精馏塔的设计及选型.doc

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1、【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流精馏塔的设计及选型.精品文档.精馏塔的设计及选型目录精馏塔的设计及选型1目录11设计概述11.1工艺条件11.2设计方案的确定12塔体设计计算22.1有关物性数据22.2物料衡算42.3塔板数的确定52.4精馏塔的工艺条件及相关物性数据92.5塔体工艺尺寸的设计计算122.6塔板工艺尺寸的设计计算152.7塔板流体力学验算202.8负荷性能图232.9精馏塔接管尺寸计算283精馏塔辅助设备的设计和选型323.1原料预热器的设计333.2回流冷凝器的设计和选型353.3釜塔再沸器的设计和选型393.4泵的选择413.5筒体与封头421设计概述1

2、.1工艺条件（1）生产能力：2836.1kg/d（料液）（2）工作日：250天，每天4小时连续运行（3）原料组成：35.12%丙酮,64.52%水,杂质0.35%，由于杂质含量较小且不会和丙酮一起蒸馏出去，所以可以忽略。所以此母液可以视为仅含丙酮和水两种成分，其质量组成为：35.12%丙酮，水64.88%（下同）（4）产品组成：馏出液99%丙酮溶液，回收率为90%，由此可知塔釜残液中丙酮含量不得高于5.16% 即每天生产99%的丙酮905.54kg。（5）进料温度：泡点（6）加热方式：间接蒸汽加热（7）塔顶压力：常压（8）进料热状态：泡点（9）回流比：自选（10）加热蒸气压力：0.5MPa（表

3、压）（11）单板压降0.7kPa1.2设计方案的确定 （1）、精馏方式及流程： 在本设计中所涉及的浓度范围内，丙酮和水的挥发度相差比较大，容易分离，且丙酮和水在操作条件下均为非热敏性物质，因此选用常压精馏，并采取连续精馏方式。母液经过换热器由塔底采出液预热到泡点，在连续进入精馏塔内，塔顶蒸汽经过塔顶冷凝器冷凝后，大部分连续采出，采出部分经冷却器后进入储罐内备用，少部分进行回流；塔底液一部分经过塔釜再沸器气化后回到塔底，一部分连续采出，采出部分可用于给原料液预热。塔顶装有全凝器，塔釜设有再沸器，进料输送采用离心泵，回流液采用高位槽输送。 （2）、进料状态：泡点进料。 （3）、加热方式：间接蒸汽加

4、热。 （4）、加热及冷却方式：原料用塔釜液预热至泡点，再沸器采用间接蒸汽加热，塔顶全凝器采用自来水作为冷却剂。优点是成本低，腐蚀性小，黏度小，比热容大，易于输送。（5） 、流程示意图 图1-1连续精馏筛板塔流程示意图2塔体设计计算2.1有关物性数据1、 丙酮和水的物性常数表1-1 水的黏度和表面张力温度 黏度MPa 表面张力 50 0.592 67.7 60 0.469 66.0 70 0.400 64.3 80 0.33 62.7 90 0.318 60.1 100 0.248 58.4表1-2 丙酮的黏度和表面张力温度 黏度MPa 表面张力 50 0.260 19.5 60 0.231 1

5、8.8 70 0.209 17.7 80 0.199 16.390 0.179 15.2 100 0.160 14.3表1-3 丙酮和水的密度温度 丙酮 水 相对密度 50 758.56 998.1 0.76060 737.4 983.2 0.75070 718.68 977.8 0.735 80 700.67 971.8 0.721 90 685.36 965.3 0.710100 669.92 958.4 0.699表1-4 丙酮和水的物理性质分子量 沸点 临界温度K 临界压强kpa丙酮 58.08 56.2 508.1 4701.50水 18.02 100 647.45 22050表1-

6、5 丙酮-水系统t-x-y数据表 丙酮摩尔数沸点 t/ 液相x/% 气相y/% 100 0 0 92 0.01 0.279 84.0 0.025 0.47 75.6 0.05 0.63 66.9 0.1 0.754 62.4 0.2 0.813 61.1 0.3 0.832 60.3 0.4 0.842 59.8 0.5 0.851 59.2 0.6 0.863 58.8 0.7 0.875 58.2 0.8 0.897 57.4 0.9 0.935 56.9 0.95 0.962 56.7 0.975 0.979 56.5 1 12.2物料衡算1、原料液、塔顶及塔底液中丙酮的摩尔分率丙酮的摩

7、尔质量 =58.08kg/kmol； 水的摩尔质量 =18.02kg/kmol则0.144 0.968 0.0172、原料液、塔顶及塔底液物料的平均摩尔质量0.14458.08+(1-0.144)18.02=23.79（kg/kmol）0.96858.08+(1-0.968)18.02=56.80(kg/mol)=0.01758.08+0.98318.02=18.70(kg/mol)3、物料衡算塔顶产品 =3.99（kmol/h）总物料衡算 D+W=F，即3.99+W=F丙酮物料衡算 ，即0.968D+0.017W=0.144F联立解得 F=29.9(kmol/h)，W=25.91(kmol/

8、h)2.3塔板数的确定1、理论塔板数的求取 丙酮-水属非理想溶液体系，故采用图解法求取理论塔板数1） x-y图 查手册得丙酮-水的气液平衡数据，如表5所示，根据表5绘制x-y图 图1-2 丙酮-水的x-y 图2）回流比 该精馏分离工艺的进料方式为泡点进料，故q=1,在图一中对角线上，自点e(0.144,0.144)作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为xe=0.144,ye=0.775,故最小回流比为： 0.31 操作回流比一般为最小回流比的1.1-2.0倍，取操作回流比为最小回流比的2倍，则操作回流比：R=0.312=0.623）气相及液相负荷 精馏段的气相和液相负荷 0.623

9、.99=2.47（kmol/h） 1.623.99=6.46（kmol/h） 提馏段的气相及液相负荷 2.47+29.9=32.37（kmol/h） 6.46（kmol/h）4）操作线方程 精馏段： 提馏段： 5）图解法求理论塔板数，如图二所示，总理论塔板数为5块（包括塔釜），第4块为进料板。精馏段为3块，提馏段1块。 图1-3 图解法图2、实际塔板数的求取1）塔内精馏段和提温度的求图1-4 t-x-y图 据此图可以确定进料板，塔顶，塔底的温度及气相组成tF=64.40 =0.792tD=56.78 =0.970tW=90.18 =0.321 精馏段平均温度为t1=60.59 提馏段平均温度为

10、t2=73.48 2）全塔效率 ET的求取 选用全塔效率估算公式计算。式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。精馏段： 平均温度为60.59 ,在此平均温度下查化工原理附录得：A=0.235mPa.s,B=0.469mPa.s。=-0.372=0.399提馏段： 平均温度为73.48 ,在此平均温度下查化工原理附录得：A=0.211mPa.s,B=0.399mPa.s。=-0.343=0.3813）实际塔板数的确定 精馏段 精馏段的实际塔板数为8块。 提馏段 提馏段的实际塔板数为3块。 总塔板数为11块，不含塔釜。2.4精馏塔的工艺条件及相关物性数据(1)操作压强取每层塔板压降=0.7

11、kPa，且塔顶操作表压为2kPa计算。塔顶操作压强PD=101.3+2=103.3kPa进料压强板压强PF=PD+0.78=108.9kPa塔底操作压强Pw=PD+110.7=111.0kPa由此可计算得精馏段、提馏段的平均压强。精馏段 P=（PD+PF）/2=106.1kPa提馏段 P=（PF+Pw）/2=109.95kPa（2）操作温度据图三得塔顶及塔底泡点温度分别为tD=56.78 ，tW=90.18，进料温度=64.40。精馏段平均温度：t=(56.78+64.40)/2=60.59提馏段平均温度：t=(90.18+64.40)/2=77.29(3)平均摩尔质量1）塔顶组分的平均摩尔质

12、量 y1=0.968，查平衡曲线得=0.957；故塔顶气相和液相的平均摩尔质量分别为 气相平均摩尔质量=56.79（kg/kmol） 液相平均摩尔质量=56.36（kg/kmol） 2）进料板组分的平均摩尔质量 由图解法已知第4块理论板为进料板，其气相组成=0.761,查平衡曲线得对应的液相组成=0.117，故进料板气相和液相的平均摩尔质量分别为 气相平均摩尔质量=48.51（kg/kmol） 液相平均摩尔质量=22.71（kg/kmol）3）塔底组分的平均摩尔质量 塔底=0.017,查得平衡曲线=0.321 ,同理可求得 气相平均摩尔质量=30.88（kg/kmol） 液相平均摩尔质量=18

13、.70（kg/kmol）4）精馏段气相和液相的平均摩尔质量 =(56.79+48.51)/2=52.65（kg/kmol） =(56.36+22.71)/2=39.54（kg/kmol）5）提馏段气相和液相的平均摩尔质量 =(30.88+48.51)/2=39.70（kg/kmol） =(22.71+18.70)/=20.71（kg/kmol）（4）丙酮水混合物的密度A 气相平均密度 精馏段：=2.01(kg/) 提馏段：1.50(kg/)B 液相平均密度塔顶：由=56.78查得丙酮的密度共线图及水的物性数据表可知=749(kg/),=985(kg/)；塔顶液相的质量分率为：0.986=1/(

14、0.986/749+0.014/985)=751.52(kg/)进料板：由=64.40，查得=738(kg/),B=980.5 (kg/) ,进料板液相质量分率A=0.275 =1/(0.275/738+0.725/980.5)=899.24 (kg/)塔底：由= 90.18查得=710 (kg/)，则=965.3 (kg/)塔釜液相质量分率：0.052 =1/(0.052/710+0.948/965.3)=947.58 (kg/) 精馏段液相平均密度：=(751.52+899.24)/2=825.38 (kg/) 提馏段液相平均密度：=(899.24+947.58)/2=923.41 (kg

15、/)（5）丙酮-水混合物的表面张力 塔顶：由= 56.78，可知=19.5mN/m, =66.94mN/m，故=0.96819.5+(1-0.968)66.94=21.02mN/m。 进料板：由=64.40查得=18.9mN/m，B=65.27mN/m，故= 0.1618.9+（1-0.16）65.27=57.85mN/m 塔底：由=90.18查得=15.8mN/m，= 60.71mN/m，则=0.01715.8+（1-0.017）60.71=59.94mN/m 精馏段平均表面张力：=（21.02+57.85)/2=39.44mN/m 提馏段平均表面张力：=(57.85+59.94)/2=58

16、.90mN/m2.5塔体工艺尺寸的设计计算 1、塔径表1-6 塔径与塔板间距的关系 塔径D/m 塔板间距/mm 塔径D/m 塔板间距/mm 0.3-0.5 200-300 1.6-2.0 450-600 0.5-0.8 300-500 2.0-2.4 600-800 0.8-1.6 350-450 2.4 800（1）精馏段 精馏段气相及液相的流量分别为 Vh=169.21（/h）； 0.118（/h） =169.21/3600=0.047(); =0.118/3600=3.28() 0.02 取塔板间距=0.25m,板上液层高度=0.05m，则-=0.20m查图得=0.043 图1-5 史密

17、斯关联图则复合因子：C=0.049最大允许气速：=0.049=0.989（m/s） 取安全系数为0.7，则空气塔速为：u=0.7=0.692(m/s)塔径：D= =0.292m=292mm,按标准塔径圆整后为 D=300mm （2）提馏段 =170.97（/h）； 0.726（/h） =170.97/3600=0.0475(); =0.726/3600=2.02() 0.02 取塔板间距=0.25m,板上液层高度=0.05m，则-=0.20m查图得=0.043 则复合因子：C=0.053 最大允许气速：=0.053=1.32（m/s） 取安全系数为0.7，则空气塔速为：u=0.7=0.922(

18、m/s) 塔径：D= =0.256m=256mm, 按标准塔径圆整后为 D=300mm 精馏段与提馏段塔径相等，塔径取300mm。 塔截面积为=0.071（） 精馏段和提馏段的实际空塔气速分别为 =0.662（m/s）；=0.669（m/s） 2、塔高 塔高按下式计算 （1）塔板间距=0.25m。 （2）塔顶空间高度取两倍的塔板间距，即=0.5m。 3）塔底空间高度。 塔底料液停留时间取3min，查表知300mm的封头容积为0.0053,总深度为100mm。按下式计算得塔底的储液高度为 0.287m 取塔底液面到最下层塔板之间的距离为=0.75m,则塔底空间高度为 =0.287+0.75=1.

19、037m（4） 由于本次设计的塔径较小，所以应设置手孔。手孔的设置应方便人的手臂伸入塔内，在进料板，塔顶及塔釜处各设一个手孔，孔径为150mm。（5） 取=0.6m。（6） 塔高 =（11-1-1）0.25+10.6+0+0.5+1.037=4.39m2.6塔板工艺尺寸的设计计算1、溢流装置 塔径为0.3m,采用单溢流,弓形降液管，平形受液盘。（1） 溢流堰堰长 精馏段：取0.195m 提馏段：0.204m（2） 溢流堰高度 选用平直堰，按下式计算堰上层液的高度，E近似为1。 精馏段和提馏段的板上液层高度取为0.05m,即，则有 精馏段 =0.002m 溢流堰高度=0.05-0.002=0.0

20、48m 提馏段 =0.007m 溢流堰高度=0.05-0.007=0.043m（3）弓形降液管宽度和降液管截面面积 精馏段：由0.65查右图得0.072，0.13，由此可得=0.130.3=0.039m；=0.0720.071=0.005 精馏段：由0.65查图四得0.088，0.15，由此可得=0.150.3=0.045m；=0.0880.071=0.006图1-6 弓形降液管的宽度与截面面积（4）验算液体在降液管中的停留时间 精馏段：=36000.0050.25/0.118=38.1s5s 提馏段：=36000.0060.25/0.726=7.44s5s 故降液管设计合理。（5）降液管底隙

21、高度 因物系较清洁，不会有赃物堵塞降液管底隙，故取液体通过降液管底隙得流速 0.07m/s ，依式：来计算降液管底隙高度： 精馏段：故=0.002m 提馏段：故=0.014m 精馏段和提馏段降液管底隙高度过小，取 故降液管底隙高度设计合理。2、 塔板布置 本塔设计塔径D=0.3m,故采用整块式塔板。（1）边缘区域确定 取边缘区宽度，安定区宽度（1）开孔区面积 依下式计算开孔区面积精馏段其中： 则开孔区面积：0.039提馏段其中： 0.085m 则开孔区面积：0.037其中:溢流堰高度 how堰上液层高度 降液管底隙高度 塔板间距 堰长 弓形降液管高度 边缘区宽度 安定区宽度 塔径 r鼓泡区半径

22、 降液管的面积 开孔区面积 图6-7单溢流塔板示意图(1)筛孔计算及其排列 丙酮-水混合溶液为无腐蚀性液体，可选厚度的碳钢板，取筛孔的孔径，精馏段和提馏段的筛孔都按正三角形排列，取，则 筛孔数可按下式计算 图1-8 筛孔的正三角形排列 图1-9 干板流量系数开孔率可按下式计算: 精馏段： 气体通过阀孔的气速为11.93（m/s） 提馏段： =189.9190（个） 10.1% 气体通过阀孔的气速为 12.71（m/s）2.7塔板流体力学验算 1、塔板压降 塔板压降包括干板压降、板上层液的 有效阻力和液体表面张力引起的的阻力。 即。（1）干板阻力 ，查图6-5得，按下式验公式估算， 即 式中 气

23、体通过筛孔的速度，m/s； 流量系数。 故精馏段 ： 提馏段： （2）气体通过液层的阻力 根据公式进行计算，进行计算。 精馏段： 相应的气体动能因子： 查化工单元操作及设备课程设计-板式精馏塔的设计图3-16 筛板上的充气系数与动能因子关联图，得： 则 提馏段： 相应的气体动能因子： 同理查筛板上的充气系数与动能因子关联图3-16，得： 则(3)液体表面张力引起的阻力 由公式：可得： 精馏段：提馏段： 由以上各项可分别计算得精馏段和提馏段的塔板压降 由公式：可得： 精馏段塔板压降： 单板压降： 提馏段塔板压降： 单板压降：故设计中的塔板压降符合要求。2、液面落差 筛板塔液面落差很小，对于筛板塔

24、在液体流量很大及塔径大于2.0m是，要考虑液面落差的影响。本设计中塔径和流量均不大，故可忽略液面落差影响。3、漏液已知：， ， 精馏段：漏液点气速 实际气速 稳定性系数 提馏段：漏液点气速 实际气速 稳定性系数 故在本设计中精馏段和提馏段的稳定系数满足设计要求，在设计负荷下不会产生过量漏液。4、液沫夹带 本设计符合 公式 其中取： 精馏段：， 提馏段：， 液沫夹带量在范围内，故符合设计要求。5、液泛 为防止塔内发生液泛现象，降液管中清液层高度应服从，且。丙酮-水物系属于一般物系，取安全系数=0.5，当降液管液体在板上分布均匀，且溢流堰高度满足液封要求时，板上可不设入口堰。 已知：， 精馏段：

25、不设进口堰 液柱 提馏段： 不设进口堰 液柱 因成立，故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可以认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是符合设计要求的。 2.8负荷性能图 1、漏液线 精馏段： 其中， 联立上面四式得故同理可求得提馏段的漏液线方程故 由上述气相流量和液相流量之间的函数关系可分别作出精馏段和提馏段的漏液线图5-10线1. 2、液沫夹带线 以0.1为界限，计算气相流量和液相流量之间的函数关系。精馏段 已知：， 式中， 取液沫夹带极限值为提馏段 式中， 取液沫夹带极限值为 由上述气相流量和液相流量之间的函数关系可分别作出精馏段和提馏段的液沫夹带线图5-10线2.3、 液

26、泛线令，已知公式 将上述几个式子联立得,即 因： 将上述关系式代入，得：，其中（1）精馏段液泛线方程 精馏段液泛线方程： 整理得 （2）提馏段液泛线方程 精馏段液泛线方程： 整理得由上述气相流量和液相流量之间的函数关系可分别作出精馏段和提馏段的液泛线图5-10线2.4、液相负荷下线 对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准根据公式进行整理m 精馏段： 提馏段：由精馏段和提馏段的液相负荷下限值可分别作出其液相负荷下线，如图5-10线4。 5、液相负荷上线 液相负荷上限线在图中为与气相流量无关的垂线。 以作为液体在降液管中停留时间的下限 根据公式整理得： 精馏段： 提馏段： 由精

27、馏段和提馏段的液相负荷上限值可分别作出其液相负荷上线，如图6-10线5.精馏段（a） 提馏段（b）图1-10精馏分离丙酮-水体系的筛板塔负荷性能图1.漏液线；2.液沫夹带；3.液泛线；4.液相负荷下限线；5.液相负荷上限线精馏段：，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。操作弹性： 提馏段：，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。操作弹性：2.9精馏塔接管尺寸计算 1、进料管道 进料体积流量 利用泵输送料液，取管道内流体流速 选用的无缝钢管，实际流速： 2、塔顶回流夜管道 塔顶回流夜体积流量 用高位槽输送回流夜，取流速， 选用的无缝钢管，实际流速： 3、塔底料液排出管道 塔底

28、液体积流量 塔底液出塔速度取， 选用的无缝钢管，实际流速： 4、塔顶蒸汽出口管道 塔底液体积流量 塔顶蒸汽密度 所以 塔底液出塔速度取， 选用的无缝钢管，实际流速： 5、塔底蒸汽进口管道 塔底蒸汽体积流量 塔底蒸汽密度 所以 塔底蒸汽流速取，则 用的无缝钢管，实际流速： 接管尺寸汇总于表6-10中表1-7 精馏塔接管尺寸管位置 进料口 塔顶回流管 釜液排出管 塔顶蒸汽出口管 塔顶蒸汽进口管 管径 253 253 323 764 764 筛板塔连续精馏分离丙酮-水工艺设计结果汇总于表6-11中表1-8 筛板塔连续精馏分离丙酮-水工艺设计结果汇总表 项目符号单位计算数据精馏段提馏段平均温度60.5

29、973.48平均压强P106.1109.95平均摩尔质量汽相52.6539.70液相39.5420.71密度汽相2.011.50液相825.38923.41液体表面张力39.4458.90平均体积流量汽相0.0470.0475液相0.000030.0002塔径0.30.3横截面积0.070.07空塔气速0.6620.669实际塔板数块83塔顶空间高度0.5塔板间距0.250.25进料段空间高度0.60.6续表1-8 筛板塔连续精馏分离丙酮-水工艺设计结果汇总表 项目符号单位计算数据精馏段提馏段塔底空间高度1.037塔高4.39塔板液流形式单溢流单溢流溢流装置溢流装置降液管类型弓形降液管平形受液

30、盘弓形降液管平形受液盘堰长0.1950.204堰高0.0480.043溢流堰宽度0.0390.045堰上层液高度0.0020.007降液管底隙高度0.030.03板上清液层高度0.50.5孔径55孔中心距离1515孔数个201190开孔面积0.0390.037筛孔气速11.9312.71塔板压降525.49549.86液体在降液管中停留时间38.17.44降液管内清液层高度0.1200.111雾沫夹带0.0480.037稳定系数K1.921.82汽相负荷上限0.05780.025汽相负荷下限0.02470.0488操作弹性2.342.03精馏塔辅助设备的设计和选型3.1原料预热器的设计1. 确

31、定设计方案（1）、换热器的选型 两流体的温度变化情况：热流体为120的饱和蒸汽，冷流体的进出口温度分别为40（用塔釜液进行简单预热至40，再通入原料预热器）、64.4（进料温度），两流体的温差为，温差大于50，故选用浮头式列管换热器。 （2）、流体流动空间及流速 因丙酮-水的混合液易于结垢，为了便于清洗，故选定原料液走管程，选用的碳钢管，管内流速取。塔顶蒸汽属于压强较低的洁净流体，选定走壳程。1、 换热面积取传热系数为800逆流操作：， 则 传热的总热量可用公式进行估算：T=337K时， ， 则则加热蒸汽用量所需传热面积 3、工艺结构尺寸 （1）、管径和管内流速 选用的碳钢管，取管内流速。 （

32、2）、管程数和换热管数 已知 单管程换热管数 所需换热管长度为 按单程管设计，换热管过长，宜采用多程管结构，现取换热管长，该换热器管程数为，换热管数N=25=10(根)（1） 换热管排列和分程方法 采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距。 横过管束中心线的管数（2） 壳体内径 采用多管程结构，取管板利用率为0.7，则壳体内径为 圆整后取D=200mm。（3） 折流板 采用弓形折流板，取圆缺高为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为。 取折流板间距B=0.8D，则B=0.8200=160mm，可取B为200mm。 折流板数换热管长/折流板间距-1=2000/20

33、0-1=9块，折流板圆缺面垂直装配。（4） 接管 壳程流体进出口接管：取接管内蒸汽流速 壳程：水蒸汽密度 则接管内径 取的无缝钢管。 管程流体进出口接管：取管内料液流速 则接管内径 取的钢管。表1-9 丙酮-水精馏塔原料预热器主要结构尺寸设备结构参数类型固定板式台数1壳体内径200mm壳程数1管子规格252.5管心距32mm管长2000mm管子排列正三角形/正方形组合管子数目10根折流板数9块传热面积1.28折流板距200mm管程数5材质碳钢 管程 壳程接管尺寸/mm进口32mm3mm32mm3mm出口45mm3mm25mm3mm3.2回流冷凝器的设计和选型1、确定设计方案（1）、换热器的选型 两流体的温度变化情况：热流体为56.76的饱和蒸汽，冷流体的进出口温度分别为20、30，两流体的温差为，鉴于两流体的热力学温度不高，且温差低于50，故选用壳程带膨胀节的固定板式列管换热器。（2） 、流体流动空间及流速 因冷却水易于结垢，为了便于清洗，故选定冷却水走管程，选用的碳钢管，管内流速取。塔顶蒸汽属于压强较低的洁净流体，选定走壳程。2、冷凝面积 冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取冷凝器传热系数 昆明地区夏季最高平均水温20，温升1