塔板式精馏塔设计图文表Word格式文档下载.docx
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即最小回流比Rmin=xD/oa-1=0.877
取比例系数为1.5,故操作回流比R为
R=1.5×
0.877=1.316
2.精馏塔的气液相负荷的计算
L=RD=1.316×
167.454=220.369kmol/h
V=L+D=(R+1)D=2.316×
167.454=387.823kmol/h
L’=L+qF=220.369+756.464=976.833kmol/h
V’=V+(q-1)F=V=387.823kmol/h
3.操作线方程
精馏段操作线方程为
y=
x+
×
0.779
即:
y=0.568x+0.336
提馏段操作线方程为
x-
=
0.002
y=2.519x-0.003
4.采用图解法求理论塔板数
总理论塔板层数NT=13
进料板位置NF=第10层
5.全塔效率的计算
查上图可知,tD=78.43oCtW=99.53oC
t平均=
tDtW=88.35oC
塔顶P乙醇=101.749KPaP水=44.607KPa
α顶=2.281
塔底P乙醇=222.502KPaP水=99.754KPa
α底=2.231
α平均=
α顶α底=2.256
平均温度下μA=0.38mPa·
sμB=0.323mPa·
s
μL=xAμA+(1-xA)
μB=0.079×
0.38+(1-0.079)×
0.323=0.327mPa·
查蒸馏塔全塔效率图,横坐标为α平均μL=0.738
可查得ET=52%
6.实际板层数求取
精馏段实际板层数N精=9/0.52=17.31≈18
提馏段实际板层数N提=4/0.52=7.69≈8
(四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1.操作压力计算
塔顶操作压力PD=101.3KPa
单板压降△P=0.7kPa
进料板压力PF=0.7×
18+101.3=113.9kPa
塔底操作压力PW=101.3+0.7×
26=119.5kPa
精馏段平均压力Pm=(101.3+113.9)/2=107.6kPa
压力Pm=(113.9+119.5)/2=116.7kPa
2.操作温度计算
计算全塔效率时已知
塔顶温度tD=78.43oC
进料板温度tF=83.75oC
塔底温度tW=99.53oC
精馏段平均温度
tm=(tD+tF)/2=(78.43+83.75)/2=81.09oC
提馏段平均温度
tm=(tW+tF)/2=(99.53+83.75)/2=91.64oC
3.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.779查上图可得x1=0.741
MVDm=0.779×
46+(1-0.779)×
18=39.812g/mol
MLDm=0.741×
46+(1-0.741)×
18=38.748g/mol
进料板平均摩尔质量计算tf=83.74oC
由yF=0.518查上图可得xF=0.183
MVFm=0.518×
46+(1-0.518)×
18=32.504g/mol
MLFm=0.183×
46+(1-0.183)×
18=23.124g/mol
精馏平均摩尔质量
MVm=(MVDm+MVFm)/2=36.158g/mol
MLm=(MLDm+MLFm)/2=30.936g/mol
4.平均密度计算
气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算,即
ρVm=
=1.321kg/m3
液相平均密度计算
液相平均密度依1/ρLm=∑αi/ρi计算
塔顶液相平均密度计算
tD=78.43oC时ρ乙醇=740kg/m3ρ水=972.742kg/m3
ρLDm=
=758.14kg/m3
进料板液相平均密度计算
tF=83.75oC时ρ乙醇=735kg/m3ρ水=969.363kg/m3
ρLFm=
=868.554kg/m3
塔底液相平均密度计算
tW=99.53oC时ρ乙醇=720kg/m3ρ水=958.724kg/m3
ρLWm=
=957.137kg/m3
精馏段液相平均密度计算
ρLm=(ρLFm+ρLDm)/2=(758.14+868.554)/2=813.347kg/m3
提馏段液相平均密度计算
ρLm=(ρLFm+ρLWm)/2=(957.137+868.554)/2=912.846kg/m3
5.液体平均表面张力计算
液体平均表面张力依σLm=∑xiσi计算
塔顶液相平均表面张力计算
tD=78.43时σ乙醇=62.866mN/mσ水=17.8mN/m
σLDm=0.779×
17.8+0.221×
62.886=84.446mN/m
进料板液相平均表面张力计算
tF=83.75时σ乙醇=61.889mN/mσ水=17.3mN/m
σLFm=0.183×
17.3+0.817×
61.889=53.729mN/m
塔底液相平均表面张力计算
tW=99.53时σ乙醇=58.947mN/mσ水=15.9mN/m
σLWm=0.005×
15.9+0.995×
58.947=58.732mN/m
精馏段液相平均表面张力计算
σLm=(84.446+53.729)/2=69.088mN/m
提馏段液相平均表面张力计算
σLm=(58.732+53.729)/2=56.231mN/m
6.液体平均粘度计算
液体平均粘度依lgμLm=∑xilgμi计算
塔顶液相平均粘度计算
tD=78.43oC时μ乙醇=0.364mPa·
sμ水=0.455mPa·
lgμLDm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363
μLDm=0.436mPa·
进料液相平均粘度计算
tF=83.75oC时μ乙醇=0.341mPa·
sμ水=0.415mPa·
lgμLFm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452
μLFm=0.353mPa·
塔底液相平均粘度计算
tW=99.53oC时μ乙醇=0.285mPa·
sμ水=0.335mPa·
lgμLWm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544
μLWm=0.285mPa·
精馏段液相平均粘度计算
μLm=(0.436+0.353)/2=0.395mPa·
提馏段液相平均粘度计算
μLm=(0.285+0.353)/2=0.319mPa·
(五)精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
精馏段的气液相体积流率为
VS=
=2.949m3/s
LS=
=0.0023m3/s
查史密斯关联图,横坐标为
(
)
(
)1/2=0.0196
取板间距HT=0.45m,板上液层高度hL=0.06m,
则HT-hL=0.39m查图可得C20=0.08
由C=C20(
)0.2=0.08(69.088/20)0.2=0.103
umax=C
(ρL-ρV)/ρV=2.554m/s
取安全系数为0.7,则空塔气速为
u=0.7umax=1.788m/s
4Vs/πu=
=1.39m
按标准塔径元整后D=1.4m
塔截面积AT=(π/4)×
1.42=1.539㎡
实际空塔气速为u=2.717/1.539=1.765m/s
2.精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=7.65m
提馏段有效高度为Z提=(N提-1)HT=3.15m
在进料板上方开一人孔,其高度为1m
故精馏塔的有效高度为
Z=Z精+Z提+1=7.65+3.15+1=11.8m
(六)塔板主要工艺尺寸的计算
1.溢流装置计算
因塔径D=1.4m,可选用单溢流弓形降液管
堰长lW=0.7×
1.4=0.98m
2.溢流强度i的校核
i=Lh/lW=0.0023×
3600/0.98=8.449≤100~130m3/h·
m
故堰长符合标准
3.溢流堰高度hW
平直堰堰上液层高度how=
E(Lh/lW)2/3
由于Lh不大,通过液流收缩系数计算图可知E近似可取E=1
how=
1×
(Lh/lW)2/3=0.0119m
hW=hL-how=0.06-0.0119=0.0481m
4.降液管尺寸计算
查弓形降液管参数图,横坐标lW/D=0.7
可查得Af/AT=0.093Wd/D=0.151
故Af=0.093AT=0.143㎡
Wd=0.151Wd=0.211㎡
留管时间θ=3600ATHT/LH=27.64s>5s符合设计要求
5.降液管底隙高度ho
hO=Lh/3600lWu0’=0.0023/0.98×
0.08=0.03m
hW-hO=0.0481-0.03=0.0181m>0.006m
6.塔板布置
塔板的分块D=1400mm>800mm,故塔板采用分块式。
分为4块。
边缘区宽度确定Ws=Ws’=0.065m,Wc=0.035m
开孔区面积计算
x=D/2-(Wd+Ws)=1.4/2-(0.211+0.065)=0.414m
r=D/2-Wc=1.4/2-0.035=0.665m
故Aa=2(x
(r2-x2)+πr2/180sin-1(x/r))=1.046㎡
筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性。
可选用δ=3mm碳钢板,取筛孔直径d=5mm。
孔中心距t=3d=3×
5=15mm
筛孔数n=1.1551.046/0.0152=5369个
开孔率φ=0.907(d2/t2)=10.1%
气体通过阀孔的气速为
u0=
=30.541m/s
(七)筛板的流体力学验算
1.塔板压降
干板阻力hc计算
由c=0.790
hc=0.051(
)2(
)=0.044
气体通过液层阻力hl
ua=Vs/(AT-Af)=2.944/(1.539-0.143)=2.112m/s
Fo=2.112
=2.428查充气系数关联图得β=0.55
hl=βhL=β(hW+hOW)=0.55(0.0119+0.0481)=0.033m液柱
液体表面张力所产生的阻力hσ计算
hσ=4σL/ρLgd=4×
56.231/(813.347×
9.81×
5)=0.00524m
hp=hp+hl+hσ=0.124+0.033+0.00524=0.162m液柱
每层塔板压降
ΔPp=hpρLg=0.082×
813.347×
9.81=0.65KPa<0.7KPa
2.液沫夹带
hf=2.5hL=2.5×
0.06=0.15m
故ev=
(2.112/(0.45-0.06))3.2=0.0226<0.1
本设计中液沫夹带在允许范围内
3.漏液
筛板塔中,漏液点气速
u0,min=4.4Co((0.0056+0.13hL-hσ)ρL/ρV)0.5=7.714m/s
实际孔速u0=30.541m/s>u0,min
稳定系数K=u0/u0,min=30.541/7.714=3.967>1.5
故本设计中无明显漏液
4.液泛
φ(HT+hw)=0.5×
(0.45+0.0481)=0.249m液柱
Hd=hp+hL+hd=0.162+0.06+0.001=0.223m液柱
Hd≤φ(HT+hw)
故在本设计中不会发生液泛现象
(八)塔板负荷性能图
1.漏液线
Vs,min=0.367(4.071+54.119Ls2/3)0.5
操作范围内任取Ls值,算出Vs值,列表如下
Ls0.00060.00150.00300.0045
Vs0.7810.8110.8370.864
2.液沫夹带线
Vs=2.895-14.828Ls2/3
Vs2.7902.7012.5872.491
3.液相负荷下限线
E(3600Ls/lW)2/3=0.0119
Ls,min=(0.0119×
1000/2.84)3/20.98/3600=0.000476m3/s
4.液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限
θ=AfHT/Ls=4
Ls,max=AfHT/4=0.143×
0.33/4=0.0059m3/s
5.液泛线
0.0119Vs2=0.114-177L2s-1.048La2/3
Vs2.9912.8972.7592.623
6.负荷性能图
依据各线方程绘图如上,上限为液沫夹带控制,下限为漏液控制。
读图可得:
Vs,max=2.673m3/sVs,min=0.789m3/s
故操作弹性为
Vs,max/Vs,min=2.673/0.789=3.389
(九)精馏塔接管尺寸计算
1.塔顶蒸汽出口管
选uo=20m/sVD=387.823kmol/h
MVDm=39.812g/molρVDm=PDMVDm/RTD=1.38kg/m3
qm=VMVDm=15440kg/hqv=qm/ρVDm=3.11m3/s
D=(4qv/πuo)0.5=445mm
2.进料管
uF=1.6m/s
在35%乙醇—水溶液在45℃下密度ρ=927kg/m³
MFm=46×
0.174+18×
(1.0.174)=21.072g/mol
F=756.464kmol/hqmF=FMFm=4.428kg/s
qvF=4.78×
10-3m3/sD=(4qvF/πuF)0.5=62mm
3.回流管
u=1.6m/s
Mm=39.812g/molL=220.369kmol/h
qm=MmL=2.44kg/sρ=758.14kg/m³
qv=3.22×
10-3m3/sD=(4qv/πu)0.5=51mm
4.塔釜出料管
uw=1.6m/s
MLWm=18.056g/molW=589.01kmol/h
ρ=957.37kg/m3qm=MLWmW=2.95kg/s
qv=qm/ρ=3.08×
10-3m3/sD=(4qv/πuw)0.5=50mm
(十)计算结果一览表
序号
项目
数值
1
平均温度,℃
81.09
2
平均压力,kPa
107.6
3
气相流量,m³
/s
2.949
4
液相流量,m³
0.0023
5
实际塔板数
26
6
有效段高度,m
11.8
7
塔径,m
1.4
8
板间距,m
0.45
9
溢流形式
单溢流
10
降液管形式
弓形
11
堰长,m
0.98
12
堰高,m
0.0481
13
板上液层高度,m
0.06
14
堰上液层高度,m
0.0119
15
降液管底隙高度,m
0.03
16
安定区宽度,m
0.065
17
边缘区宽度,m
0.035
18
开孔区面积,㎡
1.046
19
筛孔直径,m
0.005
20
筛孔数目
5369
21
孔中心距,m
0.015
22
开孔率,%
10.1
23
空塔气速,m/s
1.765
24
筛孔气速,m/s
30.541
25
稳定系数
3.96
每层塔板压降,Pa
650
27
负荷上限
液沫夹带控制
28
负荷下限
漏液控制
29
液沫夹带
0.0226
30
气相负荷上限,m³
0.789
31
气相负荷下限,m³
2.673
32
操作弹性
3.389
(十一)塔主体设备图
(十二)评述与讨论
整个设计过程,准备阶段确定设计方案。
首先进行精馏塔物料衡算,进而确定塔板数。
然后对精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算,进一步对精馏塔塔体工艺尺寸进行计算。
接着对筛板的流体力学验算接着做塔板复合性能图,接着对精馏塔接管尺寸计算,最后画主体设备条件图。
问题:
一开始由于经验主义认为M平均=Ma乘以a%+Mb乘以b%(a%为质量分数)而后得知M平均=Ma乘以a%+Mb乘以b%(a%为摩尔分数)。
我们计算各项的提镏段数据,似乎在后面没有用到。
电脑做气液平衡图时,应该选择平滑曲线,我们采用的添加趋势线的办法(使用六次方程),点与线并不能完全重合。
(十三)参考文献
1.黄英.化工过程设计.西北工业大学出版社
2.王志魁,刘丽英,刘伟.化工原理(第四版).化学工业出版社
3.董宁海.板式精馏塔设计.合肥工业大学
4.老师发的参考资料
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