化工原理填料精餾塔課程設(shè)計(jì)

1、設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目丙酮- 水連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)條件處理量 10000kg/h ，進(jìn)料含丙酮 70% 塔頂操作壓力常壓（絕壓） ，飽和液體進(jìn)料 填料塔精餾設(shè)計(jì) 塔頂產(chǎn)品丙酮濃度不低于 96%（質(zhì)量分率） 塔底釜液丙酮不高于 10%（質(zhì)量分率）三、設(shè)計(jì)任務(wù)書的要求1. 目錄2. 緒論（簡(jiǎn)述選取的設(shè)計(jì)方案依據(jù)、主要設(shè)備的特征與比較）3. 設(shè)備的物料計(jì)算4. 設(shè)備的熱量計(jì)算5. 設(shè)備的工藝計(jì)算6. 設(shè)備的結(jié)構(gòu)計(jì)算7. 流體阻力的校核8. 輔助設(shè)備的選型9. 結(jié)束語(yǔ)（對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)價(jià)、建議）10. 參考文獻(xiàn)四、設(shè)計(jì)圖紙內(nèi)容1. 操作裝置的工業(yè)流程圖（ 3# 圖紙）2. 主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)裝配圖（ 2#

2、 圖紙）目錄緒論 -1 -第一章.流程的確定和說(shuō)明 -2 -一. 加料方式 2 -二. 進(jìn)料狀況 -2 -三. 塔頂冷凝方式 -2 -四. 回流方式 -2 -五. 加熱方式 3 -六. 加熱器 3 -第二章精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算 -4 -一. 操作條件與基礎(chǔ)數(shù)據(jù) -4 -2.1.1. 操作壓力 -4 -2.1.2. 氣液平衡關(guān)系及平衡數(shù)據(jù) -4 -二. 精餾塔的工藝計(jì)算 -5 -2.2.1. 物料橫算 -5 -2.2.2. 熱量衡算 -8 -2.2.3. 理論塔板數(shù)的計(jì)算 -11 -三. 精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算 -13 -2.3.1. 精餾塔設(shè)計(jì)的主要依據(jù)和條件 -13 -2.3.2. 塔徑設(shè)計(jì)計(jì)

3、算 -15 -2.3.3. 填料層高度設(shè)計(jì)計(jì)算 -18 -第三章附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算21 -一. 冷凝器 -21 -二. 再沸器 -22 -三. 塔內(nèi)其他構(gòu)件 -22 -3.3.1.接管管徑的計(jì)算和選擇 -22 -3.32除沫器 -24 -333.液體分布器 -25 -3.3.4 .液體再分布器 -26 -3.3.5 .填料支撐板的選擇 -26 -3.3.6 .塔釜設(shè)計(jì) -27 -3.3.7 .塔的頂部空間高度 -27 -3.3.8 .手孔的設(shè)計(jì) -27 -3.3.9 .裙座的設(shè)計(jì) -27 -四. 精餾塔高度計(jì)算 -28 -第四章.設(shè)計(jì)結(jié)果的自我總結(jié)與評(píng)價(jià) -29 -一. 精餾塔主要工

4、藝尺寸與主要設(shè)計(jì)參數(shù)匯總表 -29 -二. 設(shè)計(jì)結(jié)果的自我總結(jié)與評(píng)價(jià) -29 -附錄 -31 -一. 符號(hào)說(shuō)明 -31 -二. 參考文獻(xiàn) 32 緒論在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取等單元操作 中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過(guò)精密接觸達(dá)到相際傳質(zhì)和 傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。塔設(shè)備一般分為級(jí)間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的 代表則為填料塔，在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔與浮閥塔。填料塔是以塔內(nèi)的填料作為氣液兩相間接觸構(gòu)件的傳質(zhì)設(shè)備。填料塔的塔身是一直立式圓筒，底部裝有填料支承板，填料以亂堆或整砌的方式放置在支承板上。填

5、料的上方安裝填料壓板，以防被上升氣流吹動(dòng)。液體從塔頂經(jīng)液體 分布器噴淋到填料上，并沿填料表面流下。氣體從塔底送入，經(jīng)氣體分布裝置（小直徑塔一般不設(shè)氣體分布裝置）分布后，與液體呈逆流連續(xù)通過(guò)填料層的 空隙，在填料表面上，氣液兩相密切接觸進(jìn)行傳質(zhì)。填料塔屬于連續(xù)接觸式氣 液傳質(zhì)設(shè)備，兩相組成沿塔高連續(xù)變化，在正常操作狀態(tài)下，氣相為連續(xù)相， 液相為分散相。當(dāng)液體沿填料層向下流動(dòng)時(shí)，有逐漸向塔壁集中的趨勢(shì)，使得塔壁附近的液流量逐漸增大，這種現(xiàn)象稱為壁流。壁流效應(yīng)造成氣液兩相在填料層中分布不均，從而使傳質(zhì)效率下降。因此，當(dāng)填料層較高時(shí)，需要進(jìn)行分段，中間設(shè) 置再分布裝置。液體再分布裝置包括液體收集器和液

6、體再分布器兩部分，上層填料流下的液體經(jīng)液體收集器收集后，送到液體再分布器，經(jīng)重新分布后噴淋到下層填料上。填料塔具有生產(chǎn)能力大，分離效率高，壓降小，持液量小，操作彈性大等 優(yōu)點(diǎn)。填料塔也有一些不足之處，如填料造價(jià)高；當(dāng)液體負(fù)荷較小時(shí)不能有效 地潤(rùn)濕填料表面，使傳質(zhì)效率降低；不能直接用于有懸浮物或容易聚合的物料； 對(duì)側(cè)線進(jìn)料和出料等復(fù)雜精餾不太適合等。本次課程設(shè)計(jì)就是針對(duì)丙酮-水體系而進(jìn)行的常壓二元填料精餾塔的設(shè)計(jì)及相 關(guān)設(shè)備選型。由于數(shù)據(jù)有限，本次填料選取數(shù)據(jù)較為完整的陶瓷拉西環(huán)。第一章 流程的確定及說(shuō)明一. 加料方式加料方式有兩種： 高位槽加料和泵直接加料。 采用高位槽加料， 通過(guò)控制液位高

7、度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速，通過(guò)重力加料，可以節(jié)省一筆動(dòng)力費(fèi)用，但由于多 了高位槽，建設(shè)費(fèi)用相應(yīng)增加；采用泵加料，受泵的影響，流量不太穩(wěn)定，流速也忽 大忽小，從而影響了傳質(zhì)效率，但結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝方便。如果采用自動(dòng)控制泵來(lái)控制 泵的流量和流速，其控制原理較復(fù)雜，且設(shè)備操作費(fèi)用高。本設(shè)計(jì)采用高位槽進(jìn)料。二. 進(jìn)料狀況進(jìn)料狀況一般有冷液進(jìn)料和泡點(diǎn)進(jìn)料。 對(duì)于冷液進(jìn)料， 當(dāng)組成一定時(shí)，流量一定， 對(duì)分離有利，省加熱費(fèi)用，但其受環(huán)境影響較大；而泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度受季節(jié)、氣 溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，基于恒 摩爾流假定， 精餾段和提鎦段的塔徑基本相等， 無(wú)論是設(shè)

8、計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這 樣的精餾塔都比較容易。綜合考慮，設(shè)計(jì)上采用泡點(diǎn)進(jìn)料。三. 塔頂冷凝方式塔頂冷凝采用全凝器，塔頂出來(lái)的氣體溫度不高，用水冷凝。四. 回流方式回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流。 對(duì)于小塔型，回流冷凝器一般安裝在塔頂， 其優(yōu)點(diǎn)是回流冷凝器無(wú)需支撐結(jié)構(gòu)， 其缺點(diǎn)是回流冷凝器回流控制較難。 如果需要較 高的塔處理量或塔板數(shù)較多時(shí)， 回流冷凝器不適合于塔頂安裝， 且塔頂冷凝器不易安 裝、檢修和清理。在此情況下，可采用強(qiáng)制回流，塔頂上升蒸汽量采用冷凝器以冷回 流流入塔中。本次設(shè)計(jì)為小型塔，故采用重力回流。五. 加熱方式加熱方式分為直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱， 直接蒸汽加熱時(shí)蒸汽直接

9、由塔底進(jìn) 入塔內(nèi)， 由于重組分是水， 故省略加熱裝置。 但在一定的回流比條件下塔底蒸汽對(duì)回 流液有稀釋作用， 使理論塔板數(shù)增加， 費(fèi)用增加。 間接蒸汽加熱時(shí)通過(guò)加熱器使釜液 部分汽化，維持原來(lái)的濃度，以減少理論板數(shù)，缺點(diǎn)是增加加熱裝置。本次設(shè)計(jì)采用 間接蒸汽加熱。六. 加熱器采用U型管蒸汽間接加熱器，用水蒸氣作加熱劑。因?yàn)樗^小，可將加熱器放在 塔內(nèi)，即再沸器。這樣釜液部分汽化，維持了原有濃度，減少理論塔板數(shù)。第二章精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算一.操作條件及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1.1操作壓力精餾操作按操作壓力可分為常壓，加壓和減壓操作，精餾操作中壓力影響非常大。 當(dāng)壓力增大時(shí)，混合液的相對(duì)揮發(fā)度將減小，對(duì)分離不利

10、；當(dāng)壓力減小時(shí)，相對(duì)揮發(fā) 度將增大，對(duì)分離有利。由于丙酮-水體系對(duì)溫度的依賴性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用， 操作壓力選為常壓101.325kPa。2.1.2汽液平衡時(shí)，x、y、t數(shù)據(jù)理想系統(tǒng)Antoine 方程lgP A 亡式中：P -一在溫度T時(shí)的飽和蒸汽壓mmHgT溫度,C；AB、CAntoine 常數(shù)表2-1-2丙酮的Antoine 常數(shù)名稱ABC丙酮6.356471277.03237.23水7.074061657.46227.02非理想系統(tǒng)表2-1-2 常壓下丙酮-水氣液平衡與溫度關(guān)系丙酮/% （mol分率）溫度/C丙酮/% （mol分率）溫度/C丙酮/% （mol分率）液

11、相氣相液相氣相液相氣相0.000.00100.00.200.81562.10.800.8980.010.25392.70.300.83061.00.900.9350.020.42586.50.400.83960.40.950.9630.050.62475.80.500.84960.01.001.000.100.75566.50.600.85959.70.150.79863.40.700.87459.0溫度/C58.257.557.056.13得出丙酮一水的溫度-組成相圖如下 H吋絨 t xiji精餾工藝計(jì)算進(jìn)料流量F組成xw221物料衡算釜液流量W組成xw1.物料衡算圖（如圖）2.物料衡算 f

12、II IIII已知：F =10000kg/h , 質(zhì)量分?jǐn)?shù)：xF =70%, xD =96.0%, xW =10.0%M 丙酮=58.08kg/kmol, M 水=18.02kg/kmol進(jìn)料液、餾出液、釜?dú)堃旱哪柗謹(jǐn)?shù)分別為XF、Xd、XW :XF=70/58.0870/58.08 30/18.00.42096/58.08Xd = 96/58.08 4/18.020.88210/58.08Xw =10/58.08 90/18.020.033進(jìn)料平均相對(duì)分子質(zhì)量：Mf=0.420 X 58+(1-0.420) x 18=34.8kg/kmol原料液:F=10000=287.36kmol/h34

13、.84總物料:F=W+D(1)易揮發(fā)組分:F Xf =Dxd +WXw(2)由(1)、( 2)代入數(shù)據(jù)解得：D=130.99kmol/hW=156.37kmol/h塔頂產(chǎn)品的平均相對(duì)分子質(zhì)量：MD =58X 0.882+18 x( 1-0.882 ) =53.28kg/kmol塔頂產(chǎn)品質(zhì)量流量：D = M? D=53.28X 130.99=6976.74kg/h塔釜產(chǎn)品平均相對(duì)分子質(zhì)量：mW =58X 0.033+18 x( 1-0.033 ) =19.32kg/kmol塔釜產(chǎn)品質(zhì)量流量：W=WMW =156.37 X 19.32=3021.06kg/h3.物料衡算結(jié)果表2-2-1(1)物料衡

14、算結(jié)果表塔頂出料塔底出料進(jìn)料質(zhì)量流量/ (kg/h )6976.743021.0610000質(zhì)里分?jǐn)?shù)/%961070摩爾流量/(kmol/h)130.99156.37287.36摩爾分?jǐn)?shù)/%88.23.342.04.塔頂氣相、液相，進(jìn)料和塔底的溫度分別為:tvD、t LD、 tF、 tw查表2-1-2 (1),用內(nèi)插法算得：塔頂.0.882-0.80tLD 58.2tLD 57.63 C0.90-0.8057.5-58.20.935-0.88257.5 tVDtvD 58.50 C0.935-0.89857.5-58.2塔釜：0.020.03386.5 tWtw 81.86 C0.020.05

15、86.5 75.8進(jìn)料.50-0.4060.0-60.4tF 60.32 C0.420-0.40tF 60.4精餾段平均溫度：t t1 =vdty = 58.5060.32 =59.41 C提餾段平均溫度:tw tFt2_丁81.86 60.322=71.09 C2 25.平均相對(duì)揮發(fā)度a在tF溫度下丙酮和水的飽和蒸汽壓分別為:精餾段： t1 =59.41 C59.41 -59Xi 0.7059.7 -590.60-0.70yi 0.8740.859 -0.87464.14%, y186.52%提餾段:t2 =71.09 C71.09 66.50 X2 0.10 y 0.75575.80 66

16、.500.05 0.100.624 0.755將X1,X2, y1, y2分別代入y得:1(1)xx27.53%, y269.03%13.47, 227.363.47 27.36 9.746.回流比的確定由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，Xq Xf =0.420yqXq(1)Xq9.74 0.4201(9.74 1) 0.420=0.8758 Xd yq0.882 0.87 cc“Rmin= 0.014yq xq0.87 0.420該種方法算得最小回流比太小，不適用。舍去。從同組同學(xué)數(shù)據(jù)中得到最小回流比R=0.08969一般操作回流比取最小回流比的1.12倍，本設(shè)計(jì)取1.8倍。即 R=1.8Rmin=1.8 0

17、.08969=0.16L=R D=0.16X 130.99=20.96kmol/hL=L+q F=20.96+1 X 287.36=308.32kmol/hV=V= ( R+1) D= (0.16+1 ) X 130.99=151.95kmol/h2.2.2熱量衡算1. 熱量示意圖（圖略）2. 加熱介質(zhì)的選擇常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣。飽和水蒸氣是一種應(yīng)用最廣泛的加熱劑。由于飽和水蒸氣冷凝時(shí)的傳熱系數(shù)很高，可以通過(guò)改變蒸汽壓力控制加熱溫度。 燃料燃燒所排放的煙道氣溫度可達(dá) 1001000C，適合于高溫加熱。煙道氣的缺點(diǎn)是 比熱容及傳熱系數(shù)較低，加熱溫度控制困難。本設(shè)計(jì)選用300kPa（溫

18、度為133.3 C） 的飽和水蒸氣做加熱介質(zhì)。水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不但成本會(huì)相 應(yīng)降低，塔結(jié)構(gòu)也不會(huì)復(fù)雜。3. 冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣，應(yīng)因地制宜地加以選用。受當(dāng)?shù)貧鉁叵拗疲鋮s水 般為1025C .如需冷卻到較低溫度，則需采用低溫介質(zhì)，如冷凍鹽水、氟利昂等。本次設(shè)計(jì)選用25C的冷卻水，選升溫10C，即冷卻水的出口溫度為 35C4.熱量衡算已求得:tvD58.50 Ctw 81.86 C tF 60.32 C精餾段平均溫度：亍=處 亙=59.14 C2提餾段平均溫度：匸=如 X 71.09 C2tLD 溫度下：Cp1=135.91kJ/(kmol K); Cp2=7

19、6.04kJ/(kmolC pD C p1 ?xd C p2 1 XD=135.91 X 0.882+76.04 X (1-0.882)=128.82kJ/(kmol K);K)；C pW C p1 ? XwCp2 1XW=140.77 X 0.033+76.27 X (1-0.033)=78.40kJ/(kmol K)tLD 溫度下：1 =525kJ/kg ;2=2812.5kJ/kg ;2 1 XDtW 溫度下：Cp1=140.77kJ/(kmol K); Cp2 =76.27kJ/(kmol=525X 0.882+2812.5 X( 1-0.882 )=794.93kJ/kg塔頂：Md

20、M1 ? xDM 2 1 xD=58X 0.882+18 X (1-0.882)=53.28kg/kmol(1) 0C時(shí)塔頂氣體上升的焓Qv塔頂以 0C為基準(zhǔn)， QV V?CpD?tD V ? ?Md=151.95X 128.82 X 57.63+151.95 X 794.93 X 53.28=7563731.70kJ/h(2) 回流液的焓 QrtVD 58.50 C溫度下:Cp1=135.88kJ/(kmol K); Cp2 =75.99kJ/(kmol K);C p C p1 ? XDCp2 1 XD=135.88 X 0.882+75.99 X (1-0.882)=128.81kJ/(k

21、mol K)Qr L?Cp ?tVD = 20.96 X 128.81 X 57.40=154971.83kJ/h(3) 塔頂餾出液的焓Qd因餾出口與回流口組成一樣，所以Qd D?Cp ?tLD =130.99 X 128.81 X 57.63=972380.73kJ/h(4) 冷凝器消耗的焓QcQc Qv Qr Qd =7563731.70-154971.83-972380.73=6436379.14kJ/h(5) 進(jìn)料口的焓QftF 溫度下：Cp1=135.81kJ/(kmol K); Cp2=75.95kJ/(kmol K);C p Cp1 ? XFC p2 1XF=135.81 X 0

22、.42+75.95 X (1-0.42)=101.09kJ/(kmol所以 Qf F ?Cp ?tF =287.36 X 101.09 X 60.32=1745395.23kJ/h(6) 塔底殘液的焓QwQw W?Cp ?tw =156.37 X 101.09 X 81.86=1293997.31kJ/h(7) 再沸器Qb塔釜熱損失為10%則n =0.9設(shè)再沸器損失能量Q損0.1Qb ,Qb Qf Qc Qw Q損 Qd加熱器的實(shí)際熱負(fù)荷0.9Qb Qc Qw Q d Qf=6436379.14+1293997.31+972380.73-1745397.23=6957359.95QB=7730

23、399.94kJ/h（8）熱量衡算結(jié)果表2-2-2（ 1） 熱量衡算表項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱/ kJ ? kmol 1 ? K 1101.09一128.81101.09一1熱量Q/kJ ?h1745395.236436379.14972380.731293997.317730399.942.2.3理論塔板數(shù)計(jì)算1. 板數(shù)計(jì)算本次設(shè)計(jì)采用圖解法精餾段操作線方程:0.16ynRR 1 Xn 1XdR 10.160.8820.161Xn0.16 10.138xn 10.76提餾段操作線方程:R 匚空5 o.9717W 156.371x0.9717ynl 冒 Xn 詈 0.97

24、17RR0.0330.97172.029xn 0.034因?yàn)轱柡鸵后w進(jìn)料(即泡點(diǎn)進(jìn)料)，所以 q=1.xw 0.033xF0.420xD 0.882圖2-2-3理論板數(shù)圖解法Nt 4.8 （不含再沸器）進(jìn)料板Nf 4 精餾段2.9塊，提餾段1.9塊。2. 塔板效率表 2-2-3 (1)不同溫度卜丙酮-水黏度（mPa s）溫度C5060708090100丙酮0.260.2330.2150.1980.1850.171水0.54940.4700.4060.3550.3150.283全塔的平均溫度：t 如 57.63 81.86 =59.75 C2 2由表2-2-3 （1）,利用內(nèi)插法計(jì)算得:丙酮：5

25、9.75 50丙酮0.2660500.2330.26水：59.7550水10.54960 500.4700.549因?yàn)閘XiLi所以,0.882 0.2341LD丙酮 0.234 mPa s水 0.477 mPa LW0.033 0.2340.42 0.2340.8820.4770.0330.4770.263 mPa - s0.469 mPa - s10.420.4770.375 mPa- s全塔液體平均黏度:LLD LW 0.263.4692 20.366 mPa s.精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算2.3.1.精餾塔設(shè)計(jì)的主要依據(jù)和條件表2-3-1（ 1）丙酮-水在不同溫度下的密度溫度C丙酮/ g

26、?ml 1水 / g ?ml 1tD =57.630.7420.987tw =81.860.6960.970tF =60.320.7360.983見化工原理書附錄五 P361及附錄三P3591. 塔頂條件下的流量和物性參數(shù)M DM1xD M2 1 xD =58x 0.882+18 x (1-0.882)=53.28kg/kmol11 0.96=1.3343mL/gL1120.7420.987L1=0.7495g/mL=749.5 kg/m3V1pM DRT101.325 53.288.314273.15 57.633=1.963 kg /mV1 M d ?V =53.28 X 151.95=8

27、095.896kg/hL, M d ?L 53.28 20.96=1116.749kg/h2. 進(jìn)料條件下的流量和物性參數(shù)M FM1xFM2 1 xF =58 X 0.42+18 X (1-0.42)=34.8kg/kmolV2pM FRT101.325 34.88.314273.15 60.32=1.2718 kg/m3Xf1Xf竺0 1 0.420=1.1607mL/gL20.7360.9833L2=0.8616g/mL=861.6 kg/mV2 V2 M f ?V =34.8 X 151.95=5287.86kg/h精餾段：L2 M f ?L 34.8 20.96 =729.408kg/

28、h提餾段：L2 Mf ?L 34.8 308.32 =10729.536kg/h3. 塔底條件下的流量和物性參數(shù)M w M1xw M 2 1 xw =58X 0.033+18 X (1-0.033)=19.32kg/kmolV3pM wRT101.325 19.328.314273.15 81.86=0.6612 kg/m3L3Xw1 Xw進(jìn) O3=1.0443mL/g0.6960.970L3=0.9576g/mL=957.6 kg/m3V3 M w ?V=19.32 X 151.95=2935.674kg/hL3 Mw?l 19.32 308.32=5956.742kg/h4. 精餾段的流量

29、和物性參數(shù)V1 V21.963 1.2718=1.6174 kg/m3L12L2 749.5 861.6 =805.55 kg/m3V V28095.896 528786 =6691.878kg/hL1 L221116.749 729.408 =923.0785kg/h5.提餾段的流量和物性參數(shù)篤 V3 1.2718 0.6612 =0.9665 kg/m3L22L3 749.5 957.6 =853.55 kg/m3V2V3528786 2935.674=4111.767kg/hL2L3210729.536 5956.742 =8343.139kg/h6.體積流量塔頂:8095.896v11

30、.963 360031.1456m /s進(jìn)料:Va25287.861.1549m3/sv21.2718 3600塔底:Va32935674v30.6612 36001.2333m3/s精餾段：VaVa12Va21.14561.15491.15025m3/s提餾段：V a1549 皿 1.1941m3/s2.3.2. 塔徑設(shè)計(jì)計(jì)算1.填料選擇填料塔內(nèi)所用的填料應(yīng)根據(jù)生產(chǎn)工藝技術(shù)的要求進(jìn)行選擇，并對(duì)填料的品種、 材質(zhì)及尺寸進(jìn)行綜合考慮，應(yīng)盡量選用技術(shù)資料齊全，使用性能成熟的新型塔填 料。對(duì)性能相近的填料，應(yīng)根據(jù)它們的特點(diǎn)進(jìn)行技術(shù)、經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)，使所選用的填料 既能滿足生產(chǎn)要求，又能使設(shè)備的投資和操作費(fèi)

31、用最低或較低。填料是填料塔中汽液接觸的基本構(gòu)件，其性能的優(yōu)劣是決定填料塔操作性能的 主要因素，因此，塔填料的選擇是填料塔設(shè)計(jì)的重要環(huán)節(jié)。對(duì)填料的基本要求有比 表面積和孔隙率較大，堆積密度較小，有足夠的機(jī)械強(qiáng)度，有良好的化學(xué)穩(wěn)定行及 液體的濕潤(rùn)性，價(jià)格低廉等。根據(jù)現(xiàn)有數(shù)據(jù)，本設(shè)計(jì)選用25X 25X 2.5mm瓷質(zhì)亂堆拉西環(huán)填料。根據(jù)流量公式可計(jì)算塔徑，即2.塔徑設(shè)計(jì)計(jì)算填料名稱外徑d(mm高Hmm厚mm)堆積個(gè)數(shù)n(個(gè) /m3)堆積密度D(kg/m3)比表面a(m / m )空隙率(%金屬鮑爾環(huán)25252.5490005051900.78表2-3-2(1)填料尺寸性能4Vsu(1) 精餾段923

32、業(yè) 回74 2=o.oo66691.878 805.55由圖查得縱坐標(biāo)為2UfgV 嚴(yán) 0.263L已知填料因子450m精餾段平均溫度:t；=tvD 俎=59.14 C2L =805.55 kg/m3,水 982.332kg/m30.82030.366mPa s泛點(diǎn)氣速Uf .0.263g L0.263 9.81 805.55小“，72丿02 2.081m/s/v 0Y450 0.8203 1.6174 0.366對(duì)于散裝填料，其泛點(diǎn)速率經(jīng)驗(yàn)值u/uF 0.5 0.85，取0.7，貝U u=0.7 X2.081=1.457m/sD育4 1.150251.00m.3.14 1.457圓整后：塔徑

33、為1.00m提餾段：12 12Lv 2 8343.139 0.9665 2； =0.068Vl 4111.767 853.552 由圖查得縱坐標(biāo)為UfV 02 0.163gL已知填料因子450m 1提餾段平均溫度：匸=吐上 71.09 C233l =853.55 kg /m ,水 971.540kg/ m0.879l 0.366mPa s泛點(diǎn)氣速uf J。163哺芒亙U!邑里1.959m/s V L. V 450 0.9665 0.366 .對(duì)于散裝填料，其泛點(diǎn)速率經(jīng)驗(yàn)值 u/Uf 0.5 0.85，取0.7，則u=0.7 X 1.959=1.3713m/s4 1.19413.14 1.371

34、30.5546 m圓整后：塔徑為0.6m(3)全塔塔徑圓整后：全塔塔徑為1.0m圖2-3-2填料塔泛點(diǎn)氣速及氣體壓力降計(jì)算用關(guān)聯(lián)圖233.填料層高度設(shè)計(jì)計(jì)算1. 等板高度設(shè)計(jì)計(jì)算查表可得HETP=0.46所以填料層高度H=0.46X4.8=2.208用上述方法計(jì)算出填料層高度后，還應(yīng)留出一定安全系數(shù)。根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，填料層的設(shè)計(jì)高度一般為Z 1.21.5 Z，本次取Z 1.5Z。Z設(shè)計(jì)時(shí)的填料高度，m ;Z 工藝計(jì)算時(shí)得到的填料高度，m;Z 1.5Z1.5 2.208 3.312m2. 填料層壓強(qiáng)降計(jì)算0.006匸Q-O1 0 0(1)精餾段動(dòng)能因子 F u . v 1.4571.61741.8

35、53m/s? kg/m3 2液體負(fù)荷l 3600F VL3600 1.8531.6174 10.53m3/m2/h805.55用精餾段動(dòng)能因子F查出液體負(fù)荷丨為10和20的每米填料層壓降分別為0.22和0.25，算出I為10.53時(shí)的每米填料層壓降為0.2216kPa/m。則精餾段的壓降：0.216 0.46 2.9 1.5 0.4322kPa(2) 提餾段F u ； v 1.3713.0.96651.3481m/s? kg/m3 2液體負(fù)荷3600FL3600 1.34810.96655.590m3/ m2/h853.55用提餾段動(dòng)能因子F查出液體負(fù)荷l為5和10的每米填料層壓降分別為0.1

36、66和0.179，算出l為5.59時(shí)的每米填料層壓降為0.168kPa/m。則提餾段的壓降：P提P提ZZ提0.1680.46 1.91.50.2202kPa全塔填料層總壓降：PP精P提0.43220.22020.6524kPa3. 填料層持液量的計(jì)算(1)精餾段由上可知：動(dòng)能因子 F 1.853m/s? kg/m3 2，液體負(fù)荷 l 10.53m3/ m2/h由l分別10m3/ m2/h和15m3/m2/h的持液量值，利用內(nèi)插法求得l為10.53m3/ m2/h 時(shí)的 hL值為 5.28 10 2 m3 /m3(2)提餾段由上可知:動(dòng)能因子 F 1.348m/s? kg/m3 *，液體負(fù)荷 丨

37、 5.59m3/ m2/h由丨分別3m3/ m2/h和6m3/m2/h的持液量值，利用內(nèi)插法求得丨為5.59m3/ m2/h 時(shí)的 hL值為 3.53 10 2m3 /m3表2-3-2 （ 2）精餾段提餾段各參數(shù)精餾段提餾段全塔1氣體動(dòng)能因子F/ (m/s (kg/m3)2 )1.8531.348每米填料層壓降 P/ kPa/mZ0.22160.168填料壓降厶p/kPa0.43220.22020.6524填料層高度Z/m1.3340.8742.208持液量hL / m3/m35.28 10 23.53 10 2第三章附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算本次設(shè)計(jì)冷凝器選用殼程式冷凝器。對(duì)于蒸餾塔的冷凝

38、器，一般選用列管 式、空氣冷凝螺旋板式換熱器。因本次設(shè)計(jì)冷熱流體溫差不大，所以選用管殼式冷 凝器，被冷凝氣體走管間，以便于及時(shí)排出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體方向相反，即逆流式。當(dāng)氣體流入冷凝器時(shí)，使其液膜 厚度減薄，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。沈陽(yáng)最熱月平均氣溫t=25 C。冷卻劑用深井水，冷卻水出口溫度一般不超過(guò)40C，否則易結(jié)垢，取t2=38C泡點(diǎn)回流溫度tvD 57.40,讓 57.12QCCp t2ti1.計(jì)算冷卻水流量6436379664363.914 kg/h135 252.冷凝器的計(jì)算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方式tmtvDt1tLDt2=27.75 Cln tVD

39、t1 / tLDt2QCKA tmAQC648706.23213.91mK? tm1680 27.75操作彈性為1.2， A 1.2 A 16.7m表3-1公稱直徑/mm管程數(shù)管子數(shù)量管長(zhǎng)/mm2換熱面積/ m公稱壓力MPa273I38200055.6625選用U型管加熱器，經(jīng)處理后，放在塔釜內(nèi)。蒸汽選擇氣，傳熱系數(shù) K=600kcal/(m 2 hC )=2520kJ/(m 2 h 3.69atm , 140C 的水蒸C) , =513kcal/kgGb7730399.94513.4 4.18683596.366kg/h1間接加熱蒸汽量2.再沸器加熱面積tw1 81.86 C為再沸器液體入口

40、溫度；tw2 81.86 C為回流汽化為上升蒸汽時(shí)的溫度; t159.415 C為加熱蒸汽溫度；t259.415 C為加熱蒸汽冷凝為液體的溫度；用潛熱加熱可節(jié)省蒸汽量從而減少熱量損失t1 t1 tw1 81.86 59.41529.445 Ct2 t2 tw2 81.86 59.41529.445 Ctm 28.39 CQBk tm7730399.941680 28.392162.08m.塔內(nèi)其他構(gòu)件3.3.1.接管管徑的計(jì)算和選擇1.塔頂蒸汽管從塔頂只冷凝器的蒸汽導(dǎo)管，尺寸必須適合，以免產(chǎn)生過(guò)大壓降，特別在減壓過(guò)程中，過(guò)大壓降會(huì)影響塔德真空度。操作壓力為常壓，蒸汽速度 Wp 1220m/s，

41、本次設(shè)計(jì)取 Wp15m/s。4 8095.896dp 3600 Wp v 3600 3.14 15 1.963312m圓整后 dp 321mm內(nèi)徑d2 s2外徑d1 s1RH1H2內(nèi)管重/（kg/m）321 4378 47.10表3-3-1（ 1）塔頂蒸汽管參數(shù)表注：摘自浮閥塔 P197表5-3。2.回流管冷凝器安裝在塔頂時(shí)，回流液在管道中的流速一般不能過(guò)高，否則冷凝器高度也要相應(yīng)提高，對(duì)于重力回流，一般取速度Wr為0.20.5m，本次設(shè)計(jì)取WR 0.5m/ s。,/ 4L 4 1116.749 cdR 1 0.033m 3600 Wr l . 3600 3.14 0.5 749.5圓整后dR

42、 41mm內(nèi)徑d2 s2外徑d10RH1H2內(nèi)管重/（kg/m）41 380 3.51.11表3-3-1（ 2）回流管參數(shù)表注：摘自浮閥塔 P197表5-3。3.進(jìn)料管本次加料選用泵加料，所以由泵輸送時(shí)Wf可取1.52.5m/s，本次設(shè)計(jì)取WF =2.0m/s。dF| 4F，4 10000, 3600 WF L2 . 3600 3.14 2.0 8610.045m圓整后 dF 53mm表3-3-1（ 3）進(jìn)料管參數(shù)表內(nèi)徑d2 s2外徑d10RH1H2內(nèi)管重/(kg/m)53 392 3.51.11注：摘自浮閥塔 P197表5-3 。4. 塔釜出料管塔釜流出液體的速度 Ww一般可取0.51.0m

43、/s，本次設(shè)計(jì)取Ww 0.9m/s4WdwV3600 Ww L34 3023.263600 3.14 0.6 957.60.043m圓整后 dw 51mm表3-3-1( 4)塔頂蒸汽管參數(shù)表內(nèi)徑d2 s2外徑d1S1RH1H2內(nèi)管重/(kg/m)51 380 3.51.11注：摘自浮閥塔 P197表5-3 。3.3.2. 除沫器除沫器用于分離塔頂出口氣體中所夾帶的液滴，以降低有價(jià)值的產(chǎn)品的損失， 并改善塔后動(dòng)力設(shè)備的操作。近年來(lái)，在國(guó)內(nèi)石油化工設(shè)備中，廣泛應(yīng)用絲網(wǎng)除沫 器。除沫器的直徑取決于氣體量及選定的氣體速度。影響氣體速度的因素很多，如 霧沫夾帶量，氣、液體的密度，液體的表面張力和粘度以及

44、絲網(wǎng)的比表面積等。其 中，氣體和液體的密度對(duì)氣體速度的影響最大。氣速計(jì)算L1V1WkkJ.V1式中K 常數(shù)，取0.107 ;“、V1 塔頂氣體和液體密度(kg/m3)Wk0.107749.53 1.9631.9632.09m/s除沫器直徑計(jì)算:D4 1.1543.14 2.090.839m式中，V為氣體體積處理量，m3/sVVl 1.154m3/m3600 V1333.液體分布器采用蓬頭式噴淋器。選此裝置的目的是能使填料表面很好地潤(rùn)濕，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單, 制造和維修方便，噴灑比較均勻，安裝簡(jiǎn)單。1.回流液分布器流量系數(shù) 取0.820.85，本次設(shè)計(jì) 取0.82，推動(dòng)力液柱高度H取0.06m。則小孔中液

45、體流速W2gH 0.822 9.81 0.06 0.89m/s小孔輸液能力小L11116.749“4 2 ,Q2 24.13 10 4m 0.89 sin 40 /sL1 3600749.5 3600由Q= fW得小孔總面積1匚Q4.13 10 44 25.66 10 mW 0.82 0.89所以，小孔數(shù)f ?W 5.66 10 4 0.89n40.1，即為41個(gè)小孔。3.14c 3 2d4 1044式中，d 小孔直徑，一般取 410mm本設(shè)計(jì)取4mm噴灑器球面中心到填料表面距離計(jì)算h r cot2gr2 22W sin式中r 噴灑圓半徑，r D 75 10050075175mm 0.175m

46、2 2噴灑角，即小孔中心線與垂直軸線間的夾角，40 ,取 40h 0.175cot 409.81 0.17520.529m529mm2.進(jìn)料液分布器米用蓮蓬頭由前知W=0.89m/s取 d=4mm3600 L2853600861fQ3.2210 3W0.850.89f ?W4.2510 30.89F10000324.25 10 m空 4 1。3243.22 10 3m2/s301.2，即為27個(gè)小孔。9.81 0.1752取 400.175cot400.529m529mm2 0.89 sin 4011蓮蓬頭的直徑范圍為(y3丄D),取丄D 100mm553. 3.4 .填料支撐板的選擇本次設(shè)計(jì)

47、選用分塊式氣體噴射式支撐板。這種設(shè)計(jì)板可提供100%勺自由截面，波形結(jié)構(gòu)系統(tǒng)承載能力好，空隙率大，宜于1200mm以下的塔。在波形內(nèi)增設(shè)加強(qiáng)板，可提高支撐板的剛度。他的最大液體 負(fù)荷為145m3 /m2 ?h，最大承載能力為40kPa,由于本塔較高，故選此板。主要設(shè)計(jì)參考：表3-3-5 (1)分塊式氣體噴射式支撐板的設(shè)計(jì)參考數(shù)據(jù)塔徑D/(mm)板外徑q/mm分塊數(shù)近似重量/N300294228注：摘自塔設(shè)備設(shè)計(jì)P268表5-36 o表3-3-5(2) 支撐圈尺寸塔徑/(mm)圈外徑D1/(mm)圈內(nèi)徑D2/(mm)厚度/(mm)重量/N300297257341.2注：摘自塔設(shè)備設(shè)計(jì)P273表5

48、-41 o335 .塔釜設(shè)計(jì)料液在釜內(nèi)停留15min,裝料系統(tǒng)取0.5。 塔底高（h）：塔徑（d） =1:2塔底液料量Lw V提 1.233m3/s塔底體積VW 處 咚33 2.466m30.50.5因?yàn)閂wd2h，- 24d所以Vw 1 d32d 32Vw3 2 2.466 1.162mV飛 3.14h 2d 2 1.162 2.324m3.3.6 .塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭切線的距離。為了減少塔頂 出口氣體中夾帶的液體量，頂部空間一般取1.21.5m，本設(shè)計(jì)取1.2m。3.3.7 .手孔的設(shè)計(jì)手孔是指手和手提燈能伸入的設(shè)備孔口，用于不便進(jìn)入或不必進(jìn)入設(shè)備即能清 理、檢查或修理的場(chǎng)合。手孔又常用作小直徑填料塔裝卸填料之用，在每段填料層 得上下方各設(shè)置一個(gè)手孔。3.3.8 .裙座的設(shè)計(jì)由于塔徑為D 400mm，所以手孔可設(shè)計(jì)為直徑為D孔200mm大小的圓孔。塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形?？紤]到工藝中采用直立式再沸器，裙座高度取 0.3m, Dbi 820m