精馏塔课程设计最新模板

目录 一、概述 二、设计方案和工艺流程的确定 三、塔的物料衡算 四、回流比确定 五、塔板数的确立 六、塔的工艺条件及物性数据计算 七：塔和塔板主要工艺尺寸计算 八、塔板的流体力学验算 十、热量衡算 十一、筛板塔的设计结果总表 十二、辅助设备选型及接管尺寸 十三、精馏塔机械设计计算 十四、设计中的心得体会

一、概述： 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件 的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射 形式穿过板上液层进行质，热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐渐接触逆流操作过程。 填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（也有并流 向下者）与液体接触进行质热传递，气液组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的要求：（1）生产能力大；（2）传质传热效率高;(3)气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量小（6）制作安装容易，维修方便。（7）设备不易堵塞，耐腐蚀。 其中板式塔又可分为有降液管的塔板（如泡罩塔，浮阀塔，筛板塔，舌型，S型等）和无降液管的（如穿流式筛板，穿流式波纹板）该课程涉及到的是板式塔中的浮阀塔，其广泛用于精馏、吸收、和解吸等过程。其主要特点是再塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀的周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触，浮阀课根据气流流速地大小上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种。国内多采用盘式，其优点为生产能力大，操作弹性大，分离效率较大，塔板结构较简单。此型中的F-1型结构简单，已经列入部颁标准，因此型号的重阀操作稳定性好，一般采用重阀。

二、设计方案和工艺流程的确定: 在此次课程涉及中主要介绍浮阀塔在精馏中的应用，精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器、和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料再塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器的冷却物质将余热带走。此过程中因考虑节能。 另外，为保持塔的稳定性，流程除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以受泵操作波动影响。 塔顶冷凝器装置根据生产情况以决定采用全凝器和分凝器。一般，塔顶分凝器对上升蒸汽虽由一定的增浓作用，当在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确的控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器 操作压强由常压、低压和高压操作，其取决于冷凝温度，一般都采用常压，对于热敏性物质或混合液沸点过高的物质则宜采用减压操作，而常压下为气态的物质采用高压操作。 对于物料的进料，一般情况下采用冷进料，但是为了考虑塔的操作稳定性，则一把采用泡点进料。 蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器。对于本次的课程因为乙醇的挥发度较高，宜采用间接蒸汽加热，其优点时可以利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备 选择回流比主要从经济的角度来考虑，力使操作费用和设备费用之和最低。这个将在下面详细的介绍。 本设计采用混合原料经原料余热至泡点，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。（流程图见后面附录）

三、塔的物料衡算： （一）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率。

XF=35/46.070.174035/46.0765/18.02;

XD=94/46.070.8694/46.076/18.02; XW=0.05/46.070.0001970.05/46.0799.95/18.02; (二)平均分子量。 MF=0.17446.07(10.174)18.0222.9;

MD=0.86046.07(10.860)18.0242.143; MW=0.00019746.07(10.000197)18.0218.026; (三)物料衡算 。 总物料衡算： D，+W，=F，=4166.7； 易挥发组分物料衡算： 0.94D，+0.005 W，=0.354166.7=1458.345； 联立上面两式得： F，=4166.7 kg/h=181.95 kmol/h; D，=1550.04 kg/h=36.78 kmol/h; W，=2616.66 kg/h=145.17 kmol/h

四、回流比确定。

由（附录-1）得出最小理论回流比为Rmin=2.217

五、塔板数的确立。

（一）全塔效率Et

Et=0.250.49()1.10.44811.10.493;(其中＝4.03，＝0.35747) （二）由后面的（附录－3）的程序得出理论塔板数N理＝54； 实际塔板数：N实＝N理/ Et＝54/0.493＝109.53； 所以实际塔板数等于110块； 六、塔的工艺条件及物性数据计算。

（一）操作压强Pm

精馏段平均操作压强Pm＝101.3250.7104174.125 kpa （二）温度tm，精＝（83.75+78.2）/2 =81.0℃ （三）平均分子量 xd=y1=0.860 ; x1=0.710 ; 塔顶： MVDM=0.86046.07+(1-0.860)18.02=42.14 kg/kmol ; MLDM=0.71046.07+(1-0.710)18.02=37.94 kg/kmol ;

进料塔：MVFM=0.18346.07+(1-0.183) 18.02=23.15 kg/kmol; MVFM=0.17446.07+(1-0.174) 18.02=22.90 kg/kmol; 则精馏段分子量: MVM精＝（42.14+37.94）/2=40.04 kg/kmol; MLM精=(23.15+22.90)/2=23.03 kg/kmol; (四)精馏段气液负荷计算

(1)(2.381)36.78124.32/VRDkmolh

VsVMVM精/(3600VM精)=0.59 m3/s ; L=RD=2.3836.78=87.54 kmol/h ;

LS=L MLM精/(3600LM精)=0.0007 m3/s ; LH= LS3600=2.52 m3/s ;

七：塔和塔板主要工艺尺寸计算。

（一） 塔径： 初选板间距HT=0.35 m ; 取板上液层高度hl=0.06 m ; HT-hl=0.35-0.06=0.29 m ; (LS/VS)（L/V）0.5＝(0.007/0.59)（777.96/2.35）0.5=0.0218 ； 查图得：C20＝0.059 ；

C＝C20()200.2＝0.05938.86()200.2＝0.0674 ； Umax= Csqrt{（LV)/V }=1.22 m/s ; 取安全系数为0.70 ；则 U=0.70Umax=0.701.22=0.854 m/s ; D＝sqrt{(4Vs)/(U)}= sqrt{(40.59)/(3.140.854)}=0.938 m ; 按标准，塔径园整为1.0m ,则空塔气速为0.75 m/s ; (二)溢流装置： 采用单溢流，弓形降液管，平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。各项计算如下： 1.溢流堰长 lW=0.6D=0.61=0.6 m;

2.出口堰高 lW/D＝0.60/1 =0.60 ;

lh/(lh)3.5=9.04 ;

查图知： E＝1.03 ； hOW=(2.84/1000)E(lh/lW)2/3 =(2.84/1000)1.03(2.52/0.60)2/3=0.008 m ; hW=hL-hOW=0.06-0.008=0.052 m ; 3.降液管的宽度Wd与移液管的宽度Af lW/D＝0.60/1 =0.60 ; 查图知：Wd/D＝0.100 ； Af/At＝0.052; 得： Wd＝0.100D＝0.101.0＝0.10 m ;

Af＝0.0524D2＝0.0520.781.02=0.041 m2 ; 4.停留时间检验降液管面积 0.0410.3520.505()AHtsLsx符合要求 5。降液管底隙高度h 取液体通过降液管底隙的流速uo、为0.09 m/s ; ho=ho/(lWuo、)=0.0007/(0.600.09)=0.93 m ; (三)：塔板布置 1。取边缘区宽度Wc=0.035 m ;安定区宽度Wb=0.070 m ; 2.计算开孔区面积Aa x=D/2-(Ws+Wb)=0.5-(0.1+0.070)=0.330 m ; R=D/2-Wc=0.5-0.050=0.450 m ;

Aa=22212[sin]0.572180xxRxRR m2 ; (四)筛孔数与开孔率 取筛孔的孔径d0为5mm ; 正三角形排列，一般炭钢的板厚为3mm ； 取t/d0=3.0 故空中心距：t=3.05.0=15.0 mm ;

1.筛孔数：33221158101158100.572294415unAt孔 ；

2.开孔率：200.9070.90710.1%9()oaAtAu＝％＝ ；

3.开孔面积：oA＝aA＝0.1010.572＝0.0578 m2 ； 4.气体通过筛孔的气速：00/0.59/0.05810.21suVA /ms ； （五）塔有效高度 (1041)0.3536.05z m ;