化工原理課程設計精選施

1、化工原理課程設計乙醇- 水填料式精餾塔設計學生姓名徐程學院名稱化學化工學院學號8班級13 級 2 班專業(yè)名稱應用化學指導教師王菊2016 年 5 月 20 日摘要填料式精餾塔是化工生產的重要化工設備。精餾塔不僅對產品本身，而且還對產品產 量、質量、生產能力和消耗定額， 以及三廢處理和環(huán)境保護等各方面都有重大影響。 因此， 掌握精餾塔的基本設計對化工專業(yè)學生十分重要的。本課程設計是關于乙醇-水的填料式 精餾塔的設計，通過對填料式精餾塔的設計，熟練掌握以及運用所學知識并投入到實際生 產當中去。關鍵詞 乙醇；水；填料式精餾塔；化工生產；摘要. 錯誤!未指定書簽第一部分概述. 錯誤!未指定書簽1.1概

2、述. 錯誤!未指定書簽1.2文獻綜述. 錯誤!未指定書簽1.2.1填料類型. 錯誤!未指定書簽1.2.2填料塔. 錯誤!未指定書簽1.2.3填料選擇. 錯誤!未指定書簽1.3設計任務書. 錯誤!未指定書簽1.3.1設計題目. 錯誤!未指定書簽1.3.2設計條件. 錯誤!未指定書簽1.3.3設計任務 . 錯誤!未指定書簽1.4設計思路. 錯誤!未指定書簽第二部分工藝計算. 錯誤!未指定書簽2.1平均相對揮發(fā)度的計算. 錯誤!未指定書簽2.2繪制t-x-y圖及x-y圖. 錯誤!未指定書簽2.3全塔物料衡算. 錯誤!未指定書簽2.3.1進料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數 . 錯誤!未指定書簽2.3.2

3、平均摩爾質量. 錯誤!未指定書簽2.3.3全塔物料衡算：. 錯誤!未指定書簽2.4最小回流比的計算和適宜回流比的確定 . 錯誤!未指定書簽2.4.1最小回流比 . 錯誤!未指定書簽2.4.2確定最適操作回流比R.錯誤!未指定書簽2.5熱量衡算. 錯誤!未指定書簽2.6求理論板數及加料. 錯誤!未指定書簽2.6.1精餾段和提餾段操作線方程的確定. 錯誤!未指定書簽2.6.2理論板數及加料板位置. 錯誤!未指定書簽2.7填料高度計算. 錯誤!未指定書簽3.8精餾塔主要尺寸的設計計算. 錯誤!未指定書簽3.8.1流量和物性參數的計算. 錯誤!未指定書簽3.8.2塔板效率. 錯誤!未指定書簽第三部分塔

4、板結構設計. 錯誤!未指定書簽3.1氣液體積流量. 錯誤!未指定書簽3.1.1精餾段的氣液體積流量 . 錯誤!未指定書簽3.1.2提餾段的氣液體積流量 . 錯誤!未指定書簽3.2塔徑計算. 錯誤!未指定書簽3.2.1塔徑初步估算. 錯誤!未指定書簽第四部分換熱器. 錯誤!未指定書簽4.1換熱器的初步選型. 錯誤!未指定書簽4.1.1塔頂冷凝器. 錯誤!未指定書簽4.1.2塔底再沸器. 錯誤!未指定書簽4.2塔頂冷凝器的設計. 錯誤!未指定書簽第五部分精餾塔工藝條件. 錯誤!未指定書簽5.1塔內其他構件 . 錯誤!未指定書簽塔頂蒸汽管. 錯誤!未指定書簽回流管. 錯誤!未指定書簽5.1.3進料管

5、. 錯誤!未指定書簽塔釜出料管. 錯誤!未指定書簽5.1.5除沫器. 錯誤!未指定書簽5.1.6液體分布器. 錯誤!未指定書簽5.1.7液體再分布器. 錯誤!未指定書簽5.1.8填料支撐板的選擇 . 錯誤!未指定書簽5.1.9塔釜設計. 錯誤!未指定書簽塔的頂部空間高度. 錯誤!未指定書簽手孔的設計. 錯誤!未指定書簽.裙座的設計. 錯誤!未指定書簽5.2精餾塔配管尺寸的計算. 錯誤!未指定書簽5.2.1塔頂汽相管徑dp.錯誤!未指定書簽5.2.2回流液管徑dR.錯誤!未指定書簽5.2.3加料管徑dF.錯誤!未指定書簽5.2.4釜液排出管徑dw.錯誤!未指定書簽5.2.5再沸器返塔蒸汽管徑dv

6、.錯誤!未指定書簽6.3精餾塔工藝尺寸. 錯誤!未指定書簽第六部分結構設計結果. 錯誤!未指定書簽總結. 錯誤!未指定書簽參考文獻. 錯誤!未指定書簽附錄. 錯誤!未指定書簽第一部分概述1.1 概述乙醇可用來制取乙醛、乙醚、乙酸乙酯、乙胺等化工原料，也是制取染料、涂料、洗 滌劑等產品的原料，所以乙醇是一種重要的化工原料。如今能源消耗有枯竭的趨勢，作為 一種可再生的能源，乙醇燃料成為未來代替?zhèn)鹘y(tǒng)化石燃料的重要能源之一。國內乙醇生產方法主要有發(fā)酵法、乙烯水化法、合成氣經醋酸制乙醇、合成氣直接制 乙醇等，國外乙醇生產方法主要有滲透蒸發(fā)技術、新型耦合分離技術、滲透氣化膜分離技 術、PVA膜滲透汽化等。

7、塔設備作為工業(yè)生產上最重要的設備之一，在工業(yè)生產乙醇的分 離中起重要作用。在塔設備中常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。乙醇-水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是十分重要的化工原料之一。長期以來乙醇-水溶液通常都是 通過蒸餾法生產，但由于乙醇-水的共沸現象，普通的精餾方法對于高純度的乙醇來說產 量不好，所以設計研究和改進精餾設備是十分重要的。本課程設計主要是采用填料精餾塔 對乙醇-水溶液進行分離。塔設備在經過長期的發(fā)展，形成了形式繁多的結構，以滿足各方面的特殊需要。在乙 醇的工業(yè)生產中，主要是通過精餾塔將產物乙醇與水分離，制取高純度的乙醇。按塔的內 件結構的不同可以分為板式塔和填料塔兩大類。填

8、料塔是以塔內的填料作為氣液兩相間接觸構件的傳質設備。填料塔的底部安裝填料 支撐板，填料隨意亂堆或整砌的方式放置在支撐板上。填料上方安裝有填料壓板，以防填 料被上升氣流吹動。填料塔塔內填充適當高度的填料，以增加兩種流體間的接觸表面。液 體沿填料表面呈膜狀向下流動，作為連續(xù)相的氣體則自下而上地流動，與液體逆流傳質。 兩相的組分濃度沿塔高呈連續(xù)變化。作為產物分離中的最重要的設備之一的塔設備，隨著塔設備技術的發(fā)展，國內外制定 了多種企業(yè)接觸的元件，從而改善塔設備質量，縮短塔設備的制造、安裝周期，以此來減 少設備的投資費用。1.2 文獻綜述1.2.1 填料類型氣液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精

9、餾操作既可采用板式塔，也可采 用填料塔，板式塔的設計將在其他分冊中作詳細介紹，故本書將只介紹填料塔。新型高效規(guī)整填料的不斷開發(fā)與應用，沖擊了蒸餾設備以板式塔為主的局面，且大有 取代板式塔的趨勢。最大直徑規(guī)整填料塔已達1420m結束了填料塔只適用于小直徑塔 的歷史。這標志著填料塔的塔填料、塔內件及填料塔本身的綜合設計技術進入了一個新階 段。縱觀填料塔的發(fā)展，新型填料的研究始終十分活躍，尤其是新型規(guī)整填料不斷涌現。 如今，填料主要分為散堆填料、規(guī)整填料和毛細管填料。1.2.2 填料塔填料塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優(yōu)點是生產能力大，分離效率高，壓降 小，持液量小操作彈性大等。填料塔的缺點是

10、填料造價高；當液體負荷較小時不能有效地潤濕填料的表面，使傳質 效率下降；不能直接用于有懸浮物或容易聚合的物料；對側線進料和出料等復雜蒸餾不太 適合等。拉西環(huán)是最古老、最典型的一種填料，由于它結構簡單，制造容易，價格低廉， 性能指數較為齊全以及機械強度高，因此長久以來，盡管它存在嚴重缺點，但是仍受到廠 家的歡迎，沿用至今。拉西環(huán)的缺點是結構不常開，有效空隙率比實際空隙率小得多，所 以壓力降比較大。拉西環(huán)在塔內的填料方式有兩種：亂堆和整砌。亂堆裝卸比較方便，但 是壓力降比較大，一般直徑在50mm以下的拉西環(huán)用亂堆填料，直徑在50mm以上的拉西環(huán) 用整砌填料。當填料的名義尺寸小于20mm時，各本身的

11、填料分離效率都明顯下降。因此，25mm的填料可以認為是工業(yè)填料中選用比較合理的填料。本次設計采用的為金屬拉西環(huán)25mrK25mM0.8mm表 1金屬拉西環(huán) 25mM25mM0.8mm 參數項目參數項目參數公稱直徑D=25mm比表面積cr=220m/m外徑d=25mm空隙率e=95%高度h=25mm堆積個數N=55000 個 /m壁厚 =0.8mm堆積密度p=640kg/m干填料因子a/e=257/m等板高度H=0.46m濕填料因子=390/m平均壓降 p=0.5kPa/m1.3 設計任務書1.3.1 設計題目乙醇-水填料式精餾塔設計1.3.2 設計條件1常壓p=1atm（絕壓）。2原料來自粗餾

12、塔，為9596C飽和蒸汽，由于沿程熱損失，進精餾塔時，原料溫度約為90r3塔頂濃度為含乙醇92.41%（質量分數）的乙醇，產量為25噸/天；4塔釜采用飽和蒸汽直接加熱，從塔釜出來的殘液中乙醇濃度要求不大于0.3%（質量分數）;5塔頂采用全凝器，泡點回流，回流比R=1.12.0Rmi n；6廠址：徐州地區(qū)133 設計任務1、完成該精餾塔的工藝設計，包括輔助設備及進出口管路的計算和選型；2、畫出帶控制點工藝流程圖、xy相平衡圖、塔板負荷性能圖、塔板布置圖、精餾塔工藝 條件圖；3、寫出該精餾塔的設計說明書，包括設計結果匯總和設計評價。1.4 設計思路乙醇-水溶液通過離心泵進入再沸器中，經過加熱接近或

13、達到泡點后，從底部進入填 料式精餾塔中，在填料上易揮發(fā)組分乙醇進入氣相，而難揮發(fā)組分水進入液相。易揮發(fā)組 分乙醇通過塔頂管道進入冷凝器中，在冷凝器中由于溫度降低乙醇冷凝，為了保證塔頂濃 度為含乙醇92.41% (質量分數)，將冷凝器中的溶液重新回到填料式精餾塔中，重新蒸餾 精餾塔底部的液體回到再沸器中重新加熱至泡點溫度。經過重復多次精餾，在冷凝其中可 以得到高純度的乙醇，然后將乙醇通入儲罐中。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程， 而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成乙醇和水的分離。乙醇一水混合液經原料預 熱器加熱，進料狀況為汽液混合物q=1送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部 分入

14、塔回流，其余經塔頂產品冷卻器冷卻后，送至儲罐，塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產 品冷卻后，送入貯罐(附流程圖)。圖 1 流程示意圖第二部分-2.1 平均相對揮發(fā)度的計算由相平衡方程y乙醇水溶液1Hy(x 1)x(y 1)1查閱相關資料，常壓下乙醇和水的得:1 離心泵2 再沸器3 填料式精餾塔4 冷凝器5 儲罐子-水的平衡數據(1-1)(1-2)x0.1800.2000.2500.3000.3500.400y0.5100.5250.5510.5750.5950.610 x0.4500.5000.5500.6000.6500.700y0.6350.6570.6780.6900.7250.755由道爾頓

15、分壓定律PPyVAPAXA(VBPBXBy yBiXAXB將上表數據代入得：y(1討AXA(1 XA)(1-4)3序號12345a3.68153.15692.72542.35012.1263序號678910a1.91551.72281.54081.41961.3207則10；123-.103.042.2 繪制 t-x-y 圖及x-y圖表 3 乙醇一水系統(tǒng)tx y 數據沸點 t/C乙醇摩爾數/%沸點 t/C乙醇摩爾數/%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.5

16、0.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41

17、根據上面表中的數據繪制乙醇-水的t-x-y相圖，如下:圖 2 乙醇-水相圖有圖可知：tF84C,tD79C,仏100C精餾段平均溫度：tm=（tF+tD）/2=（84+79）/2=81.5C提餾段平均溫度：tm=（tF+tw）/2=（84+100）/2=92C2.3 全塔物料衡算查閱相關文獻，整理有關物性參數表 4 乙醇-水物性參數項目數值天處理原料能力F=30t/ 天質量分數3F=0.323D=0.9241co W=0.003分子量M 乙醇=46.07kg/kmolM 水=18.01kg/kmol2.3.1 進料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數F：進料量（kmol/h）XF：原料組成（摩爾分數。

18、下同）D:塔頂產品流量（kmol/h）xD:塔頂組成W塔底殘液流量（kmol/h）XW:塔底組成Xw=0.003/46.070.997 /18.012.3.2 平均摩爾質量根據公式可得：原料液的平均摩爾質量: 餾出液的平均摩爾質量: 塔釜殘液的平均摩爾量:2.3.3 全塔物料衡算:進料量：30000 0.3230000 0.68F =30 噸/ 天二46.0718.01- 55.878kmol/h24全塔物料衡算式：F=D+W解之得：D=10.436 kmol/h，W=45.442kmol/h表 5 物料衡算表項目數值進料流量 F，kmol/h55.878塔頂產品流量 D, kmol/h10.

19、436塔釜殘液流量 W kmol/h45.442進料組成，xF（摩爾分數）0.1553塔頂產品組成，xD（摩爾分數）0.8264塔釜殘液組成，xW（摩爾分數）0.0011752.4 最小回流比的計算和適宜回流比的確定根 據 公 式nAWAMAWAWBMAMB(1-5 )原料液乙醇的摩爾組成0. 32 / 46. 07X=0. 32 / 46. 070. 68 / 18. 010.1553塔頂產品乙醇的摩爾組成0.9241/ 46.07XD0.9241/ 46.07 0.0759 /18.010.82640.003/46.07XaMa(1 Xa)Mb(1-6)塔底殘夜乙醇的摩爾組成241 最小回

20、流比2.4.2 確定最適操作回流比 R因為R 1.1 2.0 Rmin所以取R 1.5Rm1.5 2.295 3.4432.5 熱量衡算已求得：tD78Ctw100CtF80C=81.5C =920tD溫度下：Cp1=139.36 kJ/(kmolK)Cp2=75.59 kJ/(kmol=139.360.8264+75.59(1-0.8264)=126.63 kJ/(kmolK)tCCtW溫度下：p1=152.22kJ/(kmolK)p2=76.04 kJ/(kmol=152.220.001175+76.04 (1-0.001175)=76.13 kJ/(kmolK)1(1)x1(3.041)

21、x1 2.04x所以XqxF0.1553yqx0.35911 xyyqOXDyq0.82640.359minyqx0.359 0.1553x3.04x3.04x平衡線方程因為q 1相平衡方程:泡點進料： 最小回流比2.295K)-K)tD溫度下：1=84.15kJ/kg;2=2315.7kJ/kg;=84.150.8264+(1- 0.8264)X2315.7=417.55 kJ/kg(1)0C時塔頂氣體上升的焓QV塔頂以0C為基準，QVV?C pD?tD V=46.367 126.63 78+46.367 417.55 41.20=1255627.63 kJ/h(2)回流液的焓QRtD78C

22、溫度下Cp1=139.36 kJ/(kmolK)Cp2=75.59 kJ/(kmol=139.360.8264+75.59 (1-0.8264)=128.29 kJ/(kmolK)QRL?Cp?tD=91.809 137.67 78=985868.91 kJ/h(3)塔頂餾出液的焓QD=157694.24+399298.85+112064.48-392799.99 =276257.58kJ/h2.6 求理論板數及加料精餾段：精餾段操作線方程：提餾段：提餾段操作線方程：ym11.98xm0.001152（12）2.6.2 理論板數及加料板位置精餾段：xy由平衡線方程的：3.04 2.04 y與y

23、n 10.7913Xn0.172聯(lián)立已知y1=xD=0.8264丄0.6103x1=3.04 2.04 y1X10.6103yi0.6549X20.2301y20.4761X30.1528y30.3541X40.1199y40.2929X50.1070y50.2669X60.1020y60.2567由于X3=0.1528XF=0.1434X4=0.1199Xq=0.1434所以在第3和第4塊塔板之間進料 提餾段因餾出口與回流口組成一樣，所以QD(4)QcD?Cp?tD=10.436 137.67 78=112064.48 kJ/h冷凝器消耗的焓QCQVQRQD=1255627.63-98586

24、8.91-112064.48=157694.24 kJ/h進料口的焓QFCp1(5)tF溫度下：r1=152.22kJ/(kmolK);=152.22 0.1553+76.04(1-0.1553)=87.87所以QFF?Cp?tF=55.878 87.87Cp2=76.04kJ/(kmol-K);80=392799.99kJ/(kmol（6）塔底殘液的焓QW=45.442=399298.85（7）再沸器QB塔釜熱損失為10%則 設再沸器損失能量 加熱器的實際熱負荷87.87100kJ/(kmolK)n=0.9Q損0.1QBQBQFQCQWQ損QD依次類推，可得:由平衡線方程的：3.04 2.0

25、4y與ym 12.01xm0.001677聯(lián)立依次類推：X6=0.1013y6=0.2553X7=0.07572y?=0.1994X8=0.05651y8=0.1488X9=0.03922y9=0.1104X10=0.02653y1o=0.07650X11=0.01750yn =0.05138X12=0.01127y12=0.03350X13=0.007061y13=0.02116X14=0.004257y14=0.01283X15=0.002405y15=0.007277X16=0.001190y16=0.003610X17=0.0003964y 仃 =0.001204由于X17=0.000

26、3964XW=0.001175綜上總共有17塊塔板，其中精餾段塔板數為4塊，提餾段為12塊塔板，第5塊塔板為進 料板。2.7 填料高度計算由于采用的是25m準岡制拉西環(huán)，所以壓力降取 P=0.5KPa/m,等板高度HEPT=0.46m填料塔總板數N=17所以，填料總高度為 精餾段填料高度為 提餾段填料塔高度為壓力降計算精餾塔的總壓降精餾段的壓降提餾段的壓降由于是采用的常壓操作，所以頂部壓強為常壓，即 進料口處壓強為塔底的壓強為3.8 精餾塔主要尺寸的設計計算表 6 乙醇-水在不同溫度下的密度溫度ct=790.7330.971tw=1000.7030.958tF=840.7370.9692塔頂條

27、件下的流量和物性參數MD1L1M1xDM21XD1XDXD=46.07X0.8264+18.02X(1 -0.8264)=41.20kg/kmol0. 82640. 7331-95=1.179mL/g0. 971L1=0.8482g/mL=848.2 kg/mV1PMD-RT101. 32541. 20=1.426 kg/m8. 314273. 1579V1MD?V=41.20X46.367=1 910.32kg/hL1MD?L41. 2091. 809=3782.53kg/h進料條件下的流量和物性參數MFM1XFM21XF=46.07X0.1553+18.02X(1 -0.1553)=22.

28、38kg/kmolV21PMF-RTXF101. 32522. 388. 314273. 1580=0.7723 kg/m1XF20. 155310. 1553=1.1026mL/g0. 7030. 958V2V2精餾段：iMF?V=22.38X46.367=1037.69kg/hL2MF?L22. 38 35. 931=804.14kg/h提餾段：L2MF?L22.38 91.809=2054.69kg/h塔底條件下的流量和物性參數V3L3M1Xwp MWRTXWM21Xw=46.07X0.001175+18.02X(1 -0.001175)=18.05 kg/kmol101. 32518.

29、 058. 3141XW273. 150. 0011750. 7033=0.5895 kg/m10010.001175=1.0443mL/g0. 9583L3=0.99572g/mL=995.72 kg/mIIV3MW?V=18.13X46.367=840.63kg/hL3MW?L18. 1391. 809 =1664.50kg/h精餾段的流量和物性參數V1V22L12V1V22L1L2L21.4260. 772332=1.0992 kg/m848. 2906. 9532=877.58 kg/m1910.321037. 69L21L2=0.90695g/mL=906.95 kg/m提餾段的流量

30、和物性參數0.77230.5895=0.6809 kg/m36.體積流量精餾段:溫度c20406080100護乙醇1.150.8140.6010.4950.3611.0050.6560.46880.35650.2838全塔的平均溫度：L2L32V2V32LL32_906.95995.72=951.34 kg/m31037.69840.63=939.拠巾2054.691664.50=1859.60kg/hV2V32Vi1910.32塔頂:Vi1.426 360030.3721m /s進料:v2塔底:v3VaVa11037.690.7723 3600840.630.5895 3600Va20.37

31、210.3732m3/s0.3961m3/s0.37320.3727m3/s提餾段:VaVa2Va3.3732.39610.3847m3/s2表 7 不同溫度下乙醇-水黏度（mPas）ftDtW28978100=89C8020.495乙醇:100 800.361 0.495-乙醇=0.435 mPa-s89 800.3565水:100 800.2838 0.3565水=0.353 mPa-因為所以,xi LiLD0. 82640. 4350. 82640. 3530. 421mPa-sLW0. 0011750. 4350. 0011750. 3530. 353mPa-sF全塔液體平均黏度:0.

32、 15530.4350. 15530. 3530. 366mPa-sLDLW0. 4210. 353由于23.040. 387mPas3PV nRT RTPMmRTPRT由MVPM1xlm1- xlm所以：RTlm乙醇水其中，平均質量分數xlm(0.40.94)/20.6710.6710.67(1-14)所以lm800kg/m第三部分塔板結構設計3.1 氣液體積流量3.1.1 精餾段的氣液體積流量由圖2乙醇-水相圖可知，td=78C（塔頂第一塊板）tf=80C（加料版）tw=100C（塔底）xF=0.1553,xD=0.8264由相圖查得yF=0.4821,yD=0.8301,由公式M XaM

33、a(1 Xa)Mb可得MVF= 22.36kg/mol,MVF=53.29kg/mol精餾段的平均溫度：提餾段的平均溫度：表8精餾段溶液參數項目參數位置進料板塔頂第塊板摩爾分數XF=0.1553xc=0.8264yF=0.4821yc=0.8301摩爾質量 kg/molM=22.37M=41.199MVF=22.36Mk=53.29溫度/C8078液相平均摩爾質量: 液相平均溫度：表9乙醇和水的密度溫度（C）2030405060708090100110乙醇的密度（kg/m3）795785777765755746735730716703全塔效率ET0.49實際塔板數：Np0.2450.493.0

34、4 0.3870.245=0.471NTE；吋=36塊（不含塔釜）lm735.110971.17933水的密度（kg/m ）998.2995.7992.2998.1983.2977.8971.8965.3958.4951在平均溫度為79C時用內插法求得：水的密度水972kg/m3乙醇的密度乙醇736kg/ m5液相平均密度為精餾段的液相負荷精餾段塔頂壓強PD4 101.3 105.3KPaV若取單板壓降為0.7KPa,則:3.1.2 提餾段的氣液體積流量由圖2乙醇-水相圖可知，td=83.2C（塔頂第一塊板）tf=90.4C（加料版）tw=103.2C（塔 底） xF=0.1046,xW=0.

35、00175由相圖查得yF=0.4221,yW=0.0124,由公式（1-6）可得MVF= 29.854kg/mol,MVF=18.385kg/mol表 11 提餾段溶液參數位置進料板塔釜摩爾分數XF=0.1046XW=0.001175yF=0.4221yw=0.0124摩爾質量 kg/molMF=20.945M=18.059M/F=29.854IWWT18.385溫度/C99.383.6采用與精餾段相同的計算方法可以得到提餾段的氣液相負荷表 12 精餾段的負荷名稱氣相液相平均摩爾質量 kg/kmol21.07628.196平均密度 kg/m34.43924.5體積流量 m/h1353.831.

36、9513.2 塔徑計算3.2.1 塔徑初步估算圖 3 填料塔泛點氣速及氣體壓力降計算用關聯(lián)圖根據流量公式可計算塔徑，即D4VSV u(1)精餾段12293. 341. 09922=0.05511474. 01877. 58進料板壓強：氣相平均壓強:PFFD0.7 11 113.0KPa105.3 113.02氣相平均摩爾質量：MVmMVFMvd29.854 41.30335.578kg/kmolVm氣相平均密度:氣相負荷：RT113.035.5781.366kg/m名稱氣相液相平均摩爾質量 kg/kmol35.57831.0723平均密度 kg/m1.366800體積流量 m/h1013.79

37、1.263FDPF2109.15KPaRMvm3V （R 1）D（5.078 1） 6.40438.924kmol / h表 10 精餾段的負荷L0.387mPas0. 5 0. 85，取空塔氣速為50%Jf，則u=0.5X2.1277=1.0639m/s0.46m圓整后：全塔塔徑為650mm第四部分換熱器4.1 換熱器的初步選型熱負荷QC = (R+1)D(IVD - ILD)= (R+1)DMDrD = 4.63X105 kcal/h取冷卻水的進口溫度為32C，出口溫度為38C，則換熱平均溫 差tm =87.3C,取換熱系數K = 350 w/m2C,則所需換熱面積：S = 4.63X10

38、5X103X4.18 / (3600X350X87.3) = 17.7 m2由圖查得縱坐標為已知填料因子精餾段平均溫度:titVD2ufV0.20 178gLL7880=79CL877.58 kg/m3,水的密度水972kg/m30. 903L0.387mPas泛點氣速Uf0. 252gL0.2V L泛點速率經驗值u/UFu=0.5X2.516=1.258m/s提餾段：LVIIVL0. 2529. 81877. 58- 丫_0. 903_1. 0992_0. 3870.20. 5 0. 85，取空塔氣速為50%df，則6. 7762m/s0.0532Uf0.2L0.167由圖查得縱坐標為已知填

39、料因子390m1提餾段平均溫度:t2tFL951.34 kg/m3,水的密度1002965. 3kg/m380=90C0. 9855泛點速率經驗值u/UFtFD40.3847選擇型號：標準系列JB1145-73 Fg20(單程)熱負荷QB = (R+1)DMBrB = 2.08X106 kJ/h。取導熱油進口溫度為260C，出口溫度為250C,則換熱平均溫差tm =57.5C,取換熱系數K = 500 w /m2C；則所需換熱面積：S = 2.08X106X103 /(3600X500X57.5) = 20.0 m2選擇型號：標準系列JB1145-73 Fg20(單程)4.2 塔頂冷凝器的設計

40、公用工程：循環(huán)冷卻水：進口溫度32C，出口溫度38C;導熱油：進口溫度260C,出口溫度250C表 13 不同流體的 K 值推薦高溫流體低溫流體K 值推薦 /kcal/m2 h C有機蒸汽350-650高沸點碳氫化合物蒸汽450-850有機蒸汽與水蒸汽混合物400-750油汽蒸汽350-450水蒸氣1500-2500甲醇蒸汽450-550選擇水蒸氣-水循環(huán)系統(tǒng)，選擇換熱器，具體參數見下表表 14 換熱器參數外殼直徑 D/mm500公稱壓力 P/Mpa1.6公稱面積 A/m257管程數 Np2管子排列方式正方形管子尺寸/mm25X2.5管長 l/m3管數 NT/根248管心距 t/mm32圖 4

41、 換熱器工藝尺寸圖 表 15 塔頂冷凝器設計計算結果匯總表項目數值備注換熱器類型一固定管板式換熱器面積57m2一管程流體一冷卻水殼程流體一塔頂汽相管程流速2.5m/s一殼程流速12.5m/s一外殼直徑500mm一管程數一雙程管子長度3.0m管子尺寸25X2.5正方形排列折流板型式一弓形折流板折流板間距200mm一殼程壓降3.7kpa一管程壓降5.3kpa一第五部分精餾塔工藝條件5.1 塔內其他構件從塔頂只冷凝器的蒸汽導管，尺寸必須適合，以免產生過大壓降，特別在減壓過程中,過大壓降會影響塔德真空度。操作壓力為常壓，蒸汽速度Wp1220m/s，本次設計取Wp15m/s。 圓整后dp89mm表 16

42、 塔頂蒸汽管參數內徑d2s2外徑d1s!R內管重/(kg/m)2251201577.10冷凝器安裝在塔頂時，回流液在管道中的流速一般不能過高，否則冷凝器高度也要相應提高，對于重力回流，一般取速度WR為0.20.5m,本次設計取WR0.5m/s圓整后dR45mm表 17 回流管參數內徑d2s2外徑d1s1R內管重/(kg/m)501201501.11本次加料選用泵加料，所以由泵輸送時WF可取1.52.5m/s，本次設計取WF=2.0m/s。圓整后dF14mm表 18 進料官參數內徑d2s2外徑d1s1R內管重/(kg/m)501201501.11塔釜流出液體的速度WW一般可取0.51.0m/s，

43、本次設計取WW0.9m/sdw18mm表 19 塔頂蒸汽管參數內徑d2s2外徑d1s!R內管重/(kg/m)501201501.11除沫器用于分離塔頂出口氣體中所夾帶的液滴，以降低有價值的產品的損失，并改善 塔后動力設備的操作。近年來，在國內石油化工設備中，廣泛應用絲網除沫器。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絲網的比表面積等。其中，氣體和液體的密度對氣 體速度的影響最大。氣速計算式中K常數，取0.107;3L1、V1塔頂氣體和液體密度(kg/m)D除沫器直徑計算：采用蓬頭式噴淋器。選此裝置的目的是能使填

44、料表面很好地潤濕，結構簡單，制造和 維修方便，噴灑比較均勻，安裝簡單。4VW、4.60770. 575m.3. 142. 34(1)回流液分布器式中，d-小孔直徑，一般取410mm本設計取4mm噴灑器球面中心到填料表面距離計算300噴灑角,(2)進料液分布器米用蓮蓬頭由前知W=0.89m/s取d=4mm0.8511蓮蓬頭的直徑范圍為(y3D),取 D60mm55液體在亂堆填料層內向下流動時，有偏向塔壁流動的傾向，偏流往往造成塔中心的填 料不被潤濕。塔徑越小，對應于單位截面積的周邊越長，這種現象越嚴重。為將流動塔壁 處的液體重新匯集并引向塔中央區(qū)域，可在填料塔層內每隔一定高度設置液體再分布器，

45、每段填料層的高度因填料種類而定，對鮑爾環(huán)，可為塔徑的510倍，但通常不超過6m。此次設計填料層的高度選塔徑的5倍，故每0. 6553.25m處裝一個再分布器。選取截錐式再分布器，因其適用于直徑0.8m以下的小塔。本次設計選用分塊式氣體噴射式支撐板。這種設計板可提供100%的自由截面，波形結構系統(tǒng)承載能力好，空隙率大，宜于1200mm以下的塔。在波形內增設加強板，可提高支撐板的剛度。他的最大液體負荷為145m3/m2?h，最大承載能力為40kPa,由于本塔較高，故選此板。表 20 分塊式氣體噴射式支撐板的設計參考數據塔徑 D/(mm)板外徑 D1/mm分塊數近似重量/N3002942283. 9

46、13.1441040. 893210327.71，即為28個小孔流量系數取0.820.85，本次設計取0.82，推動力液柱高度H取0.06m。則小孔中液體流速W . 2gH 0.822 9.81 0.060.89m/s小孔輸液能力由Q=fW得小孔總面積所以，小孔數Li36002337. 43744. 0536008.73104m* 2/sQ8. 73104W 0.82_0?891. 2103m2nf?W-d475 100式中r噴灑圓半徑,即小孔中心線與垂直軸線間的夾角,40 ,取4085. 03，即為86個小孔表 21 支撐圈尺寸塔徑/(mm)圈外徑D（mm）圈內徑D2/(mm)厚度/(mm)

47、重量/N300297257341.2料液在釜內停留15min,裝料系統(tǒng)取0.5塔底高（h）：塔徑（d）=1:2塔的頂部空間高度是指塔頂第一層塔盤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，本設計取1.2m。手孔是指手和手提燈能伸入的設備孔口，用于不便進入或不必進入設備即能清理、檢 查或修理的場合。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 置一個手孔。由于塔徑為D650mm所以手孔可設計為直徑為D孔200mm大小的圓孔。 塔底常用裙座支撐，裙座的結構性能好，連接處產生的局部阻力小，所以它是塔設備 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.3m,Db1820mm,Db21100mm表 22 精餾塔各部分高度單位：mm塔頂塔釜鞍式支座填料層高度塔釜法蘭高122017803006000200噴淋高度塔頂接管高