精馏塔计算方法

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1、目录1 设计任务书11.1 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12.1 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23.1 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44.1 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65.1 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76.1 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

2、.6 负荷性能图7 塔的工艺尺寸设计88釜温校核99热量衡算910接管尺寸设计10符号说明10参考文献13结束语131 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21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

3、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。22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。23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。24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。26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

4、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。27精馏流程简图3 精馏塔工艺计算31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F133304222.87乙醇23.1417.4106535水 109.8682.6197765釜液W107.371

5、93418.01乙醇0.42040.039151.9340.1水 107.3399.96193299.9馏出液D26.6311114.172乙醇22.5684.7103893.4水 4.07415.373.336.6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32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

6、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.

7、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NpN1N2ETNTRRmin5038120.343173.61.894 塔板工艺尺寸设计 选择精馏段第一块塔板为设计板。41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

8、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42塔径 取塔板间距HT=0.5m取板上液层高度hL=0.06m HT-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=0.7 umax=1.264m/s. ，圆整为1000mm.塔截面积，空塔气速43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

9、.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。44塔板布置（1）破沫区宽度Ws，因D1.5m，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

10、-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51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。52液泛 为防止塔内发生液泛，应使降液管内清液层高度Hd（HT+hw）因物系不起泡，取系数=0.6，（HT+hw）=0.6（0

11、.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。53雾沫夹带量 板上鼓泡层高度。 在允许范围内。54漏液 漏液点气速筛板稳定系数1.5 不会发生漏液。55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61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。62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63液相负荷上限线取极限值5s，得64漏液线，因所以，即65液相负荷下限线，取hw极限值0.006m，则整理得LS=0.000436m3/s6

12、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/s67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

13、度3 0.6+（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30m8 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

14、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=6.156106（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6.47186.4718原料再沸器冷凝冷却器产品热量热损耗釜液热量0.31586.1564.0820.2350.61560.86410 管路计算 各管在进出口时管

15、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；C2020dyn/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

16、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；h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；P单板压强，Pa；Pp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；Q

17、L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；TS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；uo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/hWh加热蒸气量，kg/h；Wc边缘区宽度，

18、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。希腊字母相对挥发度，无因次；o板上液层充气系数，无因次；液体在降液管内停留时间，无因次；粘度，mPa&S226;s；密度，kg/m3；液体的表面张力，N/m；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，19862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，北京20003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，北京20004华工原理实验，尤小祥，于奕峰，袁中凯 编，天津科学技术出版