精馏塔计算方法.doc

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目录

1设计任务书………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1

1.1设计题目………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

1.2已知条件………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

1.3设计要求…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

2精馏设计方案选定………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1

2.1精馏方式选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

2.2操作压力的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

2.4加料方式和加热状态的选择……………………………………………………………………………………………………………………………………………………

2.3塔板形式的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

2.5再沸器、冷凝器等附属设备的安排……………………………………………………………………………………………………………………………………………

2.6精馏流程示意图…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

3精馏塔工艺计算……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2

3.1物料衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

3.2精馏工艺条件计算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

3.3热量衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

4塔板工艺尺寸设计…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4

4.1设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

4.2塔径………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

4.3溢流装置…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

4.4塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………………………………………………………………………………………………………………

5流体力学验算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6

5.1气相通过塔板的压降……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

5.2淹塔………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

5.3雾沫夹带…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

6塔板负荷性能图……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………7

6.1雾沫夹带线………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

6.2液泛线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

6.3液相负荷上限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

6.4漏液线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

6.5液相负荷下限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

6.6负荷性能图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

7塔的工艺尺寸设计…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………8

8釜温校核……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………9

9热量衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………9

10接管尺寸设计………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………10

符号说明………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………10

参考文献………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………13

结束语……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………13

1．设计任务

1． 1设计题目：

年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计

1． 2已知条件：

1原料组成：

含35%（w/w）乙醇的30度液体，其余为水。

2产品要求：

含量≥93.4%（w/w）乙醇。

3残液≤0.1%（w/w）乙醇。

4冷却水t入=32度，t出=45度

1． 3设计要求

（1）物料流程图，塔版图，塔体工艺图

（2）各接口尺寸（3）加热剂及冷却剂用量。

2．设计方案选定

2．1精馏方式：

本设计采用连续精馏方式。

原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。

其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。

由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。

2．2操作压力：

本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。

2．3塔板形式：

根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。

2．4加料方式和加料热状态：

加料方式选择加料泵打入。

由于原料温度稳定，为减少操作成本采用30度原料冷液进料。

2． 5由于蒸汽质量不易保证，采用间接，蒸汽加热。

2．6再沸器，冷凝器等附属设备的安排：

塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至65度回流入塔。

冷凝冷却器安装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。

塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。

2．7精馏流程简图

3．精馏塔工艺计算

3．1物料衡算：

年产量8000吨（每年连续生产300天），塔顶产品组成93.4%（w/w）乙醇。

原料35%（w/w）乙醇水溶液，30度。

釜残液含乙醇0.1%（w/w）的水溶液。

分子量M水=18；M乙醇=46

物料衡算汇总

摩尔流量kmol/h

摩尔组成%

质量流量kg/h

质量组成%

平均分子量g/mol

原料

F

133

3042

22.87

乙醇

23.14

17.4

1065

35

水

109.86

82.6

1977

65

釜液

W

107.37

1934

18.01

乙醇

0.4204

0.03915

1.934

0.1

水

107.33

99.96

1932

99.9

馏出液

D

26.63

1111

4.172

乙醇

22.56

84.7

1038

93.4

水

4.074

15.3

73.33

6.6

将质量组成转换为摩尔组成:

，，。

计算平均分子量：

，，。

由方程组，因为解得

得物料衡算汇总表

3．2精馏工艺条件计算。

（1）确定回流比R

图解法确定Rmin由图知XD/（R+1）=0.93得Rmin=1.89

图解Nmin在图上由点（XD，XD）在平衡线和对角线间向点（XW，XW）作梯级，由梯级个数确定最小理论板层数。

Nmin=10（不包括再沸器）

N-R图，已知Rmin和Nmin，由吉利兰图可确定一系列N-R相关数据，绘出N-R关联图。

适宜回流比，取图上曲线由急剧下降向平缓过渡阶段所对应的R值作为操作回流比，得R=3.6

回流液热状况由塔顶产品组成XD=0.8047查得塔顶温度[1]为Ts=78.23度塔顶采用冷液回流，回流液温度为Ts`=65度则T定=（Ts+Ts`）/2=71.62度由参考资料[3]附录查得78.23度下r水=2400kJ/kg，r乙醇=826kJ/kg。

71.62度条件下，Cp水=4.17kJ/（kg&S226;K）Cp乙醇=3.08kJ/（kg&S226;K），回流热状态参数参考下式计算，由塔内回流比R=3.6=R`&S226;ql，塔外回流比R`=3.6/1.045=3.445

（2）确定理论板层数。

，结果见图，得理论板层数17（不包括再沸器），精馏段13，提馏段4（不包括再沸器）

（3）确定实际板层数。

假设塔釜温度=107度，则塔顶与塔底平均温度度在96.62度下查得x=3.3%,y=26.2%把x,y代入公式，再92.62度下查得。

由精馏塔效率关联曲线查得全塔效率=0.343其中精馏段有38，提馏段12。

得精馏塔工艺参数汇总表

精馏塔工艺参数汇总

Np

N1

N2

ET

NT

R

Rmin

50

38

12

0.343

17

3.6

1.89

4．塔板工艺尺寸设计

选择精馏段第一块塔板为设计板。

4．1设计板参数在78.23度下由参考资料[3]查得

表面张力计算，由参考资料[4]由y=0.8470查平衡数据x=0.8371，换算为质量浓度0.9292。

0.9292的乙醇在25度时表面张力为.解得

4．2塔径

取塔板间距HT=0.5m取板上液层高度hL=0.06mHT-hL=0.5-0.06=0.44m。

查筛板塔泛点关联图

因。

需校正，

。

取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7umax=1.264m/s.，圆整为1000mm.塔截面积，空塔气速

4．3溢流装置

选用单液流弓形降液管，不设进口堰

（1）堰长lw，取lw=0.55D=0.55m

（2）出口堰高hw，采用平直堰，堰上液层高度，由和lw/D=0.55在液流收缩系数图上查得E=1.05.,圆整为0.047m,=0.0605m.

（3）弓形降液管宽度Wd和面积Af。

lw/D=0.55查参考资料[2]图得=0.085m,=0.0314m

（4）验算液体在降液管中滞留时间停留时间＞5s故降液管尺寸可用

（5）降液管底隙高度h0，取降液管处液体流速u0`=0.07m/s.圆整为h0=0.038m,为便于加工，选用平型受液盘。

4．4塔板布置

（1）破沫区宽度Ws，因D＜1.5m，取Ws=0.07m

（2）边缘区宽度Wc=0.05m

（3）筛孔直径物料无腐蚀性，故可选厚度为3mm的钢板。

取筛孔直径d=4mm。

（4）孔中心距筛孔按三角形排列。

取孔中心距t=3.0d=3.0x4=12mm

（5）开孔总数n

鼓泡区面积，则个，开孔率即在5-15%范围内，塔板开孔面积

（6）气体通过筛孔气速

5．流体力学验算

5．1气象通过塔板的压降ht，

（1）干板压降hd，查干筛板流量系数图得C0=0.77，液柱。

（2）气体通过液层的阻力hl，由，查充气系数关联图得=0.58，hl=0.58（0.047+0.0135）=0.03509m液柱

（3）克服液体表面张力而引起的流动阻力值很小，可忽略不计

（4）单板压降ht=0.04910+0.03509=0.08419m液柱，则层塔板数，本设计为常压操作，对板压降无特殊要求。

5．2液泛

为防止塔内发生液泛，应使降液管内清液层高度Hd≤Ф（HT+hw）因物系不起泡，取系数Ф=0.6，Ф（HT+hw）=0.6（0.5+0.047）=0.3282m，Hd=ht+hl+hd

液体通过降液管压降hd，，。

因为所以不会发生液泛。

5．3雾沫夹带量

板上鼓泡层高度。

。

。

在允许范围内。

5．4漏液

漏液点气速筛板稳定系数＞1.5不会发生漏液。

5．5液面落差，因板上没有气液接触元件，流动阻力较小，故忽略液面落差影响。

6．负荷性能图

6．1雾沫夹带线取。

。

板上鼓泡层高度，，则整理得，绘入图中得雾沫夹带线。

6．2液泛线，，

（1）关系，，，

（2）关系，，

（3）关系，

（4）关系，，取则，整理得，绘入图中得液泛线

6．3液相负荷上限线取极限值5s，得

6．4漏液线，因所以，，即

6．5液相负荷下限线，

取hw极限值0.006m，则整理得LS=0.000436m3/s

6．6操作线,根据操作时气液负荷Vs和Ls确定操作点P，该点与原点相连即得操作线，P点坐标为VS=0.9811m/s，LS=1.475x10–3m3/s

6．7操作弹性

（1）P在操作区内适中位置

（2）上限由雾沫夹带线控制，下限由漏液线控制

（3）查出上限下限弹性

7．塔的工艺尺寸设计

塔顶空间取为1m，顶部设置除沫器，全塔共50块塔板（不包括再沸器），其中精溜段38，提馏段12（不包括再沸器）进料口放在从顶数第39块塔板，全塔共设置人孔5个，分别在1，19，40层板上方，塔釜内和裙座上。

板间距设计为0,5m，进料口和人孔处塔版间距调整为0.6m板间距为0.6m的塔段分别在第19，39，40板上方塔有效段高度30.6+（50-1-3）0.5=24.8m塔釜空间高度3m，裙座高度2m，全塔总高31m其中进料口第39板，高度10.8m回流液加到第1块板上，高度30m

8．釜温校核

气体通过单板压降622.3Pa塔釜压力为由于其中基本是水，查得塔釜压力下水的沸点tw=107.5度误差，所以塔釜温度107度合理

9．热量衡算

（1）原料液温度30度到基准温度的比热平均比热，原料液带入热量为

（2）塔顶冷凝冷却量

塔顶蒸汽冷凝后再冷却至65度回流，塔顶温度78.23度，与回流液平均温度71.62度，塔顶温度下气化潜热平均温度71.62度下的比热，平均比热，塔外蒸汽量，，采用32度的水作为冷却剂，冷却水出口温度升至45度，平均温度，冷却水循环量，塔顶产品温度为65度，到基准温度的比热平均比热，塔顶产品带出热量为

（3）再沸器再沸器加入热量按全塔热量衡算计算，加入热量有再沸器加热量QB，料液带入热量。

移出热量有冷凝冷却热量QC，产品带出热量，塔釜塔体热损失QL，釜残液温度107度到基准温度比热，，平均比热釜液带出热量,依热量平衡关系，解得QB=6.156×106

（4）热量衡算结果加入热量和移出热量平衡。

热量衡算汇总单位：

kJ/h

加热量

移出热量

6.4718

6.4718

原料

再沸器

冷凝冷却器

产品热量

热损耗

釜液热量

0.3158

6.156

4.082

0.235

0.6156

0.864

10．            管路计算

各管在进出口时管内流体流量必须满足要求：

原料液

釜液

回流

馏出

其中流速u液体选2m/s，气体6m/s

所以m，m，m，

英文字母

Ap ——塔板鼓泡区面积，m2；

Af ——降液管截面积，m2；

A0——筛孔面积，m2；

AT ——塔截面积，m2；

C ——负荷系数，无因次；

C20 ——20dyn/cm时的负荷系数，无因次

Cf ——泛点负荷系数，无因次；

Cp——比热，kJ/kg&S226;K；

d0 ——筛孔直径，m；

D ——塔径，m；

D ——塔顶产品流量，kmol/h或kg/h；

eV ——雾沫夹带量，kg（液）/kg（气）；

E ——液流收缩系数，无因次；

ET ——总板效率或全塔效率，无因次；

F ——原料流量，kmol/h或kg/h；

g ——重力加速度，m/s2；

hd ——干板压降，m；

hd ——液体通过降液管的压降，m；

ht ——气相通过塔板的压降，m；

hf ——板上鼓泡层高度，m；

hl ——板上液层的有效阻力，m；

hL ——板上液层高度，m；

h0 ——降液管底隙高度，m；

h0w ——堰上液层高度，m；

hp ——与单板压降相当的液柱高度，m；

hW ——溢流堰高度，m；

hσ ——与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m；

Hd ——降液管内清液层高度，m；

HT ——塔板间距，m；

I ——物质的焓，kJ/kg；

K ——稳定系数，无因次；

lW ——堰长，m；

LS ——塔内液体流量，m3/s；

M ——分子量；

n ——筛孔总数；

NT ——理论板数；

N ——实际板数；

P ——操作压强，Pa；

ΔP ——单板压强，Pa；

ΔPp ——通过一层塔板的压强降，Pa/层；

q ——进料热状况参数，无因次；

Q ——热负荷，kJ/h；

QB ——再沸器热负荷，kJ/h；

QC ——全凝器热负荷，kJ/h；

QL ——热负荷损失，kJ/h；

r ——汽化潜热，kJ/kg；

R ——气体常数，8314J/kmol&S226;K；

R ——回流比，无因次；

t ——温度，℃或K；

t ——孔心距，m；

T ——温度，℃或K；

TS ——塔顶温度，℃或K；

T`S ——回流液温度，℃或K；

u ——空塔气速，m/s；

Ua ——按板上层液上方有效流通面积计的气速，m/s；

Umax ——极限空塔气速，m/s；

u0 ——筛孔气速，m/s；

u0M ——漏液点气速，m/s；

u’o ——降液管底隙处液体流速，m/s；

V ——精馏段上升蒸气量，kmol/h；

Vh ——塔内气相流量，m3/h；

Vs ——塔内气相流量，m3/s；

V’ ——提馏段上升蒸气量，kmol/h；

W ——釜残液流量，kmol/h或kg/h；

——冷却水量，kg/h

Wh ——加热蒸气量，kg/h；

Wc ——边缘区宽度，m；

Wd ——弓形降液管的宽度，m；

WS ——破沫区宽度，m；

x ——液相组成，摩尔分率；

y ——气相组成，摩尔分率；

Z ——塔的有效高度，m。

希腊字母

α ——相对挥发度，无因次；

ε’o ——板上液层充气系数，无因次；

τ ——液体在降液管内停留时间，无因次；

μ ——粘度，mPa&S226;s；

ρ ——密度，kg/m3；

φ ——液体的表面张力，N/m；

Φ ——校正系数，无因次。

参考文献

[1]《化工过程及设备设计》，华南化工学院化工原理教研组，华南化工学院出版社，1986

[2]《化工原理》，上册。

陈敏恒，从德兹，方图南，齐鸣斋编，化学工业出版社，北京2000

[3]《化工原理》，下册。

陈敏恒，从德兹，方图南，齐鸣斋编，化学工业出版社，北京2000

[4]《华工原理实验》，尤小祥，于奕峰，袁中凯编，天津科学技术出版