化工原理課程設(shè)計乙醇水填料吸收塔講訴

1、化工原理課程設(shè)計說明書專 業(yè)：化學(xué)工程與工藝班 級：學(xué)生姓名：學(xué)生學(xué)號：指導(dǎo)教師：提交時間：2012年5月30日成 績：化工原理課程設(shè)計任務(wù)書專業(yè)化學(xué)工程與工藝班級 設(shè)計人一、設(shè)計題目分離乙醇-水混合液（混合氣）的（規(guī)整） 精餾塔二、設(shè)計數(shù)據(jù)及條件生產(chǎn)能力：年處理 乙醇-水混合液（混合氣）:乙萬噸（開工率300天/年）；原 料： 乙醇 含量為 32 % （質(zhì)量百分率，下同）的常溫液體（氣體）；分離要求：塔頂乙醇 含量不低于（不高于）90 %；塔底乙醇 含量不高于（不低于）0.3 %0建廠地址：沈陽三、設(shè)計要求1、一份精餾塔設(shè)計說明書，主要內(nèi)容要求：（1）.前言（2）.流程確定和說明（3）.生產(chǎn)

2、條件確定和說明（4）.精餾塔的設(shè)計計算（5）.主要附屬設(shè)備及附件的選型計算（6）.設(shè)計結(jié)果列表（7）.設(shè)計結(jié)果的自我總結(jié)與評價（8）.注明參考和使用的設(shè)計資料2、一份精餾塔工藝條件單，繪制一份帶控制點(diǎn)工藝流程圖。說明：1、設(shè)計說明書的封皮。（教材科購買）。2、設(shè)計說明書用紙為課程設(shè)計專用紙。（教材科購買）3、任務(wù)書中第二項各人填各人的數(shù)據(jù)。4、精餾塔工藝條件單。（教材科購買）。5、工藝流程圖幅面為2#圖紙（594 X 420）6、要求在1個月內(nèi)完成，成績與完成的時間有關(guān)。先完成的7、先交?？呻S時到化工原理教研室答疑目錄第一章 前言6第二章流程確定和說明71.1 加料方式的確定71.2 進(jìn)料狀況

3、的確定71.3 冷凝方式的確定71.4 回流方式的確定71.5 加熱方式的確定81.6 再沸器的確定8第三章精餾塔設(shè)計計算92.1 操作條件及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)92.1.1操作壓力92.1.2回流比92.1.3氣液平衡關(guān)系與平衡數(shù)據(jù)92.2 精餾塔工藝計算92.2.1 物料衡算92.2.2 熱量衡算132.2.3 理論塔板數(shù)的計算172.3 精餾塔主要尺寸的設(shè)計計算 192.3.1 塔和塔板設(shè)計的主要依據(jù)和條件 192.3.2 塔體工藝尺寸的計算 262.3.3 填料層高度的計算292.3.4 填料層壓降的計算292.3.5 填料層的分段29第四章 附屬設(shè)備及主要附件的選型計算 303.1 冷凝器的選擇

4、 303.1.1 冷凝劑的選擇 303.1.2 冷凝器的計算與選擇 313.2 再沸器的選擇 313.3 塔內(nèi)其他構(gòu)件 323.3.1 接管的計算與選擇 323.3.2 液體分布器 343.3.3 除沫器的選擇 363.3.4 液體再分布器 373.3.5 填料支撐盤 373.3.6 裙座的設(shè)計 373.3.7 手孔的設(shè)計 373.3.8 塔釜設(shè)計 373.3.9 塔的頂部空間高度 383.4 精餾塔高度計算 38第五章 設(shè)計結(jié)果的自我總結(jié)和評價 394.1精餾塔主要工藝尺寸與主要設(shè)計參數(shù)匯總表 394.2 精餾塔主要工藝尺寸 394.3 同組數(shù)據(jù)比較 錯. 誤！未定義書簽。4.4 設(shè)計結(jié)果的

5、自我總結(jié)與評價 40附錄 41一、主要符號說明 41二、不同設(shè)計條件下設(shè)計結(jié)果比較 錯. 誤！未定義書簽。第一章 前言在化學(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。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 料的上方安裝填料壓板，以防被上升氣流吹動。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

6、）分布后，與液體呈逆流連續(xù)通過填料層的空隙，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時，有 逐漸向塔壁集中的趨勢，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，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

7、小，操作彈性大等優(yōu)點(diǎn)。 填料塔也有一些不足之處，如填料造價高；當(dāng)液體負(fù)荷較小時不能有效地潤濕填料表 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；對側(cè)線進(jìn)料和出料 等復(fù)雜精餾不太適合等。但近年來又傾向于認(rèn)為在一定塔徑范圍內(nèi)，采用新型高效填 料（如鮑爾環(huán)或鞍型填料）可以得到很好的經(jīng)濟(jì)效果?？傊鶕?jù)不同的具體情況（特 別是在小直徑塔，或壓降有一定限制，或有腐蝕情況時），填料塔還是具有很多適用 的。本次課程設(shè)計就是針對乙醇-水體系而進(jìn)行的常壓二元填料精餾塔的設(shè)計及相關(guān) 設(shè)備選型。由于此次設(shè)計時間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇請老師指出以便修正。第二章 流程確定和說明1.1 加

8、料方式的確定加料方式有兩種： 高位槽加料和泵直接加料。 采用高位槽加料， 通過控制液位高 度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速，通過重力加料，可以節(jié)省一筆動力費(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)簡單，安裝方便。如果采用自動控制泵來控制 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)計采用高位槽進(jìn)料。1.2 進(jìn)料狀況的確定進(jìn)料狀況一般有冷液進(jìn)料和泡點(diǎn)進(jìn)料。 對于冷液進(jìn)料， 當(dāng)組成一定時，流量一定， 對分離有利，節(jié)省加熱費(fèi)用。但冷液進(jìn)料受環(huán)境影響較大，對于沈陽地區(qū)來說，存在 較大溫差，冷液進(jìn)料會增加塔底蒸汽

9、上升量，增加建筑費(fèi)用。采用泡點(diǎn)進(jìn)料，不僅對 穩(wěn)定塔操作較為方便，且不受季節(jié)溫度影響。綜合考慮，設(shè)計上采用泡點(diǎn)進(jìn)料。泡點(diǎn) 進(jìn)料時， 基于恒摩爾流假定， 精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等， 故精餾段和 提餾段塔徑基本相等，制造上較為方便。1.3 冷凝方式的確定塔頂冷凝采用全冷凝器，用水冷凝，在常壓下乙醇和水不反應(yīng)，且容易冷凝，故 用全冷凝器符合要求。1.4 回流方式的確定回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流。 對于小塔型，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， 回流冷凝器不適合于塔頂安裝， 且塔頂冷凝

10、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)計為小型塔，故采用重力回流。1.5 加熱方式的確定加熱方式分為直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱， 直接蒸汽加熱時蒸汽直接由塔底進(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。 間接蒸汽加熱時通過加熱器使釜液 部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論板數(shù)，缺點(diǎn)是增加加熱裝置。本次設(shè)計采用 間接蒸汽加熱。1.6 再沸器的確定再沸器的形式選用立式再沸器， 在相同傳熱面積下， 此種再沸器的體積小， 節(jié)省 費(fèi)用，此外，蒸發(fā)釜的物

11、料始終維持恒定的壓力，傳熱情況穩(wěn)定。在塔釜和蒸發(fā)釜以 及相接管道內(nèi)的落熱量少，可以減少物料的停留時間，避免長期受熱。第三章精餾塔設(shè)計計算2.1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，混合液的相對揮發(fā)度將減小，對分離不利；當(dāng)壓力減小時，對分離有 利。但當(dāng)壓力太低時，對設(shè)備要求太高，設(shè)備費(fèi)用增加。因此在設(shè)計時一般采用常壓 蒸餾乙醇一水系統(tǒng)在常壓下?lián)]發(fā)度相差較大，較易分離，故本設(shè)計采用常壓精餾。2.1.2回流比通常 R（1.1 2.0）Rmin，此設(shè)計取 R=1.6Rmin。2.1.3氣液平衡關(guān)系與平衡數(shù)據(jù)氣液平衡時

12、，X、y、t數(shù)據(jù)如表1所示。表2-1常壓下乙醇-水的氣液平衡與溫度關(guān)系溫度t/c乙醇摩爾分?jǐn)?shù)溫度t/C乙醇摩爾分?jǐn)?shù)液相X /%氣相y /%液相X /%氣相y /%100.000.000.0081.5032.7358.2695.501.9017.0080.7039.6561.2289.007.2039.9179.8050.7965.6486.709.6043.7579.7051.9865.9985.3012.3847.0479.3057.3268.4184.1016.6150.8978.7467.6373.8582.7023.3754.4578.4174.7278.1582.3026.0855.

13、8078.1589.4389.43注：摘自化工工藝設(shè)計手冊（第四版）上冊P1141表21-38。2.2精餾塔工藝計算2.2.1物料衡算物料衡算圖F原料流量，kmol/h ；D餾出液流量，kmol/h ；W 塔釜液流量，kmol/h ；Xf 原料中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；Xd 餾出液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù);XW 釜液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)。物料衡算 已知:F = 60000t/a，質(zhì)量分?jǐn)?shù)：xF =32%, xD =90%, xW = 0.3%所以：360000W03F kg/h =8333.33kg/h300 漢 24（1）由于精餾過程的計算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾

14、分?jǐn)?shù)進(jìn)料液的摩爾組成:XfXF M乙醇XF M乙醇1 Xf：/M 水0.32 46.070.32 46.071 - 0.32 18.02= 0.15545同理可求得:塔頂餾出液的摩爾組成:0.90 46.07Xd 一 0.90 46.071 0.90 18.02二 0.7788塔釜?dú)堃旱哪柦M成:0.003 46.070.00120.003/46.071 -0.003 18.02原料液的平均摩爾質(zhì)量:M f = Xf M 乙醇：.1 - Xf M 水= 0.15545 46.071-0.1554518.02二 22.38kg/kmo 丨塔頂產(chǎn)品的的平均相對分子質(zhì)量：MD =46.07 0.77

15、88 18.02 (1 -0.7788) = 39.87kg/km ol塔釜產(chǎn)品的平均相對分子質(zhì)量：MW =46.07 0.0012 18.02 (1-0.00)18.05kg/kmol原料液：8333.3322.38= 372.36kmol /h易揮發(fā)組分：FXf二DXd WXw代入數(shù)據(jù)解得:=73.86kmol/hW = 298.496kmd/h塔頂產(chǎn)品質(zhì)量流量:D = MdD =39.88 73.86 =2945.54kg/h（2）（3）（4）（5）（6）（7）（8）（9）（10）（11）塔釜產(chǎn)品質(zhì)量流量:W = Mw W =18.104 298.496 = 5403.97kg/h（各重

16、要控制溫度設(shè)塔頂氣相、液相，進(jìn)料和塔底的溫度分別為:tLD , tvD , tW , tF查表2-1,用內(nèi)插法解得塔頂:89.43-74.72-78.15 -78.4189.43 -78.8878.1589.43 -78.15 -78.15-78.41-0.12-0.00100 tw tUA/89.4374.72塔釜:tvD =77.91 C= 99.72 CtLD -78.41 “ =78.35 C(13)(14)(15)16.61 -12.38進(jìn)料 15.545 -12.38tF-85.3 tF =84.41 C84.10 -85.30(16)精餾段平均溫度：t1=7835 84.41 =

17、 81.38 C(17)提餾段平均溫度：t2tw tF99 72 +84 41二 99.72 旳41 = 92.07 c(18)平均相對揮發(fā)度的計算此處取x-y曲線上兩端點(diǎn)下:的平均值。查表1可得:t =95.50 C時，：1YaXbYbXaY(1-x)(1 y)x17.0(血-1.9叭 mg(100 -17.00) 1.90(19)t = 78.41 C 時，：2YaXby(1 -x)78.15X100 -74.72)21YbXa(1-y)x (100 -78.15) 74.72(20)所以二_10.58偽朋2求最小回流比及操作回流比此處使用解析法確定操作狀態(tài)下的回流比。由于是泡點(diǎn)進(jìn)料（q=

18、1 ）, Xq=XF所以最小回流比XD。(1 - Xd ) IXq1 Xq10.77885.89(1-0.7788)一 5.89 -1 0.155410.1554= 0.709( 22)操作狀態(tài)下的回流比R =1.6Rmin =1.6 0.709 =1.13精餾段的氣液相負(fù)荷R D =1.13 73.864 = 83.47kmol/h(24)L q F =83.47 1 372.36 =455.83kmol/h(25)V = L D =(R 1) D =(1.13 1) 73.864 =157.33kmol/h(26)V = L-W =157.33kmol/h(27)物料衡算結(jié)果至的部分物料衡

19、算結(jié)果列于表2-2及表2-3中表2-2物料衡算結(jié)果（a）物料流量（kmol/h）摩爾分?jǐn)?shù)（）進(jìn)料F372.360.1554塔頂產(chǎn)品D73.8640.7788塔底釜液W298.4960.0012表2-3物料衡算結(jié)果（b)物料物流kmol/h)精餾段上升蒸氣量V157.33提餾段上升蒸氣量V157.33精餾段下降液體量L83.47提餾段下降液體量L455.832.2.2熱量衡算加熱介質(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)用最廣的加熱劑。由 于飽和水蒸氣冷凝時的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽壓力準(zhǔn)確地控制加熱溫度。 燃料燃燒所排放的煙道氣溫度可達(dá)到 ioo1000 r，適用于高

20、溫加熱。煙道氣的缺點(diǎn) 是比熱容及傳熱系數(shù)很低，加熱溫度控制困難。本設(shè)計選用300kPa溫度為1333C)的飽和水蒸氣作加熱介質(zhì)。水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不但成本相應(yīng)降 低，塔結(jié)構(gòu)也不復(fù)雜。冷凝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水一 般為1025 C。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、 液氨等。本設(shè)計建廠地區(qū)為沈陽。沈陽市夏季最熱月份平均氣溫為25 C。故選用的冷卻水25C的冷卻水，選擇升溫10C，故冷卻水的出口溫度是 35C。冷凝器的熱負(fù)荷Qc( R 1)D( Ivd -Ild)(28)式中Ivd 塔頂上升蒸氣的焓；I

21、ld 塔頂餾出液的焓。IVD - 1 LD 二 Xd 匚 H v乙醇(1- Xd)匚 H v水(29)式中 Hv乙醇 乙醇的蒸發(fā)潛熱；：Hv水水的蒸發(fā)潛熱。蒸發(fā)潛熱的計算：乙醇及水的蒸發(fā)潛熱數(shù)據(jù)如表2-4所示。表2-4常用溫度下乙醇及水的蒸發(fā)潛熱t(yī)/C020406080100=H v 乙醇 /(kJ/kmol)453904391042300405303861036510：H v水(kJ/kmol)44839.844033.443219.842391.841540.440651.2注：摘自化工工藝設(shè)計手冊(第四版)上冊P11631164表21-67經(jīng)線性回歸可知，乙醇及水的蒸發(fā)潛熱在0100C范

22、圍內(nèi)均與攝氏溫度具有線性 ”才 剛込 乙醇：y=/1.786X+44869關(guān)系，即為丿r 水：y = 88.671 +45642因此可以根據(jù)塔頂?shù)亩ㄐ詼囟扔嬎銉煞N物質(zhì)的蒸發(fā)潛熱。塔頂氣液相溫度分別為78.35C和77.91 T，近似取為78.13C。在此溫度下，.：HV乙醇二-41.786 78.13 44869 = 41604.26kJ/kmol =903.07kJ/kg(30) :HV水二-88.671 78.13 45642 = 38714.13kJ/kmol = 2150.79kJ/kg(31)所以Qc - ( R 1) D ( I VD - I LD)(R 1)D ( Xd Hv 乙

23、醇(1-Xd)=Hv水 )(1.13 1) 2945.54 (0.9 903.07-0.1 2150.79)63.75 10 kJ/h(32)冷卻水消耗量QCCpC (t2 _ t1 )(33)式中 WC冷卻水消耗量，kg/h;CpC冷卻介質(zhì)在平均溫度下的比熱容，kJ/(kg G)； t1，t2 冷卻介質(zhì)在冷凝器進(jìn)出口處的溫度，C。所以2535=30 C(34)此溫度下冷卻水的比熱容CpC =4.174kJ/(kgC)(35)所以WcCCpC 02 7)3.75 1064.174 (35-25)= 8.9 104 kg/h(36)加熱器熱負(fù)荷及全塔熱量衡算查得重要控制溫度下乙醇及水的比熱容 C

24、p (單位：kJ/ (kg -C)如表2-5所示表2-5重要控制溫度下乙醇及水的比熱容（單位：kJ/（ kg -C）塔頂塔釜進(jìn)料精餾段提餾段乙醇（1）2.98383.28453.11033.04553.1973水（2）4.18884.21504.19954.19384.2073注：摘自化工工藝設(shè)計手冊（第四版）上冊P1076圖21-43精餾段:乙醇 Cp1(tLD-tF) = 3.0455 ( 78.35 - 84.4) 18.669kJ/kg水 Cp2(tLD-tF)二4.1938 (78.35-84.41.)舟-25.498kJ/kg提餾段：乙醇 C7(tW-tF) 3.1973 (99.

25、72-84.41) 48.951kJ/kg水 Cp2(tW-tF) = 4.2073 ( 99.72 - 84.41) 64.414kJ/kgC P1= Cp1Xd (1 -xd )CP1(37)(38)(39)(40)塔頂餾出液的比熱容：= 3.0455 0.9 (1 -0.9) 4.1938= 3.1603kJ/ (kg - C)(41)塔釜餾出液的比熱容:Cp2-Cp2Xw (1 - Xw )CP2= 3.1973. 0.003 (1 -0.003) 4.2073(43)=4.204kJ/ (kg - C)為簡化計算，以進(jìn)料焓，即84.41 C時的焓值為基準(zhǔn)。根據(jù)表 2 可得：D=350

26、1.07kg/h , W= 6645.44kg/hJldQd 二 D CP1dt 二 DCp1：t =2945.54 3.103 (78.35-84.41) - -55388.46kJh(44)tFtWQw -WCP2dt =WCp2 ：t =5403.97 4.204 (99.72 - 84.41)= 347486.8kJh(45)If對全塔進(jìn)行熱量衡算:QfQS = Qd Qw QCQf = 0(46)Qs - -66595.22 427722.05 8.09 106 =48.45 106kJ/h若塔釜熱損失率為10%，則 =90%所以8.45 106kJ/h0.9= 9.39 106kJ

27、/h(47)式中 Qs加熱器理想熱負(fù)荷；Qs加熱器實際熱負(fù)荷;Qd 塔頂餾出液帶出熱量;Qs 塔釜餾出液帶出熱量;加熱蒸氣消耗量:查得：1333C、300kPa下，：HV水蒸氣-2168.1kJ/kg(48)QsHv9.39 1062168.1二 4331.05kg/h熱量衡算結(jié)果至計算所得熱量恒算結(jié)果列于表2-6中表2-6 熱量衡算結(jié)果符號Qc kJ/hWC kg/hQfkJ/hQ DkJ/hQw kJ/hQskJ/hWh kg/h數(shù)值68.09 101.94 107kg/h0-66595.22427722.0568.45 104331.052.2.3理論塔板數(shù)的計算精餾段操作線方程:= 0

28、.567x 0.3551.30720.8181x1.307211.30721WLWXw564.20564.20 -567.07367.07564.20 -367.070.0012-2.862-0.00223采用逐板計算的方法求理論塔板數(shù)。因為塔頂采用全凝器，故有yi = xD =0.8814（50）依據(jù)相平衡方程y二（51）可得0.8181、y1:-一（：-1）y15.89（5.89 -1） 0.8181-0.4330由精餾段操作線方程可得y2 =0.567 0.43300.355 =0.6005由相平衡方程可得y2X2C（ _（O 1）y0.60055.89 -（5.89 -1） 0.600

29、5-0.20331提餾段操作線方程:LyxLW如此逐板計算，可得y3 =0.47023，X3 =0.1309845=2，自第3因為x3 : xf =0.15545，故第3塊板為進(jìn)料板，因此精餾段理論板數(shù)塊板開始，應(yīng)改用提餾段操作線方程。所以：y0.37265，X4 =0.09161如此逐板計算，可得y5 =0.2599， x5 = 0.05628y6 =0.1588，x6 =0.03107y7 = 0.08668， X7 =0.01568y = 0.04316， X8 = 0.0076 y =0.01952， X9 =0.0034yio - 0.00741 ， Xe = 0.001266yii

30、 =0.001393， X11 =0.0002368因為Xn :：: Xw =0.0012，故完成分離任務(wù)所需的理論板數(shù) Nt =11 （包括再沸器），提 餾段理論板數(shù)Nt2 =7。2.3精餾塔主要尺寸的設(shè)計計算2.3.1塔和塔板設(shè)計的主要依據(jù)和條件查得塔頂、塔釜、進(jìn)料板溫度下乙醇及水的密度列于表2-7 中。表2-7幾個特征溫度下乙醇及水的密度溫度，C:乙醇 /(kg m3)，水 / (kg m3)tD =78.31744.27972.82tw =99.72717.75958.59tF =84.41736.80968.93注：摘自化工工藝設(shè)計手冊（第四版）上冊，乙醇：P1069圖21-37；水

31、:P1053 表 21-6。查得塔頂、塔釜、進(jìn)料板溫度下乙醇及水的黏度列于表2-8中。表2-8幾個特征溫度下乙醇及水的黏度溫度,C乙醇（mPa s）水（mPas）tD =78.310.450460.3708tw =99.720.32340.2847tF =84.410.4169960.3439注：摘自化工工藝設(shè)計手冊（第四版）上冊，乙醇： P1092圖21-55；水:P1086 圖 21-51。查得塔頂、塔釜、進(jìn)料板溫度下乙醇及水的表面張力列于表2-8。表2-8三個特征溫度下乙醇及水的表面張力表溫度C匚乙醇/(N m-1)-水 / N m-1)tD -78.310.017540.00410tW

32、 =99.720.015750.06129tF =84.410.017030.06296注：摘自化工工:藝設(shè)計手冊（第四版）上冊，乙醇:P1102,圖 21-66;水P1053,表 21-6。塔頂條件下的物性參數(shù)及質(zhì)量流量 液相及氣相平均相對分子質(zhì)量(52)(53)(54)M ld 二 Mvd = 40.977kg/kmol 液相密度1xD1-xD0.921-0.92，ld匚醇 水744.24 972.82解得：ld =756.53kg/m3 氣相密度PMRT101.325 40.9778.314 (273.15 78.31)= 1.421kg/m3(55) 液相黏度ld =乙醇 Xd -水(

33、1 Xd)=0.45046 0.8181 0.3708 (1 -0.8181)= 0.4360mPa s( 56) 液相平均表面張力二 LD =Xd二乙醇1 Xd 二水=0.8181 0.01755 -(1 - 0.8181) 0.06410= 0.02601N m-1( 57) 氣體體積流量VsDVd?VD8077.801.421 3600= 1.5791m3/s(58) 出料質(zhì)量流量DD MLD =85.44 40.977 =3501.07kg/h(59)表2-10塔頂條件下的物性參數(shù)及質(zhì)量流量符號M LDM VD，LDVD-LD二 LDVsDDkg/kmolkg/kmolkg/m3kg/

34、m3mPa sN m-1m3/skg/h數(shù)值40.97740.977756.531.4210.43600.026011.57913501.07進(jìn)料條件下的物性參數(shù)及質(zhì)量流量液相平均相對分子質(zhì)量M lf = 22.38kg/kmo l（60）氣相平均相對分子質(zhì)量Xf =0.15545，依據(jù)相平衡方程可得5.89 0.155451 (5.89-1) 0.15545=0.5202(61)MVF =yFM 乙醇(1 - yF)Wk= 0.5202 46.07 (1 -0.5202) 18.02=32.596kg/k mol(62)液相密度1Xf1 - Xf 0.321 - 0.22= r = r LF

35、G醇水 736.80 968.93(63)解得，LF=880.19kg/m(64) 氣相密度PM FRT101.325 22.388.314 (273.15 84.41)-0.763kg/m3(65) 液相黏度Llf =乙醇 Xf ：；_：水(1 - Xf)二 0.416996 0.15545 0.3439 (1-0.15545)= 0.3553mPas( 66) 進(jìn)料板平面張力的計算LF 二 Xf；乙醇 1 _ Xf ；水= 0.15545 0.01703 -(1 -0.15545)0.062961= 0.05582N m(67) 氣體體積流量VF4411.773VsF -1.6061m /

36、s(68)0.763 3600 進(jìn)料質(zhì)量流量3kg/h -97 22.22kg/h700 00 1030024(69)表2-11進(jìn)料條件下的物性參數(shù)及質(zhì)量流量Ml-M VFkg/kmol kg/kmolLF313kg/m mPa s N m- m /skg/m3F；kg/h數(shù)值 22.38032.596880.190.7630.35530.055821.60619722.22塔釜條件下的物性參數(shù)及質(zhì)量流量(70) 液相平均相對分子質(zhì)量M LW =18.104kg/kmol 氣相平均相對分子質(zhì)量xw -0.0012，依據(jù)相平衡方程-可得X-0.0069(71)5.89 0.00121(5.89-

37、1)0.0012= 0.0069 46.07 ,1-0.0069) 18.02= 18.213kg/kmol(72)液相密度1_ Xw1 -xW _ 0.0031 -0.003一 6?2 - 717.75958.59(73)解得；w =957.63kg/m3(74)氣相密度PM wRT101.325 18.1048.314 (273.15 99.72)=0.592kg/m3(75) 液相黏度lw =七醇 Xw 水(1 - Xw)-0.3234 0.00120.2847 (1 -0.0012)= 0.2848mPas(76) 塔釜液相平均表面張力計算二 LW = Xw 乙醇 .1 _ Xw ；水

38、= 0.0012 0.01575(1 -0.0012) 0.005894= 0.05889N m-1(77) 氣體體積流量VsW?VW3568.840.592 36003=1.6746m /s(78) 氣相質(zhì)量流量(79)2Vw 二Vw 二 Mw V =18.104 197.13 = 3568.84kg/m 液相質(zhì)量流量Lw = Mw L =18.104 64.20 =10214.28kg/h(80)表2-12塔釜條件下的物性參數(shù)及質(zhì)量流量M LWM VWLWPvwA LWD LWV sWkg/kmolkg/kmolkg/m3313kg/mmPa s N m-m /s口 號VW kg/hLwk

39、g/h數(shù)值 18.10418.213957.630.5920.28480.058891.67463568.810214.248精餾段的物性參數(shù)及質(zhì)量流量液相平均相對分子質(zhì)量Mvd Mvf 40.97732.596=36.789kg/kmol(81)氣相平均相對分子質(zhì)量M LD M LF40.97722.380=31.6785kg/kmol(82)液相密度:l精75853(83)氣相密度14210763 =1.092kg/m3(84)液相黏度.4360.3553 二 0.39565mPa s(85)精餾段液相平均表面張力的計算02601.5582 “08183N m-1(86)氣體體積流量VsF

40、 Vsd偵61.15791 5926m 3/s精餾段上升蒸氣質(zhì)量流量V精 二MV精 V =36.789 197.13 = 7552.22kg/h(88) 精餾段下降液體質(zhì)量流量L精二ML精 L =31.6785 111.69 = 3538.17kg/h(89)表2-13精餾段的物性參數(shù)及質(zhì)量流量M L精M v精L精V精JL精:二 L精Vs精V精L精付號kg/kmolkg/kmolkg/m3kg/m3mPa sN m-13m /skg/hkg/h7552.23558.1數(shù)值36.78931.6785819.361.0920.395650.081831.592627提餾段的物性參數(shù)及質(zhì)量流量液相平

41、均相對分子質(zhì)量M lf M lw 22.38018.104=20.242kg/k mol(90)氣相平均相對分子質(zhì)量Mvf M vw32.596 18.213=25.4045kg/k mol(91)液相密度:l提LW880.19957.63918.91kg/m 3(92)氣相密度匚FVW0.7630.592 = 0.6775kg/m3(93)液相黏度-L提LF LW。35530.2848 = 0.3201mpas提餾段液相平均表面張力的計算6提=J j5582.5889 057355N m-1氣體體積流量VsFVsW21.6061 1.6746 ,1.64036m3/s2(96) 提餾段上升蒸

42、氣質(zhì)量流量(97)V提二 M提25.4045 197.13 = 5007.99kg/h 提餾段下降液體質(zhì)量流量L精=Ml精 L” =25.4046 564.20 =14333.22kg/h（98）表2-14提餾段的物性參數(shù)及質(zhì)量流量符號M L提M v提L提3提%提二L提Vs提V提L提付號kg/kmolkg/kmolkg/m3kg/m3mPa sN m-13.m /skg/hkg/h0.057351.64035007.914333.2數(shù)值20.24225.4045918.910.67750.32015692232塔體工藝尺寸的計算選擇合適的填料填料是填料塔中汽液接觸的基本構(gòu)件，它提供了氣液兩相接

43、觸傳質(zhì)和傳熱的表 面，與塔內(nèi)件一起決定了填料塔的性質(zhì)，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)計的重要環(huán)節(jié)。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 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)評價，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)用最低或較低。本設(shè)計選用規(guī)整填料，金屬絲網(wǎng)波紋填料 BX。規(guī)整填料是一種在塔內(nèi)按照均勻幾何圖形分布、整齊堆砌的填料，規(guī)定了氣液流路，改善了溝流和整流現(xiàn)象，壓降可以很小，同時還可以提供更大的比表面積，在同

44、 樣的溶劑中可以達(dá)到更高的傳質(zhì)、傳熱效率。與散裝填料相比，規(guī)整填料結(jié)構(gòu)均勻、規(guī)則、有對稱性，當(dāng)與散裝填料有相同的比表面積時，填料空隙率更大，具有更大的氣液通量，單位分離能力大圖2-2展示了一種金屬絲網(wǎng)波紋填料從斜上方觀察的外觀。圖2-2 一種金屬絲網(wǎng)波紋填料的外觀金屬絲網(wǎng)波紋填料BX的性能優(yōu)于傳統(tǒng)環(huán)式填料，具有以下特點(diǎn)：一、與常用的鮑爾環(huán)相比，比表面積增大了 23倍，填料壓降降低，氣液通量以 及傳質(zhì)效率有大幅提高；二、不銹鋼材質(zhì)的填料BX，經(jīng)過適當(dāng)?shù)谋砻嫣幚砗?，表面潤濕率高于塑料材質(zhì) 的絲網(wǎng)和板波紋填料；三、針對精餾操作中可能引入的第三相雜質(zhì)，BX填料具有整齊的幾何結(jié)構(gòu)，顯示出良好的抗堵性能；

45、四、持液量小，對于難分離物系、昂貴產(chǎn)品、熱敏性介質(zhì)的精餾非常有利。鑒于以上特點(diǎn)，并且屬于常壓精餾，本設(shè)計選用金屬絲網(wǎng)波紋填料BXo金屬絲網(wǎng)波紋填料BX的各項參數(shù)列入表2-15備查。填料標(biāo)記：HGT 21559.3-2005-W500-300.表2-15金屬絲網(wǎng)波紋填料 BX的相關(guān)參數(shù)材質(zhì)密度/ ( kg m3)比表面積水力直徑傾角空隙率a/(m2/m2) de/(mm)/()；/%不銹鋼5007.53090250氣體負(fù)荷每塊理論板壓每米填料理滯留量操作壓力在泛點(diǎn)時的當(dāng)量VBX / m/s ( kg/m 3)0.5 降/Pa論板數(shù)/%/Pa空氣速度/ （m/s）2.54054102 1052.9

46、注：摘自化工工藝設(shè)計手冊（第四版）上冊P479 表 21-26、P480 表 21-27。精餾段及提餾段泛點(diǎn)空塔氣體流速的設(shè)計計算對于絲網(wǎng)波紋填料來說，泛點(diǎn)空塔氣體流速可以用下式計算。卜 1.2/CC、Uf =UeF（ 99）g式中 uF泛點(diǎn)空塔氣速，m/s；ueF絲網(wǎng)波紋填料在泛點(diǎn)時的當(dāng)量空氣速度，查表2-15得UeF =2.9m/s ；g 氣相密度，查表2-13得g =1.092kg/m3得.Uf 精二 UeF2.91.2=2.993m/s1.092u 精=0.75uF 精=0.75 2.293 = 1.719m/s同理可得Uf精1.22.9gJ 1.2=3.859m/s；0.6115(1

47、00)(101)(102)(103)u提=0.6uf提=0.6 3.859 = 2.316m/s塔徑設(shè)計計算按照精餾段泛點(diǎn)空塔氣速計算塔徑:D%VF精4 1.5926 3.14 2.993=0.823m圓整后：Dt精 = 800mm，代入上式中計算得u=3.170m/s(104)(105)按照提餾段泛點(diǎn)空塔氣速計算塔徑:4 0.164036 3.14 0.2859二 0.736m（106）圓整后：Dt提=800mm，代入上式中計算得u = 3.265m/s。（ 107）精餾段及提餾段塔徑圓整后DT = 300mm，為精餾塔的塔徑。2.3.3填料層高度的計算查得使用BX在氣體負(fù)荷60%、75%時

48、的相關(guān)數(shù)據(jù)列于表2-16中。表2-16金屬絲網(wǎng)波紋填料 BX在氣體負(fù)荷為60%和75%時的部分特性氣體負(fù)荷/%6075每米填料的理論板數(shù)5.855.10每米填料的壓降/Pa133.5253.6滯料量/%2.84.127Z精0.3922m ,Z提1.197m（ 108（ 109）5.105.85Z =Z 精 Z 提工 0.3922 1.197 =1.5892m（ 110）采用上述方法計算出填料層高度后，還應(yīng)留出一定安全系數(shù)。根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，填料層的設(shè)計高度一般為Z、1.21.5 Z，本設(shè)計取ZJ1.3Z。Z=1.3Z=1.3 1.589 = 2.066m（ 111）234填料層壓降的計算精餾段P精

49、-133.5 0.392 =52.36Pa（ 112）即：精餾段填料壓降52.36P&提餾段P提=253.6 1.197 二 303.51Pa（113）即：提餾段填料壓降303.51Pa全塔壓降 R = P精P提=52.36 303.51 = 355.87Pa（ 114）2.3.5填料層的分段由于Z = 2.066m : hmax二3.0m，故填料層不分層。塔體工藝尺寸計算結(jié)果列于表2-17中。表 2-17塔體工藝尺寸計算結(jié)果精餾段提餾段全塔內(nèi)徑/mm800800800填料層高度/m0.39221.1971.5892填料壓降/Pa52.36303.51355.87:未考慮安全系數(shù)。假定安全系數(shù)為1.3時，設(shè)計全塔填料高度2.320m第四章附屬設(shè)備及主要附件的選型計算3.1冷凝器的選擇本設(shè)計選用重力回流的直立管殼式冷凝器。 對于蒸餾塔的冷凝器，一般選用