fLh =2.5h =2.5 0.06=0.15 mv5.73.2=0.02260.1故 e = 56231 (2.112/(0.45-0.06)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0,minoLLV0.5=7.714 m/su =4.4C (0.0056+0.13h-h) / )实际孔速 u 0=30.541 m/s u0,min稳定系数 K= u0/u 0,min =30.541/7.714=3.967 1.5;.故本设计中无明显漏液4. 液泛 (HT+hw)=0.5 (0.45

21、+0.0481)=0.249 m液柱Hd=hp+hL+hd=0.162+0.06+0.001=0.223 m液柱Hd(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+54.119L s 2/3 ) 0.5操作范围内任取ss值，列表如下L值，算出 VLs0.00060.00150.00300.0045V0.7810.8110.8370.864s2. 液沫夹带线ss2/3V =2.895-14.828 L操作范围内任取ss值，列表如下L值，算出 VLs0.00060.00150.00300.0045V2.7902.7012.5872.

22、491s3. 液相负荷下限线how2.84sW2/3=0.0119=1000 E(3600L /l)Ls,min=(0.01191000/2.84)3/20.98/3600=0.0004763m/s;.4. 液相负荷上限线以 =4s 作为液体在降液管中停留时间的下限 =Af HT/L s =4Ls,max = Af HT/4=0.143 0.33/4=0.0059 m 3/s5. 液泛线222/30.0119Vs =0.114-177Ls -1.048La操作范围内任取ss值，列表如下L 值，算出 VL0.00060.00150.00300.0045sV2.9912.8972.7592.623

23、s6. 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 =2.673 m3/sVs,min =0.789 m3/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=20 m/s V D=387.823 kmol/hM =39.812 g/mol =PM /RT =1.38 kg/m3VDmVDmD VDmDq =VM =15440 kg/h q=q / =3.11 m/smVDmvmVDm3vo0.5=445 mmD=(4q /u )2. 进料管uF=1.6 m

24、/s在 35乙醇水溶液在 45下密度 =927kg/m3 MFm=460.174+18(1.0.174)=21.072 g/molF=756.464 kmol/hq=FM =4.428 kg/smFFmvF-33D=(4qvFF0.5=62 mmq =4.7810m /s/ u )3. 回流管u=1.6 m/sM=39.812 g/molL=220.369 kmol/hmq =ML=2.44 kg/s=758.14 kg/m 3mmv-33D=(4qv/ u)0.5=51 mmq =3.2210m /s4. 塔釜出料管uw=1.6 m/s;.MLWm=18.056 g/molW=589.01

25、kmol/h=957.37 kg/m 3qm=MLWmW=2.95 kg/sqv=qm/ =3.08 10-3 m3/s D=(4q v / uw) 0.5 =50 mm（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， kPa107.63气相流量， m3/s2.9494液相流量， m3/s0.00235实际塔板数266有效段高度， m11.87塔径， m1.48板间距， m0.459溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长， m0.9812堰高， m0.048113板上液层高度， m0.0614堰上液层高度， m0.011915降液管底隙高度， m0.0316安定区宽度， m0.06517边缘区宽度， m0.0