化工原理课程设计填料精馏塔.doc

1、填料精馏塔实例甲醇和水 目录 第1章概述1 1.1与物性有关的因素.1 1.2与操作条件有关的因素1 1.3本章小结2 第2章流程确定和说明3 2.5加热方式4 2.6加热器4 2.7本章小结4 第3章精馏塔的设计计算5 3.1操作条件与基础数据5 3.2精馏塔工艺计算7 3.3精馏塔主要尺寸的设计计算12 3.4填料的选择17 3.5塔径的设计计算 3.6填料层高度的计算19 3.7本章小结20 第4章 附属设备及主要附件的选型计算 21 4.1冷凝器2 1 4.2加热器21 4.3塔内管径的计算及选择21 4.4液体分布器20 4.5填料及支撑板的选择21 4.6塔釜设计22 4.7除沫器

2、22 4.8本章小结22 结论26 在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保等部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单 元设备。塔设备广泛用于蒸馏、吸收、萃取、洗涤、传热等单元操作中。所以塔设备的研究一直是国内外 学者普遍关注的重要课题。塔设备按其结构形式基本上可分为两类：板式塔和填料塔。以前，在工业生 产中，当处理量大时多用板式塔，处理量小时采用填料塔。近年来由于填料塔结构的改进，新型的、高负 荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和分离效能又保持了压降小以性能稳定等特点。因此填料塔已被推 广到大型汽液操作中。在某些场合还代替了传统的板式塔。如今，直径几米甚至几十米的大型填料塔在工 业上已

3、非罕见。随着对填料塔的研究和开发，性能优良的填料塔必将大量用于工业生产中。板式塔为逐 级接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、操作弹性大、持液量小等优点。同时也有投资费用 较高、填料易堵塞等缺点。本设计目的是分离甲醇-水混合液，处理量不大，故选用填料塔。塔型的选 择因素很多。主要因素有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。 1.1与物性有关的因素 易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，故选用填料塔为宜。因为填料不易形 成泡沫。本设计为分离甲醇和水，故选用填料塔。 对于易腐蚀介质，可选用陶瓷或其他耐腐蚀性材料作填料，对于不腐蚀的介质，则可选金属性质或塑 料填料，

4、而本设计分离甲醇和水，腐蚀性小可选用金属填料 1.2与操作条件有关的因素 传质速率受气膜控制的系统，选用填料塔为宜。因为填料塔层中液相为膜状流、气相湍动，有利于减 小气膜阻力。 难分离物系与产品纯度要求较高，塔板数很多时，可采用高效填料。 若塔的高度有限制，在某些情况下，选用填料塔可降低塔高，为了节约能耗，故本设 计选用填料塔。 要求塔内持液量、停留时间短、压强小的物系，宜用规整填料 1.3本章小结 本章主要叙述了板式塔与填料塔的比较，对塔型的吧选择因素的介绍，从物料性质、操作条件两方 面来选择塔的类型。以此确定选用填料塔来分离甲醇一水的混合物。 第2章流程确定和说明 2.1加料方式 加料方式

5、有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的 流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费用。但由于多了高位槽，建设费用增加；采用泵加料， 受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单、安装方便；如采自动 控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本次实验采用高位槽进料。 2.2进料状况 进料状况一般有冷液进料、泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，节省 加热费用。但冷液进料受环境影响较大，对于沈阳地区来说，存在较大温差，且增加塔底蒸汽上升量，增 大建设费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操

6、作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计采用泡 点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。 2.3塔顶冷凝方式 塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应。且容易冷凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体温 度不高，冷凝后回流液和产品温度不高无需进一步冷却。此次分离也是想得到液体甲醇，选用全凝器符合 要求。 2.4回流方式 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝 器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷 凝器不适合于塔顶安装。且塔顶冷凝器不易安装、检修和清

7、理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上 升蒸汽采用冷凝冷却器以冷回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。 2.5加热方式 加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热是用蒸汽直接由塔底进入塔内。由于重组分是 水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液有稀释作用，但理论塔板数增加，费用 增加。间接蒸汽加热是通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸汽与回流下来的冷液进行传质，其优点是使釜 液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次实验采用间接蒸汽加热。 2.6加热器 采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸汽作加热剂。因为塔小，可将加热器放在塔内，即再沸

8、器，这样 釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少了理论板数。 2.7本章小结 本章主要分析了操作流程如何确定，并说明此流程采用高位槽泡点进料、塔顶全凝器、塔底再沸器的 重力回流的间接蒸汽加热方式，明确说明了各流程的优缺点。 第3章精馏塔的设计计算 3.1操作条件与基础数据 3.1.1操作压力 精馏操作按操作压力分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合 液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。但当压力不太低 时，对设备的要求较高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏。当常压下无法完成操作时，则 采用加压或减压蒸馏。对于甲醇-水

9、系统在常压下相对挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压精 馏。 3.1.2气液平衡关系及平衡数据 表3-1甲醇-水平衡时的t、x、y数据1 平衡温度t 100 92.9 90.3 88.9 85.0 81.6 78.0 液相甲醇x 0 5.31 7.67 9.26 13.15 20.83 28.18 气相甲醇y 0 28.34 40.01 43.53 54.55 62.73 67.75 平衡温度t 73.8 72.7 71.3 70.0 68.0 66.9 64.7 液相甲醇x 46.20 52.92 59.37 68.49 85.62 87.41 100 气相甲醇y 77.56 79.7

10、1 81.8384.92 89.62 91.94100 根据以上数据绘出x-y平衡图2 y醇甲相气 05.31 7.67 9.26 13.15 20.83 28.18 46.2 52.92 59.37 68.49 85.62 87.41 100 液相甲醇 o o O 2 0 8 o o O 6 4 2 图3-1甲醇-水平衡图 3.1.3物料平衡计算 物料衡算 已知：F” =600t, xf =70%, Xd =98%, Xw=2%质量百分比），Mch3oh =32.04kg/kmol ，Mh2o =18.02 kg/kmol 心二=0.568= 56.8% 摩尔分率. 98/3204 98/3

11、2.04 + 2/18.02 = 0.965 = 96.5% 坐匹=0.0113= 1 13% 2/3204 + 98/18.02 进料平均相对分子质量 M = 0.568 x 32.04+0.432 x 1872 二 2加増泅 根据气液平衡表（x-y-t表）利用内插法求塔顶温度t LD , t VD，塔釜温度t W，进料温度t F a. 塔顶温度t LD , t VD 96J-8Z41 100 - S7.41 64.7-66.9 =切二 65.3忆 100-96.5 _ 647-仙 100-91 94 100-929 b. 塔釜温度 C.进料温度t f ng二71思血 59.37-52.92

12、 71.3-72.7 56.8- 52.92 _ ir-72.7 回流比确定 由图（图3-1 ）可知进料平衡曲线为不正常平衡曲线，为减小误差，用作图法求最小回流比Rmin 由点a（xD, xD）向平衡线作切线，交轴于 b(0,31.8) 二 31.8 即精馏段操作线截距三: 操作回流比可取为最小回流比的1.1 2.0倍，所以取 - O所以回流比确定为门一丄 相对挥发度- t = 92.9 C时， 疣一住卫一竺如竺lbw t = 6 6.9 C时，亠-1 一水的蒸发潜热。 蒸发潜热与温度的关系: 表3-3沸点下蒸发潜热列表 沸点厂c A U 蒸发潜热 厲/ / (kcal kmol-1 ) /K

13、 甲醇 64.65 8430 512.6 水 100 9729 647.3 由沃森公式计算塔顶温度下的潜热 -H 2 -H 0.38 65.66 C时，对甲醇: 273.15 + 65.66 51Z6 = 0.661 273.15 + 64.7 =0.659 5 =84诃四广= 84】曲刼歸 叩11-0 659丿 对水，同理得： .=0.523 7 =0.576 蒸发潜热叫= /1-0 523?36 ：9729x=10174 ZZkcallkmol 1-0.576J 蒸发潜热 对全凝器作热量衡算（忽略热量损失） 选择泡点回流，因为塔顶甲醇含量很高，与露点相接近，所以 /也7二汗+（1 -勺）右

14、血 代入数据得: 心二 0 965x8411177 + (1-0965)x10174338 = 8472 888km加加 Q =（3.05+1）18.68 8472.888=641007.869kcal/h c. 冷却介质消耗量 WC=Qc=641007.869 =64100.787 kg/h Cpc（t2 -ti）1 （34 -24） d. 加热器的热负荷及全塔热量衡算 选用300kPa（温度为133.3 C）的饱和水蒸气为加热介质 列表计算甲醇、水在不同温度下混合的比热容单位：kcal/（kg C） 3-4甲醇、水比热容表 甲醇 CSJI-0.720 典1 冒=0.742 C-0231 =

15、0.742 = 0.787 =1 =1 甲醇：Cpl *(tLD -tF) =0.731 (65.31-71.86) =-4.86 J x 0 附-g)二 0789 %(9L( 333K 300kPa) W =kg/h 表3-5热量衡算数据结果列表 符号 % fin Qw 数值 6.4 X 10 5 6.4 X 105 0 -2840.60 6418.19 7.17 X 105 1388.96 kcal/h kg/h kcal/h kcal/h kcal/h kg/h 323理论板数计算2 精馏段操作线方程为 由于本次设计的相对挥发度是变化的，所以不能用简捷法求得，应用图解法 R心 V 二1

16、+ R+1占+1 心 _ 0.965 截距 = 0.238 0叱 连接（心心），氏+1丿与q线交于d点，连接（晞斤）与d点，得提馏段操作线。然后，由平衡线 与操作线可得到精馏塔理论板数为 5块，提馏段3块，精馏段2块 图3-3理论板 层数的图解法 3.3精馏塔主要尺寸的设计计算 精馏塔设计的主要依据和条件 表3-6不同温度下甲醇和水的密度 密度kg/m3 物质 温度厂C 50 60 70 80 90 100 甲醇 750 741 731 721 713 704 水 988 983 978 972 965 958 表3-7查图整理得甲醇-水特殊点粘度 物质 粘度mPas 塔顶65.31 C 塔底

17、98.52 C 进料71.86 C 甲醇 0.332 0.225 0.295 水 0.455 0.256 0.410 3.3.1塔顶条件下的流量及物性参数 xD =0.965,-：g =0.98, D =18.68kmol/h 气相平均相对分子质量 石=M 血 +MjK(1-iZ1 32.04x0.%5+18.02x(P 0.965)-31.55g/W 液相平均相对分子质量 - j 厂厂； 气相密度 巫兀 P 31.55273.15.十3 pvri = =x= 1 135Ag/ 幡 22.4 T 耳 22.A273J5 + 65.31 液相密度 查表 3-7，内插法1 ，： 1 _ 吟 | %

18、 _ 0.98 * 0.02 加-外中心-7我69 98034 所以- 液相粘度 杳表 3-7 得：心= 65.3比,他i=0?32rnPas = GA55mPa-s 如 二门甲心 + 纵(1-场)二 0.332x0.965+ 0.455x(1-0.965)= Q.336?nPa s 塔顶出料口质量流量 D=18.68 31.55=589.354kg/h 表3-8塔中顶部数据结果表 符号 % #LD 龙9 kg. fanoT1 kg hn 祠 t mPa-s 质量/血卫庠尔腋濒） 数值 31.55 31.55 1.135 739.38 0.336 589.354 18.68 332塔底条件下的

19、流量及物性参数 Xp = 0,0113 （xw = 0.02 液相相对分子质量：由于很小，所以液相可视为纯水 - M屯二 3kglkmol 气相密度：厂兀“一 M側爲卩 18273.15J = x-x =x= QJ9如 f 加 22.4 T 坯 22.4 273.15 + 98.52 液相密度： 视同纯水，查表 3-6，L；i- f ：； 液相粘度 杳表 3-7 得.切二 98.52fL “朮0.256wsPa 缶戸场=戸朮=0,256战Hi s 如 二氏兀 + “术卜场）二 0.332x0.965 + 0.455x（1 -0.965）= 0.336wPa-ff 塔底流量 W=13.3 18=

20、239.4kg/h 表3-9塔底数据结果表 符 号 TW 0p 流益炉 kg -加if?1 耘肿 数 值 18 18 0.591 958 0.256 239.4 13.3 3.3.3进料条件下的流量及物性参数 F =31.98kmol/h,XF =56.8%,-：斥=0.70 查表3-1得: 52.92 56.8 59.37 79.71 y 81.83 尸 8400% =0840 气相平均相对分子质量： 石=M仍+(1-7)=32.04x0.84+18.02x(1-0.84)=29.80切 M 液相平均相对分子质量 气相 M = Mf + M(1-) = 32.04x0.568+18.02x(

21、1-0.568)=25，W/W 密度 p 29.80273.15 d3 g = x-x =x= 1.05to/ 22.4 T Pq 22.4273.15 + 71.86 液相密度 由表3-6数据，同上用内插法，求出 r 八鳥- ： 1甲 1 甲0.71 0.7 1+ p 珏內p丸729 14 976.88 所以冷m讥* 液相粘度 查表3-7得：仁九8曲,丹=0別呦皿纵= 0.405涵 :液体粘度，mPa s； A 250Y型为 0.291 ; L、G-液体、气体质量流速； 二一液体、气体密度； g重力加速度。 精馏段：二： . -.: - J L =0.341 mPa s,L =1640.28

22、kg/h,G=1640.28kg/h,A=0.291 代入式中求解得：uf =3.25m/s 空塔气速：u=0.5u f =0.5*3.25=1.625m/s 体积流量: Vs 3 75.654 8.314 (68.6 273.15) 103 3 1.093 103600 =0.546m3/s D= 4Vs :二 u 4 0.546 3.14 1.75 二 0.654 m 圆整后：D=700mm空塔气速u=1.42m/s 3.5.2 提留段塔径计算 = 0.82kg/m3,几=873.60kg/m3, L =1956.10kg/h,V =1792.24kg/h - 9.81 (0.97)287

23、3.60 卫壁7.30。 = 0.291-1.75 1 1 1956.10 订 0.82 爲 11792.24 .丿 1873.60 丿 空塔气速： u=0.5 Uf =0.5 4.13=2.065m/s 切+切 _ 2 71.86+98.52 =85临 2 所以 uf =4.13m/s 体积流量： Vs = 75.654 2.8 （查得） 精馏段总压降亠， L -1： - 1 ：- 3.6.2提留段填料层高度 uG =1.99m/s,= 0.82kg /m3 所以 FG =uG-1.99 . 0.82 =1.802 杳得丄二-上.川二 玉二以h 二丄二im榊 提馏段填料高度 式中、，一提馏段

24、理论板数据根据图（图略）得知 3级； 2.81 级（查得） 提馏段总压降工- 3.6.3填料层高度和压降计算汇总表 全塔填料层压降 助二蚣 + 蚣二 2-68 xlOa +L02X103 = 3.7x10% 填料总高度 2 = 2 + 2 2.5+1 07 = 3.57 表3-12填料层高度和压降计算汇总表 参数 精馏段 提馏段 全塔 气动因子 2 /m/s(kg/m ) 1.485 1.802 压降 p/ Z(Pa/m) 1.070 X 102 0.96 X 102 2.03 X 102 总压降/Pa 2.68 X 102 1.02 X 102 3.7 X 102 填料层高度/m 2.5 1

25、.07 3.57 3.7本章小结 本章以设计精馏塔为主，根据精馏塔的设计原理进行计算确定基本参数。对已知进行物流衡算、热料 衡算，确定进料、塔顶、塔底的产品流量，从而确定理论板数。根据精馏段、提留段的进料、出料状况以 及塔径、填料层高度的计算来设计精馏塔 第4章 附属设备及主要附件的选型计算 4.1冷凝器 本设计冷凝器重力回流直立或管壳式冷凝器原理。对于蒸馏塔的冷凝器，一般选用列管式，空冷凝 螺旋板式换热器。因本设计冷凝器与被冷凝流体温差不大， 所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间， 以便于及时排出冷凝液。冷却水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度 减薄，传热系数增

26、大，利于节省面积，减少材料费，取冷凝器传热系数K =1000kcal/（m2 F ；C）3。哈 尔滨地区夏季最高平均水温 24E，温升1OC逆流：T 65.31 C 65.16 C t 24C、一 34C % - 爼=(65.14)-(653-24)= 加殳65.16 - 34 h In 比、65.31-24 传热面积: A= Qc 641007.869 1000 35.99 查取有关数据如下 公称直径/mm 管程数 管数 管长/mm 2 换热面积/m 公称压力/MPa 500 1 179 3000 40/41.75 0.6 4.2加热器 选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择133

27、.3 C饱和水蒸气，传热系数 吋厂，二宀 5 由表 5 得Qs = 7.17 10 kcal /h Qs K t 7.17105 ,21.53m2 1000 33.3 4.3塔内管径的计算及选择 (1)进料管 df 4F 、3600 ；Wf L 恥 833.33 3600 3.14 0.6 789.204 =0.0250m 圆整后d f =25mm 内管d2 x S2 外管d1x s1 R H1 H2 内管重(kg/m) 25X 3 57 x 3.5 50 120 150 1.11 (2)回流管 对于直立回流一般0.20.5m/s，取 二：心 dR 4L :3600 ：Wr 匚 4 汉1640

28、.28 3600 3.14 0.4 764.29 二 0.044m 圆整后dR =50mm 内管 d2x s2 外管 d1 x s1 R H1 H2 内管重 (kg/m) 50X3 76X4 75 120 150 1.63 (3)塔顶蒸汽接管 操作压力常压，蒸汽速度 Wv =4om/s dv 二 4V 3600 WV 4x2321.06 3600 3.14 40 1.093 =0.137m 内管 d2X s2 1 外管 d1 X s1 R H1 H2 内管重 (kg/m) 137X4 159X 4.5 325 150 200 10.26 圆整后dv = 137mm 塔釜出料 塔釜流出液体速度卜

29、取0.6m/s 4W 3600WW 几 4241.767 3600 3.14 0.6 873.60 =0.013m 内管 d2X s2 外管 d1 X s1 R H1 H2 内管重 (kg/m) 13X3 57X 3.5 50 120 150 1.11 圆整后 dW =13mm 4.4液体分布器 采用莲蓬头式喷淋器。选用此装置能使截面积的填料表面较好地润湿。 喷洒比较方便，安装简便。 (1)回流液分布器 结构简单，制造和维修方便, 丄一流速系数取0.820.5，H取0 06 W 二貯低万= 0.32x 72x9.81x006 二 0.89/s) 小孔输液能力计算 Q =6005.96 10m2

30、/s -4 Q _ 5.96 10 :W 0.82 0.89 =8.16 10, m2/s n = -d2 8.16 10, -115.50116 孑L 式中W-小孔流速,m/s ；二一孔系数取0.82 ； F小孔点面积；n小孔数； 卜推动力液柱高度H=60mm D小孔直径取3mm Q小孔输液能力 喷洒球面中心到填料表面距离计算 h 二 r cot 2 gr 22 sin2:- 式中r 喷射圆周半径；a喷射角 r =冬一(75-100)= -75 = 75 l_2 h =0.75 cot40 2 9.81 0.75 2 2 2(0.82)2 (sin 40 )2 =76mm （2）进料液分布器

31、 由前知W=0.89m/s L 几 3600 831.102 764.29 3600 -3.0 10* m2/s , (p- 0.82 4 3.0 10 0.82 0.89 =4.1110鼻 m2/s 4.11 10* 3.14 4 _3 2 (3 10 ) =57.3 ： 58 孔 h-r cotflfH-=72 用翊 2 sin a 莲蓬头直径40mm喷射角约为40,莲蓬头高度为72mm 4.5填料及支撑板的选择 本设计采用波纹板网支承板，板网支撑的结构简单，重量轻，自由截面大，但强度较低。本设计填 料高度较低，所以选用支撑板。 主要设计参数 塔径/mm 板外径/mm 板高/mm 近似重量

32、/ N 400 394 25 45 主图尺寸（采用不锈钢） 塔径/mm Dl/mm D2/mm 重量/N 400 397 337 109 4.6塔釜设计 料液在釜内停留15min,装填系数取0.5，塔釜高h /塔径d = 2 : 1 15 1956.10 13 塔釜液里Lw = L0.640m 60764.29 4 塔釜体积 VW =5 二0640 =1.28m3 0.505 %二6% hid = 2 带4 VW Judld =吆=3：228口 W 2.二.3.14 h = 2d = 2 0.93 = 1.86m 精馏塔各部分高度列表（mm 塔釜 鞍式裙支座 塔釜法兰高 填料高度 喷淋高度 1

33、310 300 200 3430 72 喷头高 喷头弯曲半径 喷头上方空隙 塔顶空隙 42 90 72 300 4.7除沫器 为了确保气体的纯度，减少液体的夹带损失，选用除沫器。常用除沫装置有折流板式除沫器、丝网 除沫器以及旋流板除沫器。本设计塔径小，且气液分离，故采用小型丝网除沫器，装入设备上盖。 4.8本章小结 本章以冷凝器、加热器、塔内管径、液体分布器、塔釜、填料支撑板及除沫器的改造进行了计算，通 过计算结果确定了附件的类型。结论 塔顶 塔釜 进料 精馏段 提馏段 气相摩尔质量（kmol/h） 75.654 75.654 液相摩尔质量（kmol/h） 18.68 13.3 31.98 56.974 88.954 气相质量质量（kmol/h） 2321.06 1792.24 液相质量质量（kmol/h） 589.354 239.4 833.33 1640.28 1956.10 摩尔分率 x 0.965 0.011 0.568 y 质量分率 0.98 0.02 0