精餾塔課程設計最新模板

1、目錄一、概述 二、設計方案和工藝流程的確定 三、塔的物料衡算 四、回流比確定五、塔板數的確立 六、塔的工藝條件及物性數據計算 七：塔和塔板主要工藝尺寸計算 八、塔板的流體力學驗算 十、熱量衡算 十一、篩板塔的設計結果總表 十二、輔助設備選型及接管尺寸 十三、精餾塔機械設計計算 十四、設計中的心得體會一、概述：塔設備是煉油、化工、石油化工等生產廣泛應用的氣液傳質設備。根據塔內氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內設置一定數量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質，熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐漸接觸逆流操作過程。填料塔內裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，

2、氣體逆流而上（也有并流向下者）與液體接觸進行質熱傳遞，氣液組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對塔設備的要求：（1）生產能力大；（2）傳質傳熱效率高;(3)氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，材料耗用量小（6）制作安裝容易，維修方便。（7）設備不易堵塞，耐腐蝕。其中板式塔又可分為有降液管的塔板（如泡罩塔，浮閥塔，篩板塔，舌型，S型等）和無降液管的（如穿流式篩板，穿流式波紋板）該課程涉及到的是板式塔中的浮閥塔，其廣泛用于精餾、吸收、和解吸等過程。其主要特點是再塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥的周邊以穩(wěn)定的速度水平地進入塔板上液層進行兩相接觸，

3、浮閥課根據氣流流速地大小上下浮動，自行調節(jié)。浮閥有盤式、條式等多種。國內多采用盤式，其優(yōu)點為生產能力大，操作彈性大，分離效率較大，塔板結構較簡單。此型中的F-1型結構簡單，已經列入部頒標準，因此型號的重閥操作穩(wěn)定性好，一般采用重閥。二、設計方案和工藝流程的確定:在此次課程涉及中主要介紹浮閥塔在精餾中的應用，精餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器、和產品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料再塔內經多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器的冷卻物質將余熱帶走。此過程中因考慮節(jié)能。另外，為保持塔的穩(wěn)定性，流程除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以受泵操作波動影響。

4、塔頂冷凝器裝置根據生產情況以決定采用全凝器和分凝器。一般，塔頂分凝器對上升蒸汽雖由一定的增濃作用，當在石油等工業(yè)中獲取液相產品時往往采用全凝器，以便于準確的控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用分凝器操作壓強由常壓、低壓和高壓操作，其取決于冷凝溫度，一般都采用常壓，對于熱敏性物質或混合液沸點過高的物質則宜采用減壓操作，而常壓下為氣態(tài)的物質采用高壓操作。對于物料的進料，一般情況下采用冷進料，但是為了考慮塔的操作穩(wěn)定性，則一把采用泡點進料。蒸餾一般采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。對于本次的課程因為乙醇的揮發(fā)度較高，宜采用間接蒸汽加熱，其優(yōu)點時可以利用壓強較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費用，并省掉間接加

5、熱設備選擇回流比主要從經濟的角度來考慮，力使操作費用和設備費用之和最低。這個將在下面詳細的介紹。本設計采用混合原料經原料余熱至泡點，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產品經冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送入貯槽。（流程圖見后面附錄）三、塔的物料衡算： （一）料液及塔頂、塔底產品含苯摩爾分率。XF=;XD=;XW=; (二)平均分子量。MF=;MD=;MW=; (三)物料衡算 ?？偽锪虾馑悖?D，+W，=F，=4166.7；易揮發(fā)組分物料衡算： 0.94D，+0.005 W，=0.7=1458.345；聯立上面兩式得： F，=

6、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、回流比確定。由（附錄-1）得出最小理論回流比為Rmin=2.217五、塔板數的確立。 （一）全塔效率EtEt=;(其中4.03，0.35747) （二）由后面的（附錄3）的程序得出理論塔板數N理54； 實際塔板數：N實N理/ Et54/0.493109.53； 所以實際塔板數等于110塊；六、塔的工藝條件及物性數據計算。 （一）操作壓強Pm 精餾段平均操作壓強Pm kpa（二）溫度tm，精（83.75+78.2）/2 =

7、81.0（三）平均分子量 xd=y1=0.860 ; x1=0.710 ; 塔頂： 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 ;進料塔：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;則精餾段分子量: MVM精（42.14+37.94）/2=40.04 kg/kmol; MLM精=(23.15+22.90)/2=23.

8、03 kg/kmol;(四)精餾段氣液負荷計算 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：塔和塔板主要工藝尺寸計算。（一） 塔徑：初選板間距HT=0.35 m ; 取板上液層高度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 ；查圖得：C200.059 ；CC200.20.0590.20

9、.0674 ； Umax= Csqrt（LV)/V =1.22 m/s ; 取安全系數為0.70 ；則 U=0.70Umax=0.701.22=0.854 m/s ;Dsqrt(4)/(U)= sqrt(40.59)/(3.140.854)=0.938 m ; 按標準，塔徑園整為1.0m ,則空塔氣速為0.75 m/s ; (二)溢流裝置：采用單溢流，弓形降液管，平形受液盤及平形溢流堰，不設進口堰。各項計算如下： 1.溢流堰長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 ;查圖知： E1.03 ；hOW=(2.84/1000)E

10、(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.降液管的寬度Wd與移液管的寬度Af W/D0.60/1 =0.60 ; 查圖知：Wd/D0.100 ； Af/At0.052; 得： Wd0.100D0.101.00.10 m ; Af0.052D20.0520.781.02=0.041 m2 ; 4.停留時間檢驗降液管面積 5。降液管底隙高度h 取液體通過降液管底隙的流速uo、為0.09 m/s ; ho=ho/(lWuo、)=0.0007/(0.600.09)=0.93 m ;

11、(三)：塔板布置 1。取邊緣區(qū)寬度Wc=0.035 m ;安定區(qū)寬度Wb=0.070 m ; 2.計算開孔區(qū)面積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)篩孔數與開孔率 取篩孔的孔徑d0為5mm ; 正三角形排列，一般炭鋼的板厚為3mm ； 取t/d0=3.0 故空中心距：t=3.05.0=15.0 mm ; 1.篩孔數： ； 2.開孔率： ； 3.開孔面積：0.1010.5720.0578 m2 ；4.氣體通過篩孔的氣速： ；（五）塔有效高度 m ;(六) 塔高計算

12、m ;其中：塔高 ； ：進料板處板間距 ； ：人孔處板間距 ； ：塔頂空間；：塔底空間；：實際塔板數；：進料板數； ：人孔數 ； ：板間距 ； 八、塔板的流體力學驗算（一）氣體通過塔板的壓降相當于液柱高度 ； 1.干板壓降相當于液體高度 0.0510.0510.0351 m ; 其中由5/3=1.67 ; 查圖得0.84 ； 2.氣體穿過板上液層壓降相當得液柱高度 m/s ; =0.852=1.46 ; 由圖查得上液層充氣系數 m ; 3.克服液體表面張力壓降相當的液柱高度 m ; 由0.0228+0.0375+0.004070.064 m ; 故單板壓降： 在設計允許范圍內。（二）霧沫夾帶量

13、的驗算 ； 其中： ； （三）漏液的驗算篩板的穩(wěn)定性系數:K=/=11.6/6.5=1.781.5 故再設計負荷下不會產生漏液。（四）液泛驗算為了防止降液管液泛的產生，應使降液管中液泛的高度。依上面的公式計算的：0.074+0.06+0.000990.135 m ；其中 m ;取；則 m ;故，在 設計負荷下不會產生液泛根據以上的塔板各項流體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸使合適的九、塔板負荷性能圖 （1）霧沫夾帶線依上面的公式：；1.339;近似取E1.0，0.052 m，0.66 m;故得：取0.1 kg液/kg氣 ； 38.86 ； HT=0.35 沒；代入上面得幾個公式，化簡得

14、： 1.26-13.86 ；在操作范圍內任取幾個，依公式相應得算出值，列于下表中： 0.20.350.50.7 1.211.191.171.15（二）液泛線 ；E1.03 ； =0.60 m ; ; ; ；綜上得： ； 0.00407 ；故： ； ；將： ； ； 及上面計算出來得數據代入得： ；在操作范圍內取若干個值，同（一）計算得值，列表如下： 0.20.350.50.7 1.621.581.541.50（三）液相負荷上限 取液體在降液管中停留時間為4秒。 ;(四)漏液線（氣相負荷下限表）由 ； ； 由前面已經算出是0.0578 ；得： ；同理得下表： 0.20.350.50.7 0.443

15、0.4460.4490.452（五）液相負荷下限表取0.006 m最為液相負荷下限條件，取E1.03 ； ；故：；由精餾段負荷性能圖，可知精餾段得操作彈性7.3265 ；十、熱量衡算：（1）再沸器：十一、篩板塔的設計結果總表 項目 符號 單位 計算數據精餾段 各段平均壓強 pm kPa 174.125 各段平均溫度 tm 80.975 平均流量 氣相 Vs m3/s 0.59 液相 Ls m3/s 0.007 板間距 HT 塊 103 塔的有效高度 Z m 0.35 塔徑 D m 36.05 空塔氣速 u m 1.0 塔板液流型式 m/s 0.75 實際塔板數 N 單流型 溢流裝置溢流管型式

16、弓形堰長 lW m 0.60 堰高 hW m 0.052溢流堰寬度 Wd m 0.10管底與受液盤距離 h0 m 0.013 板上清液層高度 hl m 0.06 孔徑 d0 mm 5.0 孔間距 t mm 15.0 孔數 n 個 2944 開孔面積 m2 0.0578 篩孔氣速 uo m/s 10.21 塔板壓降 hF Pa 0.491液體在降液管中的停留時間 s 20.50降液管內清液層高度 Hd m 0.175 霧沫夾帶 ev kg液/kg氣 0.012 負荷上限 負荷下限 氣相最大負荷 Vs,max m3/s 1.1 氣相最小負荷 Vs,min m3/s 0.37十二、輔助設備選型及接管

17、尺寸:（一） 輔助設備選擇 1.再沸器 該裝置用于加熱塔底料液使之部分汽化提供蒸餾過程所需熱量的熱交換設備，常用的幾種有：內置式、釜式、虹吸式、強制循環(huán)式。 再沸器的選擇根據工藝要求和再沸器的特點綜合考慮。本設計采用的精餾塔實采用泡點進料，所需得傳熱面積小，而且物料是乙醇水溶液，氣液混合物密度小于液體得密度。所以采用立式熱虹吸再沸器比較合適。其單位面積得金屬耗量明顯小于其他的型式。注意的是這種型式的再沸器的氣化率不能大于40否則傳熱不良。且因加熱管不能充分的潤濕而易結詬。 2.塔頂回流冷凝器該裝置通常采用管殼式換熱器，由臥式、立式、管內或管外冷凝等形式。按冷凝器與塔的相對位置區(qū)分為：整體式及自

18、流式、強制循環(huán)式。再沸器的選擇和再沸器一樣根據工藝要求和冷凝器的特點綜合考慮：（1）整體及自流式一般用于小塔，置于塔頂。優(yōu)點是蒸汽壓降較小，可籍改變氣升管或塔板位置調節(jié)以保證回流與產出的壓頭，可用于凝液難以用泵輸送或泵送由危險的場合。還可以節(jié)省安裝面積。常用于減壓蒸餾或者傳熱面積小的情況。（2）強制循環(huán)式，用于塔的處理量很大或者塔板數很多的時候，冷凝器置于塔下部適當的位置。用泵向上輸送回流。再冷凝器和泵之間設置回流罐。主要適用于常壓或者加壓操作。本設計因處理量大，而且設計中的涉及的塔板數較多，常壓操作，故選用強制循環(huán)式冷凝器，采用全回流操作。 3.蒸汽噴出器 一般對于粘度大的流體,流速應該取得

19、小些;對于粘度小的流體,流速應該取得較大的流速.塔采用直接蒸汽加熱的時候,釜中應該安裝一蒸汽噴出器,使加熱蒸汽均勻的分布在釜液中.其結構一般為一環(huán)形蒸汽管,管的下面和側面適當開一些小孔供蒸汽噴出.小孔直徑一般為3-10mm,孔心距為孔徑的6-10倍.小孔總面積應為加熱蒸汽管的橫截面積的1.2-1.5倍,管內蒸汽速度為20-25m/s,加熱蒸氣浸入釜中液層至少0.6m以上,以保證蒸汽與溶液有足夠的接觸時間。 4.法蘭 法蘭按法蘭和設備的聯結型式分為焊接法蘭、活套法蘭和螺紋法蘭。采用化工部標準（HG）(二)主要接管尺寸計算 1.進料管 由以知料液流率為4166.67 kg/h ,取料液密度為900

20、kg/m2則料液體積流率為： ； 取管內流速 m/s ； 則進料管直徑： 取進料管尺寸為 ；2.回流管由以知回流液流率為1550.04 kg/h ,取回流液密度為700kg/m2則回流液體積流率為： ；取管內流速：=0.3 m/s ;則回流直徑： m ;取回流管尺寸為 ； 3.釜液出口管由以知釜液流率為2616.66 kg/h ,取釜液密度為980kg/m2則釜液體積流率為： ；取管內流速：=0.5 m/s ;則釜液出口管直徑： m ;取釜液回流管直徑為： ； 4.塔頂蒸汽管 近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率: ; 取 u=15m/s ; 所以： ； 取塔頂蒸汽管尺寸為： ； 5.加熱蒸

21、汽管 （1）原料預熱器加熱管道 原料預熱器蒸汽流率為344.6kg/h ,取蒸汽底部流率為1.64kg/m3, 則u=15m/s ; ; 取加熱管蒸汽管尺寸為： ； （2）再沸器加熱管徑 蒸汽流率為2243.65 kg/h , =1.64 kg/m3 ; 則 ；取u=15m/s ; ; 取管徑尺寸為： ； 十三、精餾塔機械設計計算: （一）已知條件1.塔體內徑Di=1000mm,塔高H45.5m ;2.設計壓力p=0.25MPa ,設計溫度t=200介質為乙醇水溶液；3.腐蝕裕量C2=4mm ,安裝在合肥地區(qū)(暫不考慮地震影響)； （二）設計方法步驟1.材料的選擇：設計壓力p=0.5MPa，屬

22、于低壓分離裝置，介質腐裕性未提特殊要求，可選取20R作為塔體的材料。 2.筒體、封頭壁厚的確定：先按內壓容器設計厚度，然后按自重、液重等引起的正應力及風載荷引起的彎曲應力進行強度和穩(wěn)定性驗算。 3.實質性計算： （1）背體厚度計算： 在310時的作用應力，查的110MPa ; (2)封頭壁厚計算： 采用標準橢圓形封頭，則： ； 為了便于焊接，采用封頭和壁厚等厚，即12mm; （3）塔體上各項載荷計算 （a） 塔體重量： ； 110層塔盤與內件重量和位為： ；保溫層： ；操作塔共18層，每層500kg及斜梯每5米重125kg ;=18500+39125=6045kg ;料液按100層塔盤計算：

23、；裙座重量：1189 kg ;充水重量： ；塔體操作時重量： ；塔體與裙座操作時重量： ;全塔最大重量： 全塔最小重量：（b塔體的風載荷和風距： 風載荷： ； 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： 對于5-10 m 10-5.54.5m 查表的0.78 m; 對于10-20 m =20-10=10 m 查表的1.15 m ; 對于20-30 m =30-20=10 m 查表的1.33 m ; 對于30-40 m =40-30=10 m 查表的1.33 m; 對于40-50m =50-40=10m 查表的1.56 m; 對于50-60m =60-50=10m 查表的1.58 m; 各段均?。?024+2100+200+4001624 m; 塔體各段風力：對于5-10m 對于10-20m 對于20-30m 對于30-40m 對于40-50m 對于50-60m 經計算的（過程略）塔底底部截面彎距： 裙座底部截面彎距：(4)裙座強度及穩(wěn)定性驗算 設裙座厚度為，附加量c=1