塔板式精餾塔設(shè)計(圖文表)

1、.（一）設(shè)計方案的確定本設(shè)計任務(wù)為乙醇 -水混合物。設(shè)計條件為塔頂常壓操作，對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。酒精精餾與化工精餾過程不同點就在于它不僅是一個將酒精濃縮的過程，而且還擔(dān)負著把粗酒精中 50 多種揮發(fā)性雜質(zhì)除去的任務(wù)，所以濃縮酒精和除去雜質(zhì)的過程在酒精工業(yè)中稱為精餾。物料中的雜質(zhì)基本上是在發(fā)酵過程中生成的，只是很少數(shù)的雜質(zhì)是在蒸煮和蒸餾過程中生成的。本次設(shè)計的精餾塔用板式塔， 內(nèi)部裝有塔板、 降液管、各種物料的進出口及附屬結(jié)構(gòu) （如全凝器等）。此外，在塔板上有時還焊有保溫材料的支撐圈，為了方便檢修，在塔頂還裝有可轉(zhuǎn)動的吊柱。塔板是板式塔的主要構(gòu)件，本設(shè)計所用的塔板為篩板塔板

2、。篩板塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單造價低，合理的設(shè)計和適當(dāng)?shù)牟僮髂苁购Y板塔滿足要求的操作彈性，而且效率高，并且采用篩板可解決堵塞問題，還能適當(dāng)控制漏液。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬不易分離物系，最小回流比較小，采用其 1.5 倍。設(shè)計中采用圖解法求理論塔板數(shù)，在溢流裝置選擇方面選擇單溢流弓形降液管。塔釜采用間接蒸汽加;.熱，塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。（二）精餾塔的物料衡算1. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率乙醇的摩爾質(zhì)量m 乙醇 =46kg/kmol純水的摩爾

3、質(zhì)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. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)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）塔板數(shù)的確定1. 回流比的選擇由任務(wù)書提供的乙醇 - 水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)繪出 x-y 圖；由于設(shè)計中選用泡點式進料， q=1，故在圖中對角線上自點 a（xd,x d）作垂線，與 y 軸截距 oa=xd/(r min +1)=0.415即最小回流比 rmin=xd/oa-1=0.877取比例系數(shù)為 1.5 ，故操作回流比 r為 r=1.50.877=1.3162. 精餾塔的氣液相負荷的計算;.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. 操作線方程精餾段操作線方程為r11.3161y= r1 x+ r1 xd= 1.3161 x+1.316 1 0.779即： y=0.568x+0.336提餾段操作線方程為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. 采用圖解法求理論塔板數(shù);.總理論塔板層數(shù)nt=13進料板位置nf=第 10 層5. 全塔效率的計算查上圖可知， t d=78.43 oc t w=99.53 oct 平均 =t d t w =88.35 oc塔頂p 乙醇 =101.749 kpap 水=44.607 kpa頂 =2.281塔底p 乙醇 =222.502 kpap 水=99.754 kpa底 =2.231平均 = 頂 底=2.256平均溫度下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查蒸餾塔全塔效率圖，橫坐標(biāo)為 平均 =0.738l可查得 et=526. 實際板層數(shù)求取精餾段實際板層數(shù)n精 =9/0.52=17.31 18提餾段實際板層數(shù)n提 =4/0.52= 7.698（四）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算1. 操作壓力計算;.塔頂操作壓力 pd=101.3 kpa單板壓降 p=0.7 kpa進料板壓力 pf=0.7 18+101.3=113.9 kpa塔底操作壓力 pw=101.3+0.7 26=119.5 kpa精餾段平均壓力 pm=(101.3+113.9)/2=107.6 kpa 壓力 pm=(113.9+119.5)/2=116.7 kpa2. 操作

8、溫度計算計算全塔效率時已知塔頂溫度doct =78.43進料板溫度 t f=83.75 o cwoc塔底溫度 t =99.53精餾段平均溫度mdf)/2=(78.43+83.75)/2=81.09oct =(t +t提餾段平均溫度mwf)/2=(99.53+83.75)/2=91.64oct =(t +t3. 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由 xd=y1=0.779 查上圖可得 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 進料板平均摩爾質(zhì)量計算 t f =83

9、.74 o c由 yf=0.518查上圖可得 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精餾平均摩爾質(zhì)量mvm=( m vdm+ mvfm)/2=36.158 g/molm =( m + m )/2=30.936 g/mollmldmlfm4. 平均密度計算氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即vm pmv107.6 36.1583= rt = 8.314(81.09273.15) =1.321 kg/m液相平均密度計算液相平均密度依 1/ lm= i /

10、 i計算塔頂液相平均密度計算do乙醇=740 kg/m3水=972.742 kg/m3t =78.43c時 ldm13= (0.9 / 740 0.1/ 972.742) =758.14 kg/m進料板液相平均密度計算foc時 乙醇=735 kg/m3水=969.363 kg/m3t =83.75lfm13= (0.364/ 7350.636/ 969.363) =868.554 kg/m塔底液相平均密度計算woc時 乙醇=720 kg/m3水=958.724 kg/m3t =99.53;.13lwm= (0.005/ 720 0.995/ 958.724) =957.137 kg/m精餾段液

11、相平均密度計算lm=( lfm+ldm)/2=(758.14+868.554)/2=813.347 kg/m3提餾段液相平均密度計算 =( + ）/2=(957.137+868.554)/2=912.846kg/mlmlfmlwm35. 液體平均表面張力計算液體平均表面張力依 lm=xi i 計算塔頂液相平均表面張力計算t =78.43 時 乙醇=62.866 mn/m水=17.8 mn/md ldm=0.779 17.8+0.221 62.886=84.446 mn/m進料板液相平均表面張力計算t =83.75 時 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塔底液相平均表面張力計算t =99.53 時 乙醇=58.947 mn/m水=15.9 mn/mw lwm=0.005 15.9+0.995 58.947=58.732 mn/m精餾段液相平均表面張力計算 lm =(84.446+53.729)/2=69.088 mn/m提餾段液相平均表面張力計算lm =(58.732+53.729)/2=56.231 mn/m;.6. 液體平均粘度計算液體平均粘度依 lg lm=xi lg i 計算塔頂液相平均粘度計算t d=78.43 oc 時乙醇 =0.364mpas水=0.455 mpaslg l

13、dm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363 ldm =0.436 mpa s進料液相平均粘度計算t =83.75c時 乙醇=0.341mpas=0.415 mpasfo水lg lfm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452 lfm=0.353 mpas塔底液相平均粘度計算t w=99.53 oc時 乙醇 =0.285mpas水=0.335 mpaslg lwm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544 lwm=0.285 mpas精餾段液相平均粘度計算 lm=(0.436+0.353)/2=0

14、.395 mpas提餾段液相平均粘度計算 lm=(0.285+0.353)/2=0.319 mpas（五）精餾塔的塔體工藝尺寸計算1. 塔徑的計算精餾段的氣液相體積流率為;.vs= vm=2.949 m3/s3600ls= lm=0.0023 m3/s3600查史密斯關(guān)聯(lián)圖，橫坐標(biāo)為lh ( l)1 2=0.00232.949vh v813.3471/2 =0.0196( 1.321 )取板間距 ht=0.45m ，板上液層高度 hl=0.06m ，則 ht-h l=0.39m 查圖可得 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取安全系數(shù)為 0.7 ，則空塔氣速為u=0.7u max=1.788 m/sd= 4v / u=4 * 2.949 / 3.14 /1.788=1.39 ms按標(biāo)準(zhǔn)塔徑元整后 d=1.4 mt2塔截面積 a =( /4) 1.4 =1.539實際空塔氣速為u=2.717/1.539=1.765 m/s2. 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 z 精 =（n精-1 ）ht=7.65 m提餾段有效高度為 z 提 =（n提-1 ）ht=3.15 m 在進料板上方開一人孔，其高度為 1m 故精餾塔的有效高度為z=z 精+z 提 +1=7.65+3.15+

16、1=11.8 m;.（六）塔板主要工藝尺寸的計算1. 溢流裝置計算因塔徑 d=1.4 m，可選用單溢流弓形降液管堰長 l w=0.7 1.4=0.98 m2. 溢流強度 i 的校核3i=l h/l w=0.0023 3600/0.98=8.449 100130m/h m故堰長符合標(biāo)準(zhǔn)w3. 溢流堰高度 h平直堰堰上液層高度h =2.84e（l /l）2/3ow1000hw由于 l 不大，通過液流收縮系數(shù)計算圖可知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. 降液管尺寸計算查弓形

17、降液管參數(shù)圖，橫坐標(biāo) 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 留管時間 =3600atht/l h=27.64 s 5 s 符合設(shè)計要求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. 塔板布置塔板的分塊 d=1400 mm800 mm，故塔板采用分塊式。分為 4 塊。邊緣區(qū)寬度確定ws = ws =0.065 m,wc =0.035 m開孔區(qū)面積計算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篩孔計算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性?？蛇x用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑 d=5mm?？字行木?t=3d=3 5=15 mm篩孔數(shù) n=1.1551.046/0.015 2=5369 個開孔率 =0.907(d 2/t 2)=10.1 氣體通過閥孔的氣速為v2.949u0= a = 0.101 1.046 =30.541 m/s（七）篩板的流體力學(xué)驗算1. 塔板壓降干板阻力

19、 hc 計算由 c=0.790;.hc=0.051 （ u ）2( v )=0.044c l氣體通過液層阻力hlua=vs/(a t-af )=2.944/(1.539-0.143)=2.112 m/sfo=2.112 1.321 =2.428 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得 =0.55 hl = hl= (h w+how)=0.55(0.0119+0.0481)=0.033 m 液柱液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h 計算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 液柱每層塔板壓降pp

20、=hplg=0.082813.347 9.81=0.65 kpa0.7kpa2. 液沫夾帶flh =2.5h =2.5 0.06=0.15 mv5.73.2=0.02260.1故 e = 56231 (2.112/(0.45-0.06)本設(shè)計中液沫夾帶在允許范圍內(nèi)3. 漏液篩板塔中，漏液點氣速0,minollv0.5=7.714 m/su =4.4c (0.0056+0.13h-h) / )實際孔速 u 0=30.541 m/s u0,min穩(wěn)定系數(shù) k= u0/u 0,min =30.541/7.714=3.967 1.5;.故本設(shè)計中無明顯漏液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)故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象（八）塔板負荷性能圖1. 漏液線vs,min =0.367(4.071+54.119l s 2/3 ) 0.5操作范圍內(nèi)任取ss值，列表如下l值，算出 vls0.00060.00150.00300.0045v0.7810.8110.8370.864s2. 液沫夾帶線ss2/3v =2.895-14.828 l操作范圍內(nèi)任取ss值，列表如下l值，算出 vls0.00060.00150.00300.0045v2.7902.7012.5872.

22、491s3. 液相負荷下限線how2.84sw2/3=0.0119=1000 e(3600l /l)ls,min=(0.01191000/2.84)3/20.98/3600=0.0004763m/s;.4. 液相負荷上限線以 =4s 作為液體在降液管中停留時間的下限 =af ht/l s =4ls,max = af ht/4=0.143 0.33/4=0.0059 m 3/s5. 液泛線222/30.0119vs =0.114-177ls -1.048la操作范圍內(nèi)任取ss值，列表如下l 值，算出 vl0.00060.00150.00300.0045sv2.9912.8972.7592.623

23、s6. 負荷性能圖依據(jù)各線方程繪圖如上 , 上限為液沫夾帶控制，下限為漏液控制。讀圖可得：;.vs,max =2.673 m3/svs,min =0.789 m3/s故操作彈性為vs,max /vs,min =2.673/0.789=3.389（九）精餾塔接管尺寸計算1. 塔頂蒸汽出口管選 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. 進料管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）計算結(jié)果一覽表序號項目數(shù)值1平均溫度，81.092平均壓力， kpa107.63氣相流量， m3/s2.9494液相流量， m3/s0.00235實際塔板數(shù)266有效段高度， m11.87塔徑， m1.48板間距， m0.459溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長， m0.9812堰高， m0.048113板上液層高度， m0.0614堰上液層高度， m0.011915降液管底隙高度， m0.0316安定區(qū)寬度， m0.06517邊緣區(qū)寬度， m0.0