填料式精馏塔的设计.doc

填料式精馏塔设计前言填料塔和精馏塔一样，同属于化工单元操作中精馏的过程设备。物料在填料塔中的传质、分离主要是分散在填料表面进行的。故分离效率的高低主要取决于填料的结构和性能。由于高校填料塔比板式塔的压力将小，所以它比板式塔的操作能耗小。由于在一般情况下，高效填料塔的单位容积生产能力高，因而可以利用已有的板式塔改为高效填料塔，提高生产能力。高效填料塔唯一的缺点是高效填料造价高，一次性投资高。但从板式塔的压力降小，能耗小，分离效率高，单位容积生产能力高考虑，高效填料塔的综合性费用还是比板式塔低。设计条件进料中苯的质量百分数：wF%=25%塔顶产物中苯的质量百分数：wD%99.8%塔底中苯的质量百分数：wW%0.5%泡点进料，即q=1年处理量：4000吨/年常压蒸馏：P=101.325KPa采用拉西环式填料三 填料选择拉西环是最古一种老、最典型的一种填料，由于它结构简单，制造容易，价格低廉，性能指数较齐全以及机械强度高，因此长久以来，尽管它存在严重缺点，但仍受厂家欢迎，沿用至今。拉西环的缺点是结构不敞开，有效空隙率比实际空隙率小得多，故压力降大得多。拉西环在塔内有两种填料方式：乱堆和整砌。乱堆装卸较方便，但压力降较大你，一般直径在50以下的拉西环用乱堆填料，直径在50以上的拉西环用整砌填料，整砌填料压力降小。当填料的名义尺寸小于20时各填料本身的分离效率随尺寸的变化不大，而当填料的名义尺寸大于20时各填料本身的分离效率都明显下降。因此25的填料可以认为是工业填料中选用的合理填料，故本次设计选用金属拉西环25250.8。相关物性参数如下：表1 金属拉西环25mm25mm0.8mm参数项目参数项目参数公称直径D25比表面积220m m 外径d25空隙率95高度h25堆积个数n55000个m 壁厚0.8堆积密度640m 干填料因子a 257m等板高度H0.46m湿填料因子 390m平均压降p0.5kPam物料衡算每小时处理量： 每年按300天计算（剩余时间为检修等其他时间），每天按24小时计算。mF=400010330024556Kg/h苯的相对分子量：78.108甲苯的相对分子量：92.134塔顶液体的摩尔质量MLD=199.8%78.108+0.2%92.134=78.132g/mol进料液体的摩尔质量MLF=175%78.108+25%92.134=88.175g/mol塔底液体的摩尔质量MLW=10.5%780.108+99.8%92.134=92.051g/mol进料的摩尔质量F=mFMF=55688.1756.3Kmol/h进料中苯的摩尔分数xF=25%78.108MF100%=28.22%塔顶液体中苯的摩尔分数xD=99.8%78.108MD=99.83%塔顶液体中苯的摩尔分数xW=0.5%78.108MW=0.589%因为 F= D + W FxF=DxD+WxW 即 6.3= D + W 6.328.22%=D99.83%+W0.589 解之得： W4.546 Kmol/h D1.754 Kmol/h 表1 苯（A）-甲苯（B）在各温度下的蒸汽压t/80.184889296100104108110.6PA*/kPa101.3114.4128.4144.1161.3180.0200.3222.4237.7PA*/kPa39.044.550.857.865.674.283.694.0101.3因为溶液服从拉乌尔定律，所以可以用下列两式求出相应温度下的平衡组成x,y xA=p-pA*pA*-pB*yA=pA*xAp表2 苯-甲苯的平衡数据t/80.184889296100104108110.6xA10.8130.6510.5040.3730.2560.1520.0570xB109180.8250.7170.5940.4550.3000.1250图1 苯-甲苯的温度-组成相图因为苯-甲苯的溶液可以近似看成理想溶液，相对挥发度可用下式来计算=pA*pB*可以得到下表表3 苯-甲苯各温度下的相对挥发度t/80.184889296100104108110.62.602.572.532.492.462.432.402.372.35按照几何平均值可以求出平均相对挥发度=92.602.572.532.492.462.432.402.372.352.47最小回流比Rmin泡点进料时 xq=xF Rmin=1-1xDxF-(1-xD)1-xF =12.47-199.83%28.22%-2.47(1-99.83%)1-28.22%2.40 因为 R(1.22.0)Rmin取R=1.5Rmin=1.52.40=3.60理论板数的确定从第一块塔板上升的蒸汽组成与塔顶的组成相等，即y1=xD=0.9983由相平衡方程y=x1+(-1)x 变形得x=y-1x=y2.47-1.47y精馏段操作方程yn+1=RR+1xn+xDR+1 =3.604.60xn+99.83%4.60 =0.7826xn+0.2170 进行理论塔板的逐板计算，得到表格4气相组成液相组成y1=0.9983x1=0.99832.47-1.470.9983=0.9958y2=0.78260.9958+0.21=0.9963x2=0.99632.47-1.470.9963=0.9909y3=0.78260.9909+0.21=0.9364x3=0.93642.47-1.470.9364=0.5863y4=0.78260.8563+0.21=0.8871x4=0.88712.47-1.470.8871=0.7608y5=0.78260.7608+0.21=0.8124x5=0.81242.47-1.470.8124=0.6370y6=0.78260.6370+0.21=0.7155x6=0.71552.47-1.470.7155=0.5045y7=0.78260.5045+0.21=0.6188x7=0.61182.47-1.470.6118=0.3895y8=0.78260.3895+0.21=0.5218x8=0.52182.47-1.470.5218=0.3064y9=0.78260.3064+0.21=0.4568x9=0.45682.47-1.470.4568=0.2540因为x8=0.3064xF=0.2822 有因为x9=0.2540xF=0.2822所以在第八块塔板和第九块塔板之间进料。提留段的计算因为 R=(R+1)xF-xWxD-xF+(q-1)xD-xWxD-xF又因为泡点进料，即q=1 R=R+1xF-xWxD-xF=3.60+128.22%-0.589%99.83%-28.22%=1.775由相平衡方程得 x=y-(-1)y=y2.47-1.47y由提留段操作方程得yn+1=R+1Rxn-xWR =1.775+11.775xn-0.589%1.775 =1.5634xn-0.0033 又因为x9=0.2540可得到提留段各个塔板的组成气相组成液相组成x10=1.56340.2540-0.00332=0.39378 y10=0.393782.47-1.470.39378=0.21037x11=1.56340.2104-0.0033=0.32544y11=0.325442.47-1.47.032544=0.16347x12=1.56340.1635-0.00332=0.2522520XX20XXy13=0.184552.47-1.470.18455=0.08394x14=1.56340.08394-0.00332=0.12791y14=0.127912.47-1.470.12791=0.05605x15=1.56340.05605-0.00332=0.08431y15=0.084312.47-1.470.08431=0.03594x16=1.56340.03594-0.00332=0.05287y16=0.052872.47-1.470.05287=0.02210x17=1.56340.02210-0.00332=0.03123y17=0.031232.47-1.470.03123=0.01288x18=1.56340.01288-0.00332=0.01682y18=0.016822.47-1.470.01682=0.00688x19=1.56340.00688-0.00332=0.00744y19=0.007442.47-1.470.00744=0.00303因为 y19=0.00303xW=0.00598所以在第十九块塔板进料填料高度的计算因为采用25mm钢制拉西环，所以压力降取P=0.5KPa/m，等板高度HEPT=0.46m。填料塔总板数 N=19所以，填料总高度为Z=HEPTN-1=0.518=8.28m精馏段填料高度为Z精=80.46=3.68m提留段填料高度为Z提=Z-Z精=8.28-3.68=4.60m压力降计算精馏塔的总压降P总=ZP=8.280.5=4.14KPa精馏段的压降P精=Z精P=3.680.5=1.84KPa提留段的压降P提=P总-P精=4.14-1.84=2.30KPa因为采用常压操作，所以顶部压强为常压，即PD=101.3KPa进料口处压强为PF=PD+P精=101.3+1.84=103.14KPa塔底的压强为PW=PD+P总=101.3+4.14=105.44KPa精馏塔塔径的计算物料的液体密度 塔顶 xD=0.9983由图1得：TD=80.2查化工物性算图手册1得苯=815.5Kg/m3甲苯=810.2Kg/m3LD=(wD苯+1-wD甲苯)-1=(0.998815.5+1-0.998810.2)-1=815.5Kg/m3进料处xF=0.2822TF=99.35查化工物性算图手册得苯=795Kg/m3甲苯=792.5Kg/m3LF=(wF苯+1-wF甲苯)-1=(0.25795+1-0.25792.5)-1=793.1Kg/m3塔底xW=0.00589TW=110.5查化工物性算图手册得苯=782Kg/m3甲苯=782.5Kg/m3LW=(wW苯+1-wF甲苯)-1=(0.005782+1-0.005782.5)-1=793.1Kg/m3物料气体密度计算塔顶，因为y1=xD=0.9983所以，塔顶气体摩尔质量MGD=M苯xD+M甲苯1-xD=78.1080.9983+92.1341-0.9983=78.132g/mol塔顶气体密度GD=PDMGDRTD=101.378.1328.314(80.2+273.15)=2.694Kg/m3进料时，xF=0.2822, yF=0.4900所以，塔顶气体摩尔质量MGF=M苯yF+M甲苯1-yF=78.1080.4900+92.1341-0.4900=85.26g/mol进料中气体的密度GF=PFMGFRTF=103.385.268.314(99.35+273.15)=2.844Kg/m3塔底 xW=0.00589 , 查图1得yW=0.0200所以，塔底气体摩尔质量MGW=M苯yW+M甲苯1-yW=78.1080.0200+92.1341-0.0200=91.85g/mol塔底气体密度GW=PWMGWRTW=105.891.858.314(110.5+273.15)=3.037Kg/m3塔顶和塔底气液体积流速的计算在泡点回流条件下，精馏段每层塔板下降的液体量等于回流量。L=RD=3.601.754=6.3144Kmol/h精馏段每层塔板上升的量为V=D+L=1.754+6.3144=8.0684Kmol/h提留段L=L+F=6.3144+6.3=12.6144Kmol/hV=V=8.0684Kmol/h塔顶气体体积流速qV,GD=VMGD3600GD=8.068478.13236002.694=0.0650m3/s塔顶液体体积流速qV,LD=LMLD3600LD=6.314478.1323600815.5=0.000168m3/s塔底气体体积流速qV,GW=VMGW3600GW=8.068485.2636003.037=0.0629m3/s塔底液体体积流速qV,LW=LMLW3600LW=6.314492.0513600782.5=0.000412m3/s泛点气速的计算 泛点气速在精馏段的第一块塔板上的速度最大，在提留段的最后一块塔板的速度最大。查苯和甲苯的黏度12得40时 苯=0.5mPas 甲苯=0.482mPas80.2时 苯=0.305mPas 甲苯=0.327mPas110.5时 苯=0.233mPas 甲苯=0.245mPas精馏段： LmVm（GDLD）0.5=6.314478.1328.068478.132（2.694815.5）0.5=0.0450查填料塔泛点气速及气体压力降计算用关联图3得u精2精gGDLDD0.2=0.068因为=390 取 精=0.305mPas80.2时，水=971.8Kg/m3 精=水LD=971.8815.5=1.192u精=0.068gLD精精0.2GD=0.0689.8815.53901.1920.3050.22.694=0.7417m/s因为实际泛点气速是最大泛点气速的60%-80%，计算中取60%u1=60%u精=0.60.7417=0.4450m/s精馏段塔径为D1=4qV,GDu1=40.0653.140.445=0.4314m提留段LmVm（GWLW）0.5=12.614478.1328.068491.85（3.307782.5）0.5=0.1019u提2提gGWLWW0.2=0.055因为=390 取 提=0.245mPas110.5时，水=951.0Kg/m3 提=水LD=951.0782.5=1.215u提=0.055gLW提提0.2GW=0.0559.8782.53901.2150.2450.23.307=0.5971m/su2=60%u提=0.60.5971=0.4120m/sD2=4qV,GWu2=40.06293.140.4120=0.4410m圆整：根据压力容器公称直径标准（GBT9019-20XX）,选取D=450mm填料塔高度计算 采用的25mm钢质拉西环，HEPT取0.5米。精馏段高度Z1=N精HEPT=80.5=4mZ1实=1+0.2Z1=1.24=4.8m提留段高度Z2=N提HEPT=110.5=5.5mZ2实=1+0.2Z2=1.25.5=6.6mZ=Z1实+Z2实=13.4m根据设计规则，塔底预留3min液体塔底预留液体体积V预=qV,LW180s=0.000412180=0.07416m3塔底预留高度h=V预A=40.074160.452=0.467mhr=0.75m在塔顶和塔底还要按要求预留一定高度，取0.85m塔的裙座取1.2m所以塔的总高度H=Z+h+0.75+0.852=17.0517.1m液体分布器的计算由于圆整后的精馏塔公称直径DN为450mm，根据设计规则45 选用莲蓬头式液体分布器。液体分布器直径d=(0.20.3)DN取 d=0.2DN=0.2450mm=90mm球面半径 r=0.51.0d 喷洒角80喷洒孔直径 =310mm 取=3mm安装高度y=0.51.0DN 取y=0.5DN=0.5450mm=225mm同心圆数m0.000168m3/s设计的液体分布器合适全凝器的计算对全凝器做热量衡算，忽略热量损失Qc=V(IV-IL)=(R+1)D(IV-IL)Qc全凝器热负荷，Kg/sIV，IL顶部上升蒸汽和馏出液的焓，KJ/Kmolqm -冷却介质消耗量，Kg/scpc -冷却介质比热容，KJ/(Kgs)查化工物性算图手册可得下表 苯-甲苯物性数据项目沸点/汽化热H/ KJ/mol苯80.131甲苯110.832Q1=(R+1)D(IVD+ILD)=(3.6+1)1.57478.132(80.2+237.15)313600=1918.14KJ/s假设用水做冷却剂，水的进口温度t1设为20，出口温度t2设为60，查表得水的比热容cp=4.01KJ/(KgK)水的用量qm1=Q1cp(t2-t1)=1918.144.01(60-20)=11.96Kg/s再沸器的计算再沸器提供全塔消耗的能量Q=V(IVW-ILW)=RWIVW-ILW=1.7754.5463292.051(110.5+273.15)3600=2533.022KJ/s查物性手册得水的相变热为:2260KJ/Kg所需的水蒸气的量为qm2=2533.0222260=1.121Kg/s管径尺寸计算流体在管道内流动时，液体流速一般为0.53m/s，气体流速一般为1030m/s塔顶蒸汽输出管道因为 qV,VD=0.0650m3/s取蒸汽流速 u1=20m/s管径 d1=4qV,VDu1=40.06503.14200.0634m根据普通无缝钢管（GB 8163-87）中的热轧无缝钢管标准，选取76mm3.0mm的无缝钢管回流输液管道因为 qV,LD=0.000168m3/s取蒸汽流速u2=0.5m/s管径d2=4qV,LDu2=40.0001683.140.50.022m根据普通无缝钢管（GB 8163-87）中的热轧无缝钢管标准，选取32mm2.5mm的无缝钢管塔顶馏分（D）输出管道因为 qV,D=1.75478.1323600815.5=0.0000467m3/s取蒸汽流速u3=0.5m/s管径d3=4qV,LDu3=40.0001683.140.50.022m根据低压流体输送用焊接钢管规格（GB3091-93,GB3092-93）选取17.0mm2.25mm的无缝钢管回流输液管道因为 qV,LW=0.000412m3/s取蒸汽流速u4=0.5m/s管径d4=4qV,LDu4=40.0004123.140.50.023m根据普通无缝钢管（GB 8163-87）中的热轧无缝钢管标准，选取32mm2.5mm的无缝钢管再沸器回流管道因为 qV,VW=0.0629m3/s取蒸汽流速 u5=20m/s管径 d5=4qV,VDu5=40.06293.14200.0633m根据普通无缝钢管（GB 8163-87）中的热轧无缝钢管标准，选取76mm3.0mm的无缝钢管塔底组分W输出管道因为 qV,W=0.000142m3/s取蒸汽流速u6=0.5m/s管径d6=4qV,LDu6=40.0001423.140.50.019m根据低压流体输送用焊接钢管规格（GB3091-93,GB3092-93）选取26.8mm2.75mm的无缝钢管进料管道因为 qV,F=0.00195m3/s取蒸汽流速 u7=0.5m/s管径 d7=4qV,VDu7=40.001953.140.50.0223m根据普通无缝钢管（GB 8163-87）中的热轧无缝钢管标准，选取32mm2.5mm的无缝钢管其他设备的计算选择1 泵因为 mF=556Kg/hVF=mFLF=556793.20=0.701m3/h扬程 H1.2+0.85+1.2110.46+0.75=8.872m功率 W功=VFLFgH=0.701793.209.89.33600=14.076W查化工原理附录二十二可选用IS50-32-200型号，在1450r/min 下，效率为33%，轴功率为0.41KW，配带功率为0.75KW换热器查物性手册得到表10，表11计算所用数据表10 苯-甲苯在各温度下的比热容温度 cp苯 KJ/(KgK)cp甲苯 KJ/(KgK)401.7831.74080.21.9181.910110.52.023表11 水的物性数据温度 密度 Kg/m3黏度 10-3mPas热导率 W/(mK)20998.21.0040.59940992.20.65330.63560983.20.46990.659塔顶产品换热器因为塔顶馏出液中甲苯含量极少，且在相同温度下苯、甲苯的比热容相差不大，所以在40到80.2区间内，塔顶馏出产品的比热容取cp,d=1.840 KJ/(KgK)塔顶产品降到40时，放出的热量Q1Q1=qm,Dcp,D(T2-T1)=1.74578.13236001.840(80.2-40)=2.8158KJ/s设水的进口温度t1=25,出口温度t2=40所以t1=T1-t2=80.2-40=40.2t2=T2-t1=40-25=15tm,=t2-t1lnt2t1=25.56因为R=T1-T2t2-t1=40.225=2.68P=t2-t1T1-t1=40.225=0.272查温度校正系数算图得 =0.86所以tm=tm，=0.8625.56=21.98根据总传热系数K值的大致范围表，得Ko(估)=30W/(m2K)估算换热面积 So，=Q1Ko(估)tm=2.81571033021.98=4.27m2苯走管程，水走壳程，选换热管为25mm2.5mm的钢管，估算单程长度L=So，d1=4.273.140.02=67.99m取管长3000mm,总管数 N=9.823.0=23根若用四管程，则每根管的长度选用3000mm，由换热器系列标准初选釜头式换热器，总管数N=48根，每管程管数为12根，管中心距t=32mm,正方形错列，壳体内径D=600mm折流板距h=200mm,故折流板数为7块，管内苯的流速u苯=qV,D=40.00004673.140.022=0.1478m/s苯的对流系数1=0.027ddu苯0.8cp0.33W0.14因为流体被加热，所以W0.14=0.951=0.0270.1330.020.021.487815.50.39310-30.81.841030.39310-30.1330.330.95=321.27W/(m2K)水的质量流量qm,H2O=Q1cp（t2-t1）=2.81581034.178103(40-25)=0.449Kg/s壳程最大流通面积S=hD1-d2t=0.20.61-2532=0.02625m2水的流速u水=0.0449996.10.02625=0.00172m/s正方形错列的当量直径为de=4（t2-4d22）d2=4（0.0322-3.1440.02522）3.140.025=0.027m水的对流系数2=0.023ddu0.8cpn流体被加热，n=0.42=0.0230.6350.0270.0270.00172996.10.76831030.84.1781030.768010-30.6350.4=27.45w/(m2K)污垢热阻系数Rd1=Rd1=0.0002(m2K)/w,碳钢热导率=45w/(m2K)总传热系数1K=12+Rd2+bd2dm+Rd1d2d1+d21d1=127.45+0.0002+0.0025254522.5+0.00022520+25321.2720=4.08910-2w/(m2K)K=24.45(m2K)/w实际传热面积A=Q1Ktm=2815.824.4521.98=5.2m2与原值估计相差不大，且换热面积小于换热器的换热面积，所以适合。塔底产品换热器因为塔底馏出液中苯含量极少，且在相同温度下苯、甲苯的比热容相差不大，所以在40到110.5区间内，塔顶馏出产品的比热容取cp,d=1.880 KJ/(KgK)塔顶产品降到40时，放出的热量Q2Q2=qm,Wcp,W(T2-T1)=4.54692.05136001.880(110.5-40)=15.4064KJ/s设水的进口温度t1=25,出口温度t2=55所以t1=T1-t2=110.5-40=70.5t2=T2-t1=55-25=30tm,=t2-t1lnt2t1=47.44因为R=T1-T2t2-t1=40.225=2.35P=t2-t1T1-t1=40.225=0.351查温度校正系数算图得 =0.88所以tm=tm，=0.8847.44=41.75根据总传热系数K值的大致范围表，得Ko(估)=20W/(m2K)估算换热面积 So，=Q1Ko(估)tm=15406.42041.75=18.45m2苯走管程，水走壳程，选换热管为25mm2.5mm的钢管，估算单程长度L=So，d1=18.453.140.02=293.8m取管长6000mm,总管数 N=293.86=49根若用四管程，则每根管的长度选用6000mm，由换热器系列标准初选釜头式换热器，总管数N=72根，每管程管数为12根，管中心距t=32mm,正方形错列，壳体内径D=600mm折流板距h=2