塔板式精馏塔设计表

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,对于二元混合物的别离,应采纳连续精馏流程；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,而且仍担负着把粗酒精中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；物料中的杂质根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,部装有塔板、降液管、各种物料的进出口及附属构造 如全凝器等；此外,在塔 板上有时仍焊有保温材料的支撑圈,为了便利检修,在塔 顶仍装有可转动的吊柱；塔板是板式塔的主要构件,本设计所用的塔板为筛板 塔

2、板；筛板塔的突出优点是构造简洁造价低,合理的设计 和适当的操作能使筛板塔满意要求的操作弹性,而且效率 高,并且采纳筛板可解决堵塞问题,仍能适当掌握漏液；设计中采纳泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后 送人精馏塔；塔顶上升蒸汽采纳全凝器冷凝,冷凝液在泡 点下一局部回流至塔,其余局部经产品冷却器冷却后送至 储罐；该物系属不易别离物系,最小回流比拟小,采纳其 在溢流装置挑选 1.5倍；设计中采纳图解法求理论塔板数,. .word.zl. .方面挑选单溢流弓形降液管；塔釜采纳间接蒸汽加热,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=46

3、kg/kmol 纯水的摩尔质量 M 水 =18kg/kmol 0 . 35 / 46xF= 0 . 35 / 46 0 . 65 / 18 =0.174 0 . 9 / 46xD= 0 . 9 / 46 0 . 1 / 18 =0.779 0 . 005 / 18xW= 0 . 005 / 18 0 . 995 / 46 =0.002 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.174 4618 1-0.174=22.872kg/kmol MD=0.779 4618 1-0.779=39.812kg/kmol MW=0.002 4618 1-0.002=18.056kg/kmol 3.物

4、料衡算D=39.48000000=167.454 kmol/h xW81224300F=D+W FxF=D xD+W解得 F=756.464 kmol/h . .word.zl. .W=589.01 kmol/h 三塔板数的确定 1.回流比的挑选由任务书供应的乙醇-水物系的气液平稳数据绘出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 axD,xD作垂线,与 Y 轴截距 oa=xD/R min+1=0.415 即最小回流比 Rmin=x D/oa-1=0.877 . .word.zl. .取比例系数为 1.5,故操作回流比 R 为 R=1.5 0.877=1.316 2.精馏

5、塔的气液相负荷的运算 L=RD=1.316 167.454=220.369 kmol/h V=L+D=R+1D=2.316 167.454=387.823 kmol/h L=L+qF=220.369+756.464=976.833 kmol/h V=V+q-1F=V=387.823 kmol/h 3.操作线方程 精馏段操作线方程为y=R1x+R11xD=1.3161x+11 0.779 R1 . 3161.316即：y=0.568x+0.336 提馏段操作线方程为y=RRDqFqFx-RFDqFxW 1D 11 D1x-756.464 167.4541.316 1*167.454 0.002

6、=1.316*167.454+1*756.464 1.316+1*167.454即：y=2.519x-0.003 . .word.zl. .4.采纳图解法求理论塔板数总理论塔板层数 N T=13 进料板位置 N F= 第 10 层5.全塔效率的运算查上图可知, tD=78.43 oC tW=99.53 oC t 平均= tDtW=88.35 oC 塔顶 P 乙醇 =101.749 KPa P 水=44.607 KPa 顶=2.281塔底P 乙醇 =222.502 KPa P 水=99.754 KPa 底=2.231 平均=顶底=2.256 sB=0.323 mPas .word.zl.平均温度

7、下 A=0.38 mPa. . .L=x AA+1-xA B=0.079 0.38+1-0.079 0.323=0.327 mPas 查蒸馏塔全塔效率图,横坐标为 可查得 ET=526.实际板层数求取平均L=0.738 精馏段实际板层数 N 精=9/0.52=17.3118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.操作压力运算 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=

8、101.3+113.9/2=107.6 kPa 压力 Pm=113.9+119.5/2=116.7 kPa 2.操作温度运算 运算全塔效率时塔顶温度 tD=78.43 oC . .word.zl. .进料板温度 tF=83.75 oC 塔底温度 tW=99.53 oC 精馏段平均温度tm=t D+t F/2=78.43+83.75/2=81.09 oC 提馏段平均温度tm=t W+t F/2=99.53+83.75/2=91.64 oC 3.平均摩尔质量运算塔顶平均摩尔质量运算由 xD=y1=0.779 查上图可得 x1=0.741 M VDm=0.779 46+1-0.779 18=39.8

9、12 g/mol M LDm=0.741 46+1-0.741 18=38.748 g/mol 进料板平均摩尔质量运算tf=83.74 oC 由 yF=0.518 查上图可得 xF=0.183 M VFm=0.518 46+1-0.518 18=32.504 g/mol M LFm=0.183 46+1-0.183 18=23.124 g/mol 精馏平均摩尔质量 M Vm= M VDm+ M VFm/2=36.158 g/mol M Lm= M LDm+ M LFm/2=30.936 g/mol 4.平均密度运算 气相平均密度运算由抱负气体状态方程运算,即. .word.zl.PMv Vm=

10、 RT=8107 . 636. 15.kg/m3 . 158=1.321 . 31481. 09273 .液相平均密度运算液相平均密度依 1/ Lm=i/ i 运算塔顶液相平均密度运算tD=78.43 oC 时 乙醇=740 kg/m 3 水=972.742 kg/m 3 LDm = 0 9. / 740 0 11. / 972 . 742 =758.14 kg/m 3进料板液相平均密度运算tF=83.75 oC 时乙醇=735 kg/m 3 水=969.363 kg/m 3LFm= 0 . 364 / 735 0 1. 636 / 969 . 363 =868.554 kg/m 3塔底液相平

11、均密度运算tW=99.53 oC 时 乙醇=720 kg/m3 水=958.724 kg/m 3LWm= 0. 005/7201/958 . 724 =957.137 kg/m 3.0 995精馏段液相平均密度运算Lm=LFm+LDm /2=758.14+868.554/2=813.347 kg/m 3提馏段液相平均密度运算Lm=LFm+LWm/2=957.137+868.554/2=912.846 kg/m 35.液体平均外表力运算液体平均外表力依 塔顶液相平均外表力运算Lm=xii 运算. .word.zl.tD=78.43时. .乙醇=62.866 mN/m 水=17.8mN/m LDm

12、 =0.779 17.8+0.221 62.886=84.446 mN/m 进料板液相平均外表力运算tF=83.75时乙醇=61.889 mN/m 水=17.3 mN/m LFm=0.183 17.3+0.817 61.889=53.729 mN/m 塔底液相平均外表力运算tW=99.53时 乙醇=58.947 mN/m 水=15.9 mN/m LWm=0.005 15.9+0.995 58.947=58.732 mN/m 精馏段液相平均外表力运算 Lm =84.446+53.729/2=69.088 mN/m 提馏段液相平均外表力运算 Lm=58.732+53.729/2=56.231 mN

13、/m 6.液体平均粘度运算 液体平均粘度依 lgLm=xilgi 运算 塔顶液相平均粘度运算tD=78.43 oC 时 乙醇=0.364mPas 水=0.455 mPaslgLDm=0.779lg0.455+0.221lg0.364=-0.363 LDm =0.436mPas 进料液相平均粘度运算tF=83.75 oC 时 乙醇=0.341mPas 水=0.415 mPaslgLFm=0.183lg0.415+0.817lg0.341=-0.452 . .word.zl.LFm=0.353 mPas . .塔底液相平均粘度运算tW=99.53 oC 时 乙醇=0.285mPas 水=0.335

14、 mPaslgLWm=0.002lg0.335+0.998lg0.285=-0.544 LWm=0.285 mPas 精馏段液相平均粘度运算Lm=0.436+0.353/2=0.395 mPas 提馏段液相平均粘度运算Lm=0.285+0.353/2=0.319 mPas 五精馏塔的塔体工艺尺寸运算1.塔径的运算精馏段的气液相体积流率为VS=VM=2.949 m 3/s 3600 LS=LM=0.0023 m 3/s 3600 查史密斯关联图,横坐标为Vh Lh l1 =0.0023813 .347 1/2=0.0196 2. 9491. 321v取板间距 HT=0.45m ,板上液层高度 h

15、L=0.06m ,那么 H T-hL=0.39m 查图可得 C20=0.08 L由 C=C20 20 0.2=0.0869.088/20 0.2=0.103 .word.zl. umax=CL-V/ V . .=2.554 m/s 取平安系数为 0.7,那么空塔气速为u=0.7umax=1.788 m/s D=4Vs/ u=4*2 .949/3. 14/1. 788=1.39 m 按标准塔径元整后D=1.4 m 塔截面积 AT=/4 1.4 2=1.539 实际空塔气速为u=2.717/1.539=1.765 m/s 2.精馏塔有效高度的运算精馏段有效高度为 提馏段有效高度为Z 精= N 精-

16、1H T=7.65 m Z 提= N 提-1H T=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+1=11.8 m 六塔板主要工艺尺寸的运算1.溢流装置运算 因塔径 D=1.4 m,可选用单溢流弓形降液管 堰长 lW=0.7 1.4=0.98 m 2.溢流强度 i 的校核 i=L h/l W=0.0023 3600/0.98=8.449100130m 3/h m 故堰长符合标准3.溢流堰高度 hW . .word.zl. .E 近似可平直堰堰上液层高度2 . 84how= 1000ELh/l W2/3由于 Lh 不大,通过液流收

17、缩系数运算图可知取 E=1 2 . 84how= 1000 1 Lh/l W2/3=0.0119 m hW=h L-how=0.06-0.0119=0.0481 m 4.降液管尺寸运算查弓形降液管参数图,横坐标 lW/D=0.7 可查得 Af/A T=0.093 Wd/D=0.151 故 Af=0.093AT=0.143 Wd=0.151Wd=0.211 留管时间 =3600ATH T/L H=27.64 s5 s符合设计要求 5.降液管底隙高度 ho hO=L h/3600lWu0 =0.0023/0.98 0.08=0.03 m hW-hO=0.0481-0.03=0.0181 m0.00

18、6 m 6.塔板布置 塔板的分块 D=1400 mm800 mm,故塔板采纳分块式；分为 4 块；边缘区宽度确定 开孔区面积运算Ws=W s =0.065 m,Wc=0.035 m x=D/2-W d+W s=1.4/2-0.211+0.065=0.414 m r=D/2-W c=1.4/2-0.035=0.665 m 故 Aa=2xr 2-x2+r2/180sin-1x/r=1.046 .word.zl. . .筛孔运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=

19、5369 个 2=10.1开孔率=0.907d 2/t 气体通过阀孔的气速为V u0= A=.2949=30.541m/s 0 . 1011 . 046七筛板的流体力学验算1.塔板压降 干板阻力 hc运算由 c=0.790 v=0.044 hc=0.051 C U 2 l气体通过液层阻力hl ua=V s/A T-Af=2.944/1.539-0.143=2.112 m/s Fo=2.1121. 321=2.428 查充气系数关联图得 =0.55 hl=hL=hW+h OW=0.550.0119+0.0481=0.033 m液柱 液体外表力所产生的阻力 h运算 h=4L/ Lgd=4 56.2

20、31/813.347 9.81 5=0.00524m . .word.zl. .hp=h p+h l+h =0.124+0.033+0.00524=0.162 m液柱 每层塔板压降 Pp=h pLg=0.082 813.347 9.81=0.65 KPa0.7KPa 2.液沫夹带 hf=2.5hL=2.5 0.06=0.15 m 5 . 7故 ev= 562312.112/0.45-0.06 3.2=0.02260.1 本设计中液沫夹带在答应围 3.漏液 筛板塔中,漏液点气速 u0,min=4.4Co0.0056+0.13hL-h L/ V 0.5=7.714 m/s 实际孔速 u0=30.5

21、41 m/su0,min 稳固系数 K=u 0/u 0,min=30.541/7.714=3.9671.5 故本设计中无明显漏液4.液泛 HT+h w=0.5 0.45+0.0481=0.249 m液柱 H d=h p+h L+h d=0.162+0.06+0.001=0.223 m液柱 H dH T+h w 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. .word.zl. Vs,min=0.3674.071+54.119L 2/3 0.5 .操作围任取 Ls值,算出 Vs值,列表如下Ls 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs0.781 0.811 0.83

22、7 0.864 2.液沫夹带线Vs=2.895-14.828 Ls 2/3 操作围任取 Ls值,算出 Vs值,列表如下Ls 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs 2.790 2.701 2.587 2.491 3.液相负荷下限线2 . 84 how= 1000 E3600Ls/l W 2/3=0.0119 Ls,min=0.0119 1000/2.84 3/20.98/3600=0.000476 m 3/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=A fH T/L s=4 Ls,max= A fHT/4=0.143 0.33/4=0.0059 m

23、3/s 5.液泛线0.0119Vs 2=0.114-177L 2 s-1.048La 2/3 操作围任取 Ls值,算出 Vs值,列表如下Ls . 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs 2.991 2.897 2.759 2.623 .word.zl. .6.负荷性能图依据各线方程绘图如上 漏液掌握；读图可得：Vs,max=2.673 m 3/s 故操作弹性为,上限为液沫夹带掌握,下限为Vs,min=0.789 m 3/s Vs,max/V s,min=2.673/0.789=3.389 九精馏塔接收尺寸运算 1.塔顶蒸汽出口管选 uo=20 m/s VD=387.823

24、 kmol/h M VDm=39.812 g/molVDm =PDM VDm /RT D=1.38 kg/m 3qm=VM VDm =15440 kg/hqv=qm/ VDm =3.11 m 3/s . .word.zl. .D=4q v/ uo 0.5=445 mm 2.进料管 uF=1.6 m/s 在 35乙醇水溶液在45下密度 =927kg/m3M Fm=46 0.174+18 1.0.174=21.072 g/mol F=756.464 kmol/hqmF=FM Fm=4.428 kg/s qvF=4.78 10-3 m 3/s 3.回流管u=1.6 m/s M m=39.812 g/

25、mol qm=M mL=2.44 kg/s qv=3.22 10-3 m 3/s 4.塔釜出料管uw=1.6 m/s M LWm=18.056 g/mol =957.37 kg/m 3qv=qm/ =3.08 10-3 m 3/s 十运算结果一览表D=4q vF/ uF 0.5=62 mm L=220.369 kmol/h =758.14 kg/m3 D=4q v/ u 0.5=51 mm W=589.01 kmol/h qm=M LWmW=2.95 kg/s D=4q v/ uw 0.5=50 mm . 序号工程数值.word.zl.1 平均温度,81.09 . 2 . .word.zl.平均压力, kPa 107.6 3 气相流量, m3/s 2.949 4 液相流量, m3/s 0.0023 5 实际塔板数26 6