精馏塔课程设计最新模板

1、精选优质文档-倾情为你奉上目录一、概述 二、设计方案和工艺流程的确定 三、塔的物料衡算 四、回流比确定五、塔板数的确立 六、塔的工艺条件及物性数据计算 七：塔和塔板主要工艺尺寸计算 八、塔板的流体力学验算 十、热量衡算 十一、筛板塔的设计结果总表 十二、辅助设备选型及接管尺寸 十三、精馏塔机械设计计算 十四、设计中的心得体会一、概述：塔设备是炼油、化工、石油化工等生产广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质，热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐渐接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，

2、液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（也有并流向下者）与液体接触进行质热传递，气液组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的要求：（1）生产能力大；（2）传质传热效率高;(3)气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量小（6）制作安装容易，维修方便。（7）设备不易堵塞，耐腐蚀。其中板式塔又可分为有降液管的塔板（如泡罩塔，浮阀塔，筛板塔，舌型，S型等）和无降液管的（如穿流式筛板，穿流式波纹板）该课程涉及到的是板式塔中的浮阀塔，其广泛用于精馏、吸收、和解吸等过程。其主要特点是再塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀的周边以稳定的速度水平地进

3、入塔板上液层进行两相接触，浮阀课根据气流流速地大小上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种。国内多采用盘式，其优点为生产能力大，操作弹性大，分离效率较大，塔板结构较简单。此型中的F-1型结构简单，已经列入部颁标准，因此型号的重阀操作稳定性好，一般采用重阀。二、设计方案和工艺流程的确定:在此次课程涉及中主要介绍浮阀塔在精馏中的应用，精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器、和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料再塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器的冷却物质将余热带走。此过程中因考虑节能。另外，为保持塔的稳定性，流程除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位

4、槽送料以受泵操作波动影响。塔顶冷凝器装置根据生产情况以决定采用全凝器和分凝器。一般，塔顶分凝器对上升蒸汽虽由一定的增浓作用，当在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确的控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器操作压强由常压、低压和高压操作，其取决于冷凝温度，一般都采用常压，对于热敏性物质或混合液沸点过高的物质则宜采用减压操作，而常压下为气态的物质采用高压操作。对于物料的进料，一般情况下采用冷进料，但是为了考虑塔的操作稳定性，则一把采用泡点进料。蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器。对于本次的课程因为乙醇的挥发度较高，宜采用间接蒸汽加热，其优点时可以利用压强较低的加热蒸汽以

5、节省操作费用，并省掉间接加热设备选择回流比主要从经济的角度来考虑，力使操作费用和设备费用之和最低。这个将在下面详细的介绍。本设计采用混合原料经原料余热至泡点，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。（流程图见后面附录）三、塔的物料衡算： （一）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率。XF=;XD=;XW=; (二)平均分子量。MF=;MD=;MW=; (三)物料衡算 。总物料衡算： D，+W，=F，=4166.7；易挥发组分物料衡算： 0.94D，+0.005 W，=0.7=1458.345

6、；联立上面两式得： F，=4166.7 kg/h=181.95 kmol/h; D，=1550.04 kg/h=36.78 kmol/h; W，=2616.66 kg/h=145.17 kmol/h四、回流比确定。由（附录-1）得出最小理论回流比为Rmin=2.217五、塔板数的确立。 （一）全塔效率EtEt=;(其中4.03，0.35747) （二）由后面的（附录3）的程序得出理论塔板数N理54； 实际塔板数：N实N理/ Et54/0.493109.53； 所以实际塔板数等于110块；六、塔的工艺条件及物性数据计算。 （一）操作压强Pm 精馏段平均操作压强Pm kpa（二）温度tm，精（83

7、.75+78.2）/2 =81.0（三）平均分子量 xd=y1=0.860 ; x1=0.710 ; 塔顶： MVDM=0.86046.07+(1-0.860)18.02=42.14 kg/kmol ; MLDM=0.71046.07+(1-0.710)18.02=37.94 kg/kmol ;进料塔：MVFM=0.18346.07+(1-0.183) 18.02=23.15 kg/kmol; MVFM=0.17446.07+(1-0.174) 18.02=22.90 kg/kmol;则精馏段分子量: MVM精（42.14+37.94）/2=40.04 kg/kmol; MLM精=(23.15

8、+22.90)/2=23.03 kg/kmol;(四)精馏段气液负荷计算 MVM精/(3600VM精)=0.59 m3/s ; L=RD=2.3836.78=87.54 kmol/h ; LS=L MLM精/(3600LM精)=0.0007 m3/s ; LH= LS3600=2.52 m3/s ;七：塔和塔板主要工艺尺寸计算。（一） 塔径：初选板间距HT=0.35 m ; 取板上液层高度hl=0.06 m ;HT-hl=0.35-0.06=0.29 m ;(LS/VS)（L/V）0.5(0.007/0.59)（777.96/2.35）0.5=0.0218 ；查图得：C200.059 ；CC2

9、00.20.0590.20.0674 ； Umax= Csqrt（LV)/V =1.22 m/s ; 取安全系数为0.70 ；则 U=0.70Umax=0.701.22=0.854 m/s ;Dsqrt(4)/(U)= sqrt(40.59)/(3.140.854)=0.938 m ; 按标准，塔径园整为1.0m ,则空塔气速为0.75 m/s ; (二)溢流装置：采用单溢流，弓形降液管，平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。各项计算如下： 1.溢流堰长W=0.6D=0.61=0.6 m; 2.出口堰高W/D0.60/1 =0.60 ;h/(h)3.5=9.04 ;查图知： E1.03 ；hOW

10、=(2.84/1000)E(h/W)2/3 =(2.84/1000)1.03(2.52/0.60)2/3=0.008 m ;hW=hL-hOW=0.06-0.008=0.052 m ;3.降液管的宽度Wd与移液管的宽度Af W/D0.60/1 =0.60 ; 查图知：Wd/D0.100 ； Af/At0.052; 得： Wd0.100D0.101.00.10 m ; Af0.052D20.0520.781.02=0.041 m2 ; 4.停留时间检验降液管面积 5。降液管底隙高度h 取液体通过降液管底隙的流速uo、为0.09 m/s ; ho=ho/(lWuo、)=0.0007/(0.600.

11、09)=0.93 m ; (三)：塔板布置 1。取边缘区宽度Wc=0.035 m ;安定区宽度Wb=0.070 m ; 2.计算开孔区面积Aa x=D/2-(Ws+Wb)=0.5-(0.1+0.070)=0.330 m ; R=D/2-Wc=0.5-0.050=0.450 m ; Aa= m2 ; (四)筛孔数与开孔率 取筛孔的孔径d0为5mm ; 正三角形排列，一般炭钢的板厚为3mm ； 取t/d0=3.0 故空中心距：t=3.05.0=15.0 mm ; 1.筛孔数： ； 2.开孔率： ； 3.开孔面积：0.1010.5720.0578 m2 ；4.气体通过筛孔的气速： ；（五）塔有效高度

12、 m ;(六) 塔高计算 m ;其中：塔高 ； ：进料板处板间距 ； ：人孔处板间距 ； ：塔顶空间；：塔底空间；：实际塔板数；：进料板数； ：人孔数 ； ：板间距 ； 八、塔板的流体力学验算（一）气体通过塔板的压降相当于液柱高度 ； 1.干板压降相当于液体高度 0.0510.0510.0351 m ; 其中由5/3=1.67 ; 查图得0.84 ； 2.气体穿过板上液层压降相当得液柱高度 m/s ; =0.852=1.46 ; 由图查得上液层充气系数 m ; 3.克服液体表面张力压降相当的液柱高度 m ; 由0.0228+0.0375+0.004070.064 m ; 故单板压降： 在设计允

13、许范围内。（二）雾沫夹带量的验算 ； 其中： ； （三）漏液的验算筛板的稳定性系数:K=/=11.6/6.5=1.78>1.5 故再设计负荷下不会产生漏液。（四）液泛验算为了防止降液管液泛的产生，应使降液管中液泛的高度。依上面的公式计算的：0.074+0.06+0.000990.135 m ；其中 m ;取；则 m ;故，在 设计负荷下不会产生液泛根据以上的塔板各项流体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸使合适的九、塔板负荷性能图 （1）雾沫夹带线依上面的公式：；1.339;近似取E1.0，0.052 m，0.66 m;故得：取0.1 kg液/kg气 ； 38.86 ； HT=0.3

14、5 没；代入上面得几个公式，化简得： 1.26-13.86 ；在操作范围内任取几个，依公式相应得算出值，列于下表中： 0.20.350.50.7 1.211.191.171.15（二）液泛线 ；E1.03 ； =0.60 m ; ; ; ；综上得： ； 0.00407 ；故： ； ；将： ； ； 及上面计算出来得数据代入得： ；在操作范围内取若干个值，同（一）计算得值，列表如下： 0.20.350.50.7 1.621.581.541.50（三）液相负荷上限 取液体在降液管中停留时间为4秒。 ;(四)漏液线（气相负荷下限表）由 ； ； 由前面已经算出是0.0578 ；得： ；同理得下表： 0.

15、20.350.50.7 0.4430.4460.4490.452（五）液相负荷下限表取0.006 m最为液相负荷下限条件，取E1.03 ； ；故：；由精馏段负荷性能图，可知精馏段得操作弹性7.3265 ；十、热量衡算：（1）再沸器：十一、筛板塔的设计结果总表 项目 符号 单位 计算数据精馏段 各段平均压强 pm kPa 174.125 各段平均温度 tm 80.975 平均流量 气相 Vs m3/s 0.59 液相 Ls m3/s 0.007 板间距 HT 块 103 塔的有效高度 Z m 0.35 塔径 D m 36.05 空塔气速 u m 1.0 塔板液流型式 m/s 0.75 实际塔板数

16、 N 单流型 溢流装置溢流管型式 弓形堰长 lW m 0.60 堰高 hW m 0.052溢流堰宽度 Wd m 0.10管底与受液盘距离 h0 m 0.013 板上清液层高度 hl m 0.06 孔径 d0 mm 5.0 孔间距 t mm 15.0 孔数 n 个 2944 开孔面积 m2 0.0578 筛孔气速 uo m/s 10.21 塔板压降 hF Pa 0.491液体在降液管中的停留时间 s 20.50降液管内清液层高度 Hd m 0.175 雾沫夹带 ev kg液/kg气 0.012 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷 Vs,max m3/s 1.1 气相最小负荷 Vs,min m3/s

17、 0.37十二、辅助设备选型及接管尺寸:（一） 辅助设备选择 1.再沸器 该装置用于加热塔底料液使之部分汽化提供蒸馏过程所需热量的热交换设备，常用的几种有：内置式、釜式、虹吸式、强制循环式。 再沸器的选择根据工艺要求和再沸器的特点综合考虑。本设计采用的精馏塔实采用泡点进料，所需得传热面积小，而且物料是乙醇水溶液，气液混合物密度小于液体得密度。所以采用立式热虹吸再沸器比较合适。其单位面积得金属耗量明显小于其他的型式。注意的是这种型式的再沸器的气化率不能大于40否则传热不良。且因加热管不能充分的润湿而易结诟。 2.塔顶回流冷凝器该装置通常采用管壳式换热器，由卧式、立式、管内或管外冷凝等形式。按冷凝

18、器与塔的相对位置区分为：整体式及自流式、强制循环式。再沸器的选择和再沸器一样根据工艺要求和冷凝器的特点综合考虑：（1）整体及自流式一般用于小塔，置于塔顶。优点是蒸汽压降较小，可籍改变气升管或塔板位置调节以保证回流与产出的压头，可用于凝液难以用泵输送或泵送由危险的场合。还可以节省安装面积。常用于减压蒸馏或者传热面积小的情况。（2）强制循环式，用于塔的处理量很大或者塔板数很多的时候，冷凝器置于塔下部适当的位置。用泵向上输送回流。再冷凝器和泵之间设置回流罐。主要适用于常压或者加压操作。本设计因处理量大，而且设计中的涉及的塔板数较多，常压操作，故选用强制循环式冷凝器，采用全回流操作。 3.蒸汽喷出器

19、一般对于粘度大的流体,流速应该取得小些;对于粘度小的流体,流速应该取得较大的流速.塔采用直接蒸汽加热的时候,釜中应该安装一蒸汽喷出器,使加热蒸汽均匀的分布在釜液中.其结构一般为一环形蒸汽管,管的下面和侧面适当开一些小孔供蒸汽喷出.小孔直径一般为3-10mm,孔心距为孔径的6-10倍.小孔总面积应为加热蒸汽管的横截面积的1.2-1.5倍,管内蒸汽速度为20-25m/s,加热蒸气浸入釜中液层至少0.6m以上,以保证蒸汽与溶液有足够的接触时间。 4.法兰 法兰按法兰和设备的联结型式分为焊接法兰、活套法兰和螺纹法兰。采用化工部标准（HG）(二)主要接管尺寸计算 1.进料管 由以知料液流率为4166.6

20、7 kg/h ,取料液密度为900kg/m2则料液体积流率为： ； 取管内流速 m/s ； 则进料管直径： 取进料管尺寸为 ；2.回流管由以知回流液流率为1550.04 kg/h ,取回流液密度为700kg/m2则回流液体积流率为： ；取管内流速：=0.3 m/s ;则回流直径： m ;取回流管尺寸为 ； 3.釜液出口管由以知釜液流率为2616.66 kg/h ,取釜液密度为980kg/m2则釜液体积流率为： ；取管内流速：=0.5 m/s ;则釜液出口管直径： m ;取釜液回流管直径为： ； 4.塔顶蒸汽管 近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率: ; 取 u=15m/s ; 所以： ； 取

21、塔顶蒸汽管尺寸为： ； 5.加热蒸汽管 （1）原料预热器加热管道 原料预热器蒸汽流率为344.6kg/h ,取蒸汽底部流率为1.64kg/m3, 则u=15m/s ; ; 取加热管蒸汽管尺寸为： ； （2）再沸器加热管径 蒸汽流率为2243.65 kg/h , =1.64 kg/m3 ; 则 ；取u=15m/s ; ; 取管径尺寸为： ； 十三、精馏塔机械设计计算: （一）已知条件1.塔体内径Di=1000mm,塔高H45.5m ;2.设计压力p=0.25MPa ,设计温度t=200介质为乙醇水溶液；3.腐蚀裕量C2=4mm ,安装在合肥地区(暂不考虑地震影响)； （二）设计方法步骤1.材料的

22、选择：设计压力p=0.5MPa，属于低压分离装置，介质腐裕性未提特殊要求，可选取20R作为塔体的材料。 2.筒体、封头壁厚的确定：先按内压容器设计厚度，然后按自重、液重等引起的正应力及风载荷引起的弯曲应力进行强度和稳定性验算。 3.实质性计算： （1）背体厚度计算： 在310时的作用应力，查的110MPa ; (2)封头壁厚计算： 采用标准椭圆形封头，则： ； 为了便于焊接，采用封头和壁厚等厚，即12mm; （3）塔体上各项载荷计算 （a） 塔体重量： ； 110层塔盘与内件重量和位为： ；保温层： ；操作塔共18层，每层500kg及斜梯每5米重125kg ;=18500+39125=6045

23、kg ;料液按100层塔盘计算： ；裙座重量：1189 kg ;充水重量： ；塔体操作时重量： ；塔体与裙座操作时重量： ;全塔最大重量： 全塔最小重量：（b塔体的风载荷和风距： 风载荷： ； 0.7，塔高51米高，取裙座5.5米，=1.0m,取1.8，3.010-5MPa,=0.4,=0.25 如下： 对于5-10 m 10-5.54.5m 查表的0.78 m; 对于10-20 m =20-10=10 m 查表的1.15 m ; 对于20-30 m =30-20=10 m 查表的1.33 m ; 对于30-40 m =40-30=10 m 查表的1.33 m; 对于40-50m =50-40=10m 查表的1.56 m; 对于50-60m =60-50=10m 查表的1.58 m; 各段均取：1024+2100+200+4001624 m; 塔体各段风力：对于5-10m 对于10-20m 对于20-30m 对于30-40m 对于40-50m 对于50-60m 经计算的（过程略）塔底底部截面弯距： 裙座底部截面弯距：(4)裙座强度及稳定性验算 设裙座厚度为，附加量c=1mm,则有效