塔设计例题讲解.docx
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塔设计例题讲解
1、设计题目：
年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计
2、已知条件：
A.进料F=6kmol/h q=0 Xf=0.45
B.压力：
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
D.要求：
Xd=0.88 Xw=0.01 E.选定R/Rmin=1.6
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。
二、设计方案选定
2.1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。
2.2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。
2.3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。
2.4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。
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 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 q=0 Xf=0.45
B.压力：
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
D.要求：
Xd=0.88 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
查得液体粘度共线图 μa=0.468cp, μb=0.532 cp
μL=ΣXiμi=0.045×0.468+0.955×0.532=0.5291
αμL=YaXbμL/XaYb=4.15
查得：
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 Ml=Xm×Ma+（1Xm）Mb
=0.045×46.07+（10.045）×18.016=19.278kg/kmol
Mg=Ym×Ma+（1-Ym）Mb
=0.27×46.07+（1-0.27）×18.016=25.59 kg/kmol
质量分率:
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 P=105325Pa
ρv=PMg/RT=105325×25.59/（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
查得：
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℃
此温度下液体的表面张力
σa=18.2dyn/cm σb=67.3dyn/cm
σ=Xmσa+（1-Xm）σb=0.045×18.2+0.955×67.3=65.091
两相流动参数：
Flv=Ls/Vs×（ρl/ρv）0.5
=0.000076/0.0945×（1034.1/0.8839）0.5=0.0275
初设 板间距HT=0.5m清液层高度HL=0.06m
∴HT-HL=0.44m
查得：
Cf,20=0.0947
液气气相负荷因子：
Cf=[（σ/20）0.20]×Cf,20=0.1199
气体气速：
un,f=Cf[（ρl-ρv）/ρv]0.5
=0.1199×[（1034.1-0.8839）/0.8839]0.5=4.099m/s
空速：
un=0.7un,f=0.7×4.099=2.869m/s
初估塔径：
D=（Vs/（0.785un））0.5
=（0.0945/（0.785×2.869））0.5=0.205m
圆整为 D=0.25m
uf=vs/（0.785×D2）=0.0945/（0.785×0.252）=1.926m/s
实际泛点百分率：
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:
选取单溢流型
4.3.2.堰的计算:
A、精馏段：
堰长取 lw=0.6D=0.6×0.3=0.18m
堰高 hw=0.04m
lh/lw2.5=0.00013×3600/0.182.5=34.046
又lw/D=0.6 查得：
E=1.03
堰上清液高how=0.00284E（Lh/lw）2/3=0.00553m
清液层高度hl=hw+how=0.04+0.00553=0.04553m
降液管底隙高ho=hw-0.008=0.032m
B、提馏段：
堰长取 lw=0.6D=0.6×0.25=0.15m
堰高 hw=0.04m
lh/lw2.5=0.00013×3600/0.152.5=53.705
又lw/D=0.6 查得：
E=1.03
堰上清液高how=0.00284E（Lh/lw）2/3=0.00137m
清液层高度hl=hw+how=0.04+0.00137=0.04137m
降液管底隙高ho=hw-0.012=0.028
Ｃ.塔板的布置
（1）精馏段：
选取碳钢为筛板的材料，板厚δ=4mm，孔径do=6mm
取孔中心距t=18mm，t/do=3
开孔率φ=Ao/Aa=0.907/（t/do）2=0.1008
Ao—开孔面积， Aa—开孔区面积
Af—降液管截面积，At—空塔截面积
取外堰前的安定区：
Ws1=0.02m
取内堰前的安定区：
Ws2=0.02m
边缘区：
Wc=20mm（D≤2.5m）
lw/D=0.6
r=D/2-Wc=0.3/2-0.02=0.13m
Wd=0.1×0.3=0.03
x=D/2-（Wd+Ws）=0.1
An=2[x×（r2-x2）0.5+r2arcsin（x/r）]=0.0463
开孔区面积/塔板面积=0.0463/（0.785×0.32）=0.6553m2
筛孔总面积A0=An×φ=0.0463×0.1008=0.004667m2
孔数：
N=A0/u=0.004667/（0.785×0.0062）=165.15
取整：
N=166孔
（2）提馏段：
选取碳钢为筛板的材料，板厚δ=4mm，孔径do=6mm
取孔中心距t=18mm，t/do=3
开孔率φ=Ao/Aa=0.907/（t/do）2=0.1008
Ao—开孔面积， Aa—开孔区面积
Af—降液管截面积，At—空塔截面积
取外堰前的安定区：
Ws1=20mm
取内堰前的安定区：
Ws2=20mm
边缘区：
Wc=20mm（D≤2.5m）
lw/D=0.6
r=D/2-Wc=0.25/2-0.02=0.105m
Wd=0.1×0.25=0.025
x=D/2-（Wd+Ws）=0.08
An=2[x×（r2-x2）0.5+r2arcsin（x/r）]=0.030
开孔区面积/塔板面积=0.030/（0.785×0.252）=0.7856 m2
筛孔总面积A0=An×φ=0.030×0.1008=0.003024m2
孔数：
N=A0/u=0.003024/（0.785×0.0062）=107.006
取整：
N=108孔
４.4校核
4.4.1精馏段
A.压降校核
δ=4mm，do/δ=1.5，查图得Co=0.78
Hc—干板压降，Co—孔流系数
下板阻力Hc=0.051（ρv/ρl）×（Uo/Co）2
Uo筛孔汽速，Uo=Vs/Ao=0.137/0.004667=29.355
∴Hc=01062（m液柱）
Hl—液层有效阻力，Fo—气相动能因子
Ua=Vs/（At-2Af）=0.137/0.063162=2.169
Fa=Ua（pv）0.5=2.4176
查表得β=0.6
Hl=β（hw+how）=0.6×0.04553=0.02732m（液柱）
总压降--Hp=Hl+Hc=0.1335（m液柱）≤0.6kg液/kg气
∴合格
B.液沫夹带的校核
Ug--气体通过有效截面的面积的速率
Ug=Vs/（At-Af）=2.0477m/s
hf板上鼓泡层高度 Φ物系的起泡系数
hf=hl/Φ=0.07167m,Φ=0.6
∴Ev=（5.7E10-3/σ）（Ug/（Ht-hf））3.2
=0.01392kg（液）/kg（汽）≤0.1kg（液）/kg（汽）
∴不产生过量液沫夹带，合格.
C.液泛校核
Hd降液管液面高度，hd液相流经降液管的阻力
hd=0.153（Ls/（lw×ho））2=0.0000779ｍ
Hd=hw+how+hd+Hp=0.179m, Φ=0.6
Hd/φ=0.2984m≤0.44m
∴合格，不会产生液泛
D.停留时间的校核
Af=0.003744m2
τ=Af×Ht/Ls=0.003744×0.5/0.004=27.91≥（3∽5s）
∴合格
E.漏液校核
hσ-表面张力压头,Uom-漏点气速,Co-孔流系数
hσ=4σ/9810ρl×do=0.00407（m液柱）
do/δ=1.5 查图得Co=0.78
Uom=4.4Co×（（0.0056+0.13hl-hσ）×ρl/ρv）0.5＝6.381m/s
K=Uo/Uom=4.6≥1.5
∴操作弹性大，不会发生严重漏液，合格。
δ=4mm，do/δ=1.5，查图得Co=0.78
Hc-干板压降，Co-孔流系数
下板阻力Hc=0.051（ρv/ρl）×（Uo/Co）2
Uo筛孔汽速，Uo=Vs/Ao=0.0945/0.003024=31.25
∴Hc=0.0700（m液柱）
Hl—液层有效阻力，Fo气相动能因子
Ua=Vs/（At-2Af）=2.153
Fa=Ua（pv）0.5=2.0239
查表得β=0.6
Hl=β（hw+how）=0.02482m（液柱）
总压降--Hp=Hl+Hc=0.09482（m液柱）≤0.6kg液/kg气
∴合格
B.液沫夹带的校核
Ug--气体通过有效截面的面积的速率
Ug=Vs/（At-Af）=2.032m/s
hf板上鼓泡层高度 Φ物系的起泡系数
hf=hl/Φ=0.04137 m,Φ=0.6
∴Ev=（5.7E10-3/σ）（Ug/（Ht-hf））3.2
=0.01453 kg（液）/kg（汽）≤0.1kg（液）/kg（汽）
∴不产生过量液沫夹带，合格.
C.液泛校核
Hd降液管液面高度，hd液相流经降液管的阻力
hd=0.153（Ls/（lw×ho））2=0.0000501ｍ
Hd=hw+how+hd+Hp=0.1362 m, Φ=0.6
Hd/φ=0.2270 m≤0.44m
∴合格，不会产生液泛
D.停留时间的校核
Af=0.0026 m2
τ=Af×Ht/Ls=0.0026×0.5/0.000076=17.105 ≥（3∽5s）
∴合格
E.漏液校核
hσ-表面张力压头,Uom-漏点气速,Co-孔流系数
hσ=4σ/（9810ρl×do）=0.00428（m液柱）
do/δ=1.5 查图得Co=0.78
Uom=4.4Co×（（0.0056+0.13hl-hσ）×ρl/ρv）0.5＝7.915m/s
K=Uo/Uom=3.948≥1.5
∴操作弹性大，不会发生严重漏液，合格。
4.5负荷性能图
4.5.1精馏段：
A.液相下限线
取how=0.006 m E=1.04
how=0.00284E（3600ls/lw）2/3
∴ ls=0.000145m3/s
B.液相上限线
取τ=5s τ=Af×HT/Ls
Ls=Af×HT/τ=（0.5×0.003744）/5=0.0003744
C.漏液线
hl=hw+how=0.04+2.155ls2/3 m
Uom=Vsmin/A0=Vsmin/0.2028
Uom=4.4C0[（0.0056+0.13hl-hσ）×（ρl/ρv）]0.5
Vsmin=0.016[4.578+190.56ls2/3]0.5
D.过量液沫夹带线：
取ev=0.1 , E=1.04
hf=2.5hl=0.1+5.388Ls2/3
Ug=Vs/（AT-Af）=Vs/0.0669
ev=（0.0057/σ）[Ug/（HT-hf）]3.2
Vs=0.459-6.176Ls2/3
E.液泛线：
取φ=0.6
HT+hw≥Hdφ,Hd≤（0.4+0.04）/0.6=0.7333
hd=0.153（Ls/（lw×h0）2=4611.55Ls2
hc=0.051（Vs/A0C0）2×（ρv/ρl）=5.658Vs2
hl'=0.024+1.293Ls2/3
hp=hc+hl'=0.024+1.293Ls2/3+5.658Vs2
Hd=0.7333=hl+hd+hp
=0.1+5.388Ls2/3+4611.55Ls2+5.658Vs2
∴Vs2=0.112-0.952Ls2/3-815.05Ls2
4.5.2提馏段：
A.液相下限线
取how=0.006 m E=1.04 how=0.00284E（3600ls/lw）2/3
∴ls=0.000121m3/s
B.液相上限线
取τ=5s τ=Af×HT/Ls,
Ls=Af×HT/τ=（0.5×0.000076）/5=0.0000076
C.漏液线
hl=hw+how=0.04+2.434ls2/3m
Uom=Vsmin/A0=Vsmin/0.003024
Uom=4.4C0[（0.0056+0.13hl-hσ）×（ρl/ρv）]0.5
Vsmin=0.0104[7.628+370.19ls2/3]0.5
D.过量液沫夹带线：
取ev=0.1 , E=1.04
hf=2.5hl=0.1+6.085Ls2/3
Ug=Vs/（AT-Af）=Vs/0.0465
ev=（0.0057/σ）[Ug/（HT-hf）]3.2
Vs=0.151-2.291Ls2/3
E.液泛线：
取φ=0.6
HT+hw≥Hdφ,Hd≤（0.4+0.04）/0.6=0.7333
hd=0.153（Ls/（lw×h0）2=8673.47Ls2
hc=0.051（Vs/A0C0）2×（ρv/ρl）=7.835Vs2
hl'=0.024+1.4604Ls2/3
hp=hc+hl'=0.024+1.4604Ls2/3+7.835Vs2
Hd=0.7333=hl+hd+hp
=0.1+6.085Ls2/3+8673.47Ls2+73835Vs2
∴Vs2=0.081-0.7766Ls2/3-1107.02Ls2
一）物料衡算
1.原料液量、残液量及加热蒸汽消耗量的计算
（1）单位换算，将质量分率换算成摩尔分率
原料液组成用xF表示。
每位同学课程设计的进料浓度计算方法如下：
aF=（30+班号后三位×0.04+学号后两位×0.1）%（质量分率）
（2）计算混合物的平均分子量
（3）作乙醇—水物系的平衡曲线，确定回流比
①按设计指导书附录的平衡数据作x-y平衡曲线
由塔顶馏出液组成（xD）点作平衡曲线最凹处的切线，其斜率为k=Rmin/（Rmin+1），进而求出Rmin
②确定回流比R
R=（1.1～2）Rmin,，每位同学课程设计的回流比计算
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