《塔板式精餾塔設計(圖文表).doc》由會員分享，可在線閱讀，更多相關《塔板式精餾塔設計(圖文表).doc（20頁珍藏版）》請在裝配圖網上搜索。

WORD格式可編輯 （一）設計方案的確定 本設計任務為乙醇-水混合物。設計條件為塔頂常壓操作，對于二元混合物的分離，應采用連續(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，而且還擔負著把粗酒精中50多種揮發(fā)性雜質除去的任務，所以濃縮酒精和除去雜質的過程在酒精工業(yè)中稱為精餾。物料中的雜質基本上是在發(fā)酵過程中生成的，只是很少數的雜質是在蒸煮和蒸餾過程中生成的。 本次設計的精餾塔用板式塔，內部裝有塔板、降液管、各種物料的進出口及附屬結構（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，在塔頂還裝有可轉動的吊柱。 塔板是板式塔的主要構件，本設計所用的塔板為篩板塔板。篩板塔的突出優(yōu)點是結構簡單造價低，合理的設計和適當的操作能使篩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，還能適當控制漏液。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。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，其余部分經產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。設計中采用圖解法求理論塔板數，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，塔頂產品經冷卻后送至儲罐。 （二）精餾塔的物料衡算 1.原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 乙醇的摩爾質量 M乙醇=46kg/kmol 純水的摩爾質量 M水 =18kg/kmol xF==0.174 xD==0.779 xW==0.002 2.原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 MF=0.17446＋18(1-0.174)= 22.872 kg/kmol MD=0.77946＋18(1-0.779)= 39.812 kg/kmol MW=0.00246＋18(1-0.002)= 18.056 kg/kmol 3.物料衡算 ｛ D==167.454 kmol/h F=D+W FxF=DxD+WxW 解得 F=756.464 kmol/h W=589.01 kmol/h （三）塔板數的確定 1.回流比的選擇 由任務書提供的乙醇-水物系的氣液平衡數據繪出x-y圖； 由于設計中選用泡點式進料，q=1，故在圖中對角線上自點a（xD,xD）作垂線，與Y軸截距oa=xD/(Rmin+1)=0.415 即最小回流比Rmin=xD/oa-1=0.877 取比例系數為1.5，故操作回流比R為 R=1.50.877=1.316 2.精餾塔的氣液相負荷的計算 L=RD=1.316167.454=220.369 kmol/h V=L+D=(R+1)D=2.316167.454=387.823 kmol/h L’=L+qF=220.369+756.464=976.833 kmol/h V’=V+(q-1)F=V=387.823 kmol/h 3.操作線方程 精餾段操作線方程為 y=x+xD=x+0.779 即：y=0.568x+0.336 提餾段操作線方程為 y=x-xW =x-0.002 即：y=2.519x-0.003 4.采用圖解法求理論塔板數 總理論塔板層數 NT=13 進料板位置 NF=第10層 5.全塔效率的計算 查上圖可知，tD=78.43 oC tW=99.53 oC t平均= tD tW =88.35 oC 塔頂 P乙醇=101.749 KPa P水=44.607 KPa α頂=2.281 塔底 P乙醇=222.502 KPa P水=99.754 KPa α底=2.231 α平均=α頂α底=2.256 平均溫度下μA=0.38 mPas μB=0.323 mPas μL=xAμA+(1-xA) μB=0.0790.38+(1-0.079)0.323=0.327 mPas 查蒸餾塔全塔效率圖，橫坐標為α平均μL=0.738 可查得ET=52％ 6.實際板層數求取 精餾段實際板層數N精=9/0.52=17.31≈18 提餾段實際板層數N提=4/0.52= 7.69≈8 （四）精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 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=0.718+101.3=113.9 kPa 塔底操作壓力PW=101.3+0.726=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 kPa 2.操作溫度計算 計算全塔效率時已知 塔頂溫度 tD=78.43 oC 進料板溫度 tF=83.75 oC 塔底溫度tW=99.53 oC 精餾段平均溫度 tm=(tD+tF)/2=(78.43+83.75)/2=81.09 oC 提餾段平均溫度 tm=(tW+tF)/2=(99.53+83.75)/2=91.64 oC 3.平均摩爾質量計算 塔頂平均摩爾質量計算 由xD=y1=0.779 查上圖可得x1=0.741 MVDm=0.77946+(1-0.779)18=39.812 g/mol MLDm=0.74146+(1-0.741)18=38.748 g/mol 進料板平均摩爾質量計算 tf=83.74 oC 由yF=0.518 查上圖可得xF=0.183 MVFm=0.51846+(1-0.518)18=32.504 g/mol MLFm=0.18346+(1-0.183)18=23.124 g/mol 精餾平均摩爾質量 MVm=( MVDm+ MVFm)/2=36.158 g/mol MLm=( MLDm+ MLFm)/2=30.936 g/mol 4.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 ρVm===1.321 kg/m3 液相平均密度計算 液相平均密度依1/ρLm=∑αi/ρi計算 塔頂液相平均密度計算 tD=78.43 oC時 ρ乙醇=740 kg/m3 ρ水=972.742 kg/m3 ρLDm==758.14 kg/m3 進料板液相平均密度計算 tF=83.75 oC時 ρ乙醇=735 kg/m3 ρ水=969.363 kg/m3 ρLFm==868.554 kg/m3 塔底液相平均密度計算 tW=99.53 oC時 ρ乙醇=720 kg/m3 ρ水=958.724 kg/m3 ρLWm==957.137 kg/m3 精餾段液相平均密度計算 ρLm=(ρLFm+ρLDm)/2=(758.14+868.554)/2=813.347 kg/m3 提餾段液相平均密度計算 ρLm=(ρLFm+ρLWm）/2=(957.137+868.554)/2=912.846 kg/m3 5.液體平均表面張力計算 液體平均表面張力依σLm=∑xiσi計算 塔頂液相平均表面張力計算 tD=78.43時 σ乙醇=62.866 mN/m σ水=17.8 mN/m σLDm=0.77917.8+0.22162.886=84.446 mN/m 進料板液相平均表面張力計算 tF=83.75時 σ乙醇=61.889 mN/m σ水=17.3 mN/m σLFm=0.18317.3+0.81761.889=53.729 mN/m 塔底液相平均表面張力計算 tW=99.53時 σ乙醇=58.947 mN/m σ水=15.9 mN/m σLWm=0.00515.9+0.99558.947=58.732 mN/m 精餾段液相平均表面張力計算 σLm =(84.446+53.729)/2=69.088 mN/m 提餾段液相平均表面張力計算 σLm =(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lgμLm=∑xilgμi計算 塔頂液相平均粘度計算 tD=78.43oC時 μ乙醇=0.364mPas μ水=0.455 mPas lgμLDm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363 μLDm =0.436 mPas 進料液相平均粘度計算 tF=83.75 oC時 μ乙醇=0.341mPas μ水=0.415 mPas lgμLFm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452 μLFm=0.353 mPas 塔底液相平均粘度計算 tW=99.53 oC時 μ乙醇=0.285mPas μ水=0.335 mPas lgμLWm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544 μLWm=0.285 mPas 精餾段液相平均粘度計算 μLm=(0.436+0.353)/2=0.395 mPas 提餾段液相平均粘度計算 μLm=(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==2.949 m3/s LS==0.0023 m3/s 查史密斯關聯(lián)圖，橫坐標為 ()=() 1/2=0.0196 取板間距HT=0.45m ，板上液層高度hL=0.06m ， 則HT-hL=0.39m 查圖可得C20=0.08 由C=C20()0.2=0.08(69.088/20)0.2=0.103 umax=C(ρL-ρV)/ ρV =2.554 m/s 取安全系數為0.7，則空塔氣速為 u=0.7umax=1.788 m/s D=4Vs/πu==1.39 m 按標準塔徑元整后 D=1.4 m 塔截面積AT=(π/4)1.42=1.539 ㎡ 實際空塔氣速為 u=2.717/1.539=1.765 m/s 2.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+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lW=0.71.4=0.98 m 2.溢流強度i的校核 i=Lh/lW=0.00233600/0.98=8.449≤100~130m3/hm 故堰長符合標準 3.溢流堰高度hW 平直堰堰上液層高度how=E（Lh/lW）2/3 由于Lh不大，通過液流收縮系數計算圖可知E近似可取E=1 how=1（Lh/lW）2/3=0.0119 m hW=hL-how=0.06-0.0119=0.0481 m 4.降液管尺寸計算 查弓形降液管參數圖，橫坐標lW/D=0.7 可查得Af/AT=0.093 Wd/D=0.151 故 Af=0.093AT=0.143 ㎡ Wd=0.151Wd=0.211 ㎡ 留管時間θ=3600ATHT/LH=27.64 s＞5 s符合設計要求 5.降液管底隙高度ho hO=Lh/3600lWu0’=0.0023/0.980.08=0.03 m hW-hO=0.0481-0.03=0.0181 m＞0.006 m 6.塔板布置 塔板的分塊 D=1400 mm＞800 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=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 m 故Aa=2(x(r2-x2)+πr2/180sin-1(x/r))=1.046 ㎡ 篩孔計算及其排列 本例所處理的物系無腐蝕性?？蛇x用δ=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d=5mm。 孔中心距t=3d=35=15 mm 篩孔數n=1.1551.046/0.0152=5369 個 開孔率φ=0.907(d2/t2)=10.1％ 氣體通過閥孔的氣速為 u0===30.541 m/s （七）篩板的流體力學驗算 1.塔板壓降 干板阻力hc計算 由c=0.790 hc=0.051（）2()=0.044 氣體通過液層阻力hl ua=Vs/(AT-Af)=2.944/(1.539-0.143)=2.112 m/s Fo=2.112=2.428 查充氣系數關聯(lián)圖得β=0.55 hl=βhL=β(hW+hOW)=0.55(0.0119+0.0481)=0.033 m液柱 液體表面張力所產生的阻力hσ計算 hσ=4σL/ρLgd=456.231/(813.3479.815)=0.00524m hp=hp+hl+hσ=0.124+0.033+0.00524=0.162 m液柱 每層塔板壓降 ΔPp=hpρLg=0.082813.3479.81=0.65 KPa＜0.7KPa 2.液沫夾帶 hf=2.5hL=2.50.06=0.15 m 故ev=(2.112/(0.45-0.06))3.2=0.0226＜0.1 本設計中液沫夾帶在允許范圍內 3.漏液 篩板塔中，漏液點氣速 u0,min=4.4Co((0.0056+0.13hL-hσ) ρL/ρV)0.5=7.714 m/s 實際孔速 u0=30.541 m/s＞u0,min 穩(wěn)定系數K= u0/u0,min=30.541/7.714=3.967＞1.5 故本設計中無明顯漏液 4.液泛 φ(HT+hw)=0.5(0.45+0.0481)=0.249 m液柱 Hd=hp+hL+hd=0.162+0.06+0.001=0.223 m液柱 Hd≤φ(HT+hw) 故在本設計中不會發(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+54.119Ls2/3)0.5 操作范圍內任取Ls值，算出Vs值，列表如下 Ls 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs 0.781 0.811 0.837 0.864 2.液沫夾帶線 Vs=2.895-14.828 Ls2/3 操作范圍內任取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.液相負荷下限線 how=E(3600Ls/lW)2/3=0.0119 Ls,min=(0.01191000/2.84)3/20.98/3600=0.000476 m3/s 4.液相負荷上限線 以θ=4s作為液體在降液管中停留時間的下限 θ=AfHT/Ls=4 Ls,max= AfHT/4=0.1430.33/4=0.0059 m3/s 5.液泛線 0.0119Vs2=0.114-177L2s-1.048La2/3 操作范圍內任取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 6.負荷性能圖 依據各線方程繪圖如上,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/s Vs,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 VD=387.823 kmol/h MVDm=39.812 g/mol ρVDm=PDMVDm/RTD=1.38 kg/m3 qm=VMVDm=15440 kg/h qv=qm/ρVDm=3.11 m3/s D=(4qv/πuo)0.5=445 mm 2.進料管 uF=1.6 m/s 在35％乙醇—水溶液在45℃下密度ρ=927kg/m MFm=460.174+18(1.0.174)=21.072 g/mol F=756.464 kmol/h qmF=FMFm=4.428 kg/s qvF=4.7810-3 m3/s D=(4qvF/πuF)0.5=62 mm 3.回流管 u=1.6 m/s Mm=39.812 g/mol L=220.369 kmol/h qm=MmL=2.44 kg/s ρ=758.14 kg/m qv=3.2210-3 m3/s D=(4qv/πu)0.5=51 mm 4.塔釜出料管 uw=1.6 m/s MLWm=18.056 g/mol W=589.01 kmol/h ρ=957.37 kg/m3 qm=MLWmW=2.95 kg/s qv=qm/ρ=3.0810-3 m3/s D=(4qv/πuw)0.5=50 mm （十）計算結果一覽表 序號 項目 數值 1 平均溫度，℃ 81.09 2 平均壓力，kPa 107.6 3 氣相流量，m/s 2.949 4 液相流量，m/s 0.0023 5 實際塔板數 26 6 有效段高度，m 11.8 7 塔徑，m 1.4 8 板間距，m 0.45 9 溢流形式 單溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰長，m 0.98 12 堰高，m 0.0481 13 板上液層高度，m 0.06 14 堰上液層高度，m 0.0119 15 降液管底隙高度，m 0.03 16 安定區(qū)寬度，m 0.065 17 邊緣區(qū)寬度，m 0.035 18 開孔區(qū)面積，㎡ 1.046 19 篩孔直徑，m 0.005 20 篩孔數目 5369 21 孔中心距，m 0.015 22 開孔率，％ 10.1 23 空塔氣速，m/s 1.765 24 篩孔氣速，m/s 30.541 25 穩(wěn)定系數 3.96 26 每層塔板壓降，Pa 650 27 負荷上限 液沫夾帶控制 28 負荷下限 漏液控制 29 液沫夾帶 0.0226 30 氣相負荷上限,m/s 0.789 31 氣相負荷下限,m/s 2.673 32 操作彈性 3.389 （十一）塔主體設備圖 （十二）評述與討論 整個設計過程，準備階段確定設計方案。首先進行精餾塔物料衡算，進而確定塔板數。然后對精餾塔的工藝條件及有關物性數據計算，進一步對精餾塔塔體工藝尺寸進行計算。接著對篩板的流體力學驗算接著做塔板復合性能圖，接著對精餾塔接管尺寸計算，最后畫主體設備條件圖。問題：一開始由于經驗主義認為M平均=Ma乘以a%+Mb乘以b%（a%為質量分數）而后得知M平均=Ma乘以a%+Mb乘以b%（a%為摩爾分數）。我們計算各項的提鎦段數據，似乎在后面沒有用到。電腦做氣液平衡圖時，應該選擇平滑曲線，我們采用的添加趨勢線的辦法（使用六次方程），點與線并不能完全重合。 (十三)參考文獻 1. 黃英.化工過程設計.西北工業(yè)大學出版社 2. 王志魁,劉麗英,劉偉.化工原理（第四版）.化學工業(yè)出版社 3. 董寧海.板式精餾塔設計.合肥工業(yè)大學 老師發(fā)的參考資料文明施工 ①依據業(yè)主、監(jiān)理有關要求，落實施工組織文件，明確各工序管理、材料管理、機械管理、成本管理、勞動管理。 ② 對全體職工，特別是民工，在進場前進行文明、安全施工教育，不斷提高職工的文明施工意識和自身素質。 ③建立文明施工管理制度，采用統(tǒng)一規(guī)范臨設，圍檔整齊，符合要求，臨設要牢固整齊，材質符合要求。 ④運料車運料時要用帆布覆蓋，以防沿路遺撒和揚塵。施工道路要保證濕潤，以防車輛行駛揚塵。 ⑤場地內材料與設備要保持整齊，并保證場地內的清潔。 4. 專業(yè)知識整理分享