塔设计例题汇总Word下载.docx
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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。
2.6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。
三、总体设计计算
3.1汽液平衡数据（760mmHg）
乙醇%（mol）
温度
液相X气相Y℃
0.00
100
1.90
17.00
95.5
7.21
38.91
89.0
9.66
43.7586.7
12.38
47.0485.3
16.61
50.8984.1
23.37
54.4582.7
26.08
55.8082.3
32.73
58.2681.5
39.65
61.2280.7
50.79
65.6479.8
51.98
65.9979.7
57.32
68.4179.3
67.63
73.85
78.74
74.72
78.1578.41
89.43
89.4378.15
3.2物料衡算
3.2.1已知：
A.进料：
F=6kmol/h
Xf=0.45
p顶=4KPa
单板压降≤0.7KPa
C.采用电加热，塔顶冷凝水采用12℃深井水
Xw=0.01
E、选定：
R/Rmin=1.6
D=（Xf-Xw）/（Xd-Xw）×
F
=（0.45-0.01）/（0.88-0.01）×
6=3.03kmol/h
W=F-D=6-3.03=2.97kmol/h
查y-x图得
Xd/（Rmin+1）=0.218
∴Rmin=3.037
∴R=1.6Rmin=4.859
∵饱和蒸汽进料
∴q=0
L=RD=4.859×
3.03=14.723kmol/h
V=（R+1）D=（4.859+1）×
3.03=17.753kmol/h
L'
=L+qF=14.723+0×
6=14.723kmol/h
V'
=V-（1-q）F=17.753-（1-0）×
6=11.753kmol/h
1.3操作线及塔板计算
1.精馏段操作线：
Y=R×
X/（R+1）+Xd/（R+1）
∴Y=0.829X+0.150
3.2.2.提馏段操作线：
Y=（L'
/V'
）×
X-（W/V'
Xw
∴Y=1.253X-0.00025
3.3.理论塔板的计算
利用计算机制图取得理论板数
Nt=29.33块,其中精馏段塔板Nt1=26.85块,第27块为加料板,提馏段Nt2=2.48块。
3.4全塔Et%和Np的计算
3.4.1.精馏段：
t=（t顶+t进）=（79.25+87.32）/2=83.285℃
Xa=0.34
Xb=1-Xa=0.66
Ya=0.59
Yb=1-Ya=0.41
查得液体粘度共线图
μa=0.382cp,μb=0.592cp
αμL=YaXbμL/XaYb=1.454
查得：
Et1%=0.49（αμL）-0.245=0.5471
Np1=Nt1/Et1=49.08
3.4.2.提馏段：
t=（t底+t进）/2=（99.9+87.32）/2=93.61
Xa=0.045
Xb=1-Xa=0.955
Ya=0.27
Yb=1-Ya=0.730
μa=0.468cp,
μb=0.532
cp
μL=ΣXiμi=0.045×
0.468+0.955×
0.532=0.5291
αμL=YaXbμL/XaYb=4.15
Et2%=0.49（αμL）-0.245=0.346
Np2=Nt2/Et2=7.17
∴Np=Np1+Np2=49.08+7.17=56.25
圆整为57块
其中精馏段49块，提馏段8块。
四、
混合参数计算
4.1混合参数计算
溶质C2H5OH分子量：
Ma=46.07kg/kmol
溶剂H2O
分子量：
Mb=18.016kg/kmol
ρa=0.789g/ml
ρb=1.000g/ml
4.1.1精馏段：
进料板液体温度：
t进=87.32℃
塔顶温度：
t顶=79.25℃
tm=（87.32+79.25）/2=83.285℃
Xm=0.34
Ym=0.59
μa=0.382cp
μb=0.592cp
Ml=Xm×
Ma+（1-Xm）Mb=0.34×
46.07+（1-0.34）×
18.016=2**5kg/kmol
Mg=Ym×
Ma+（1-Ym）Mb=0.59×
46.07+（10.59）
×
18.016=34.56kg/kmol
质量分率:
Wa=XmMa/Ml=0.34×
46.07/2**5=0.6855
Wb=1-Wa=1-0.6855=0.3145
1/ρl=Wa/ρa+Wb/ρb=0.6855/0.789+0.3145/1.00
ρl=845.1kg/m3
P=105325Pa
ρv=PMg/RT=105325×
34.56/（8314×
（273.15+79.25））
∴ρv=1.2424kg/m3
4.1.2提馏段：
t进=87.32℃
t底=99.9℃
tm=93.61℃Xm=0.045
Ym=0.27
Ma+（1Xm）Mb
=0.045×
46.07+（10.045）×
18.016=19.278kg/kmol
Ma+（1-Ym）Mb
=0.27×
46.07+（1-0.27）×
18.016=25.59
kg/kmol
Wa=XmMa/Ml=0.045×
46.07/19.278
=0.1275
Wb=1-Wa=1-0.1275=0.8725
1/ρl=Wa/ρa+Wb/ρb=0.1275/0.789+0.8725/1
ρl=1.0341kg/m3
25.59/（8314×
（273.15+93.16））
∴ρv=0.8839kg/m3σa=58.46dyn/cm,
σb=18.4dyn/cm
σ=ΣXσ=0.688×
58.46+（1-0.688）×
18.4
=45.96dyn/cm
4.2塔径计算
4.2.1精馏段：
Ls=L×
Ml/（3600ρl）=442.03×
2**5/（3600×
845.1）
=0.004m/s
Vs=V×
Mv（3600ρv）=543.39×
34.56/（3600×
1.1952）
=4.365m/s
tm=83.285℃
此温度下液体的表面张力
σa=18.2dyn/cm
σb=67.3dyn/cm
σ=Xmσa+（1-Xm）σb=0.34×
18.2+0.66×
67.3=50.606
两相流动参数：
Flv=Ls/Vs×
（ρl/ρv）0.5
=0.00013/0.137×
（845.1/1.2424）0.5=0.0247
初设
板间距HT=0.5m清液层高度HL=0.06m
∴HT-HL=0.44m
Cf,20=0.093
液气气相负荷因子：
Cf=[（σ/20）0.20]×
Cf,20=0.112
气体气速：
un,f=Cf[（ρl-ρv）/ρv]0.5
=0.112×
[（845.1-1.2424）/1.2424]0.5=2.919m/s
空速：
un=0.7un,f=0.7×
2.919=2.0433m/s
初估塔径：
D=（Vs/（0.785un））0.5
=（0.137/（0.785×
2.0433））0.5=0.292m
圆整为
D=0.3m
uf=vs/（0.785×
D2）=0.137/（0.785×
0.32）=1.939m/s
实际泛点百分率：
uf/un,f=1.939/2.919=0.6643
4.2.2提馏段：
Ls=L’×
Ml/（3600ρl）
=14.723×
19.278/（3600×
1034.1）=0.000076m/s
Vs=V’×
Mv（3600ρv）
=11.753×
25.59/（3600×
0.8839）=0.0945m/s
tm=93.61℃
σ=Xmσa+（1-Xm）σb=0.045×
18.2+0.955×
67.3=65.091
=0.000076/0.0945×
（1034.1/0.8839）0.5=0.0275
Cf,20=0.0947
Cf=[（σ/20）0.20]×
Cf,20=0.1199
un,f=Cf[（ρl-ρv）/ρv]0.5
=0.1199×
[（1034.1-0.8839）/0.8839]0.5=4.099m/s
4.099=2.869m/s
=（0.0945/（0.785×
2.869））0.5=0.205m
D=0.25m
D2）=0.0945/（0.785×
0.252）=1.926m/s
uf/un,f=1.926/4.099=0.470
4.3
塔板的详细计算
4.3.1.流动型式:
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