沈阳化工大学课程设计报告书

1、化工原理课程设计任务书专业：化学工程与工艺班级:设计人一、设计题目分离 甲醇-水 混合液（混合气）的 填料 精馏塔二、设计数据及条件生产能力：年处理甲醇-水 混合液（混合气）：16 万吨（开工率300天/年）;原 料： 甲醇 含量为 14 %（质量百分率，下同）的常温液体（气体）；分离要求： 塔顶 甲醇 含量不低于（不高于）92 % ；塔底 甲醇含量不高于（不低于） 3 % 。建厂地址：三、设计要求（一）编制一份设计说明书，主要容包括：1、前言;2、流程的确定和说明（附流程简图）；3、生产条件的确定和说明；4、精馏（吸收）塔的设计计算；5、附属设备的选型和计算；6、设计结果列表；7、设计结果的

2、讨论与说明；&注明参考和使用的设计资料；9、结束语。（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）（三）绘制精馏（吸收）塔的工艺条件图四、设计日期：2012年05月20日至2012年06月12日目录化工原理课程设计任务书 1目 录. 2前言 . 4第一章 流程确定和说明 41.1 加料方式的确定 51.2 进料状况的确定 51.3 冷凝方式的确定 51.4 回流方式的确定 51.5 加热方式的确定 61.6 加热器的确定 6第二章 精馏塔设计计算 62.1 操作条件与基础数据 62.1.1 操作压力 62.1.2 气液平衡关系与平衡数据 72.2 精馏塔工艺计算 72.2.1 物料衡算

3、72.2.2 热量衡算 102.2.3 理论塔板数计算 142.3 精馏塔主要尺寸的设计计算 152.3.1 精馏塔设计主要依据和条件 152.3.2 塔径设计计算 222.3.3 填料层高度的设计计算 24第三章 附属设备及主要附件的选型计算 263.1 冷凝器 263.2 加热器 273.3 塔其他构件 283.3.1 接管管径的选择 283.3.2 除沫器 303.3.3 液体分布器 313.3.4 液体再分布器 333.3.5 填料及支撑板的选择 333.3.6 塔釜设计 333.3.7 塔的顶部空间高度 343.4 精馏塔高度计算 34第四章 设计结果自我总结和评价 354.1 精馏

4、塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总 . 354.2 自我评价和总结 354.21 满足工艺和操作的要求 364.2.2 满足经济上的要求 364.2.3 保证生产安全 364.3 总结 36附录 . 38一、符号说明 38二、参考文献 39、八 、刖言在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气 液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气 液传质设备之一。填料塔是以塔的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。填料塔的塔身是一直 立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的 上方安装填料压板，以防被上升

5、气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上， 并沿填料表面流下。气体从塔底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体分布 装置）分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切 接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在 正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。当液体沿填料层向下流动时，有逐 渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种现象称为壁流。壁流效 应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填料层较高时,需要进行分段，中间设置再分布装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布 器两部分，上层填料流

6、下的液体经液体收集器收集后，送到液体再分布器，经重新分 布后喷淋到下层填料上。填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。填料塔也有一些不足之处，如填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表 面，使传质效率降低；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料；对侧线进料和出料 等复杂精馏不太适合等。但近年来又倾向于认为在一定塔径围，采用新型高效填料（如鲍 尔环或鞍型填料）可以得到很好的经济效果。总之根据不同的具体情况（特别是在小直径 塔，或压降有一定限制，或有腐蚀情况时），填料塔还是具有很多适用的。本次课程设计就是针对甲醇-水体系而进行的常压二元填料精馏塔的设计及相关设备

7、 选型。由于此次设计时间紧，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳请老师指出以便修 正。第一章流程确定和说明选择精馏设备，首先应从经济考虑，在充分考虑整个系统热能的利用，降低操作费用 另外还应考虑到它对操作稳定性的影响，塔的操作如不稳定就不能保证产品质量的均匀， 具体情况如下：1.1 加料方式的确定加料方式有两种：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， 建设费用相应增加；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。如果采用自动控制泵来控制泵的

8、流量和流速，其 控制原理较复杂，且设备操作费用高。本设计采用高位槽进料。1.2 进料状况的确定进料状况一般有冷液进料和泡点进料。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，对于地区来说，存在较大温差， 冷液进料会增加塔底蒸汽上升量，增加建筑费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为 方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔 流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制 造上较为方便。1.3 冷凝方式的确定塔顶冷凝采用全冷凝器，用水冷凝，在常压下乙醇和水不反应，且容易冷 凝，故用

9、全冷凝器符合要求。1.4 回流方式的确定回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型，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 清理。在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为小型塔，故采用重力回流1.5 加热方式的确定加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热， 直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔， 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，使理论塔板数增加，费用增加。间

10、接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原 来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接蒸汽加热。1.6 加热器的确定采用U形管蒸汽间接加热器，用水蒸气做加热剂。因为塔小，可将加热器放在塔，即 再沸器，这样釜液部分气化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。第二章 精馏塔设计计算2.1 操作条件与基础数据2.1.1 操作压力精馏操作按操作压力可分为常压、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，对分离有利。但 当压力太低时，对设备要求太高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏乙醇一 水系统在常压下挥发度相差较

11、大，较易分离，故本设计采用常压精馏。气液平衡关系与平衡数据表2-1常压下甲醇-水的气液平衡与温度关系液相甲醇摩尔百分数（X）气相甲醇摩尔百分数（y）温度/ C00100.05.3128.3492.97.6740.0190.39.2643.5388.913.1554.5585.020.8362.7381.628.1867.7578.033.3369.1876.746.2077.5673.852.9279.7172.759.3781.8371.368.4984.9270.085.6289.6268.087.4191.9466.910010064.7注：摘自化工原理课程设计P710 表 19-38

12、(2)。2.2精馏塔工艺计算物料衡算物料衡算图W 釜液流量，Kmol h ;Xf 原料中易挥发组分的摩尔分数；Xd 馏出液中易挥发组分的摩尔分数；XW 釜液中易挥发组分的摩尔分数物料衡算已知：F 160000 ta,质量分数：xf 14%,xd 92%,xw 3%M 甲醇=32.04kg/kmol M 水=18.02kg/kmol3所以：f =160000 空 kgfh 22222 kg . h30024进料平均相对分子质量:22222原料液：F1112.21Kmol/h19.98总物料衡算：F D W易挥发组分衡算：F xFD xD W xW解得 D 137.47Kmol/h得 W 974.

13、73Kmol / h塔顶产品的平均相对分子质量：MD 32.04 0.9218.02(10.92)30.92kg/mol塔顶产品质量流量：DM7 D 30.92 137.47 4250.35kg / h塔釜产品的平均相对分子质量：MW 32.04 0.0318.02(10.03)18.44kg/mol塔釜产品质量流量： W MW W 18.44 974.73 17947.61kg/h(3)物料衡算结果表2-2物料衡算结果表塔顶出料塔底出料进料摩尔流量/(kmol/h137.47974.731112.21摩尔分数/（%92314（4）塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：tLD，tVD，tW，

14、 tF查表2-1，用插法解得塔顶：92.0 87.41tLD66.9解得66.9:tLD66.9 C100 87.4164.7100 92.064.7tVD解得：66.9tVD66.88 C100 91.9464.7塔釜：0 3.0100 tW- 解得：tW95.99 C0 5.31100 92.9进料： 20.83 13.1581.6 85.0 解得：tF 84.62 C14.013.15tF 85.0精馏段平均温度：tvDttF66.88 86.6275.75 C22提馏段平均温度：tWt2tF95.99 84.6290.31 C22（5）相对挥发度的计算查表2-1得:t=92.9 C时,

15、所以,7.05 1.6424.35求最小回流比及操作回流比图2-2操作线图R 1Xd(1Xd)1min丄1xq1Xq4.35R 15R1.63Rmin由图2-2可知：xq 0.225-迪皿迪1.0861 0.2251 0.225YaXby(1 x)28.34 (100 5.31)7.05yBxA(1 y)x(100 28.34) 5.31'y(1 x) 91.94 (100 87.41) 64x(1 y) (100 91.94) 87.412.2.2 热量衡算1. 加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂。由于饱 和水蒸气冷凝时的传热系数很高，可

16、以通过改变蒸汽压力准确地控制加热温度。燃料燃烧 所排放的烟道气温度可达到1001000 C ,适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传 热系数很低，加热温度控制困难。本设计选用选用300KPa(温度为133 C)的饱和水蒸气作加热介质。原因，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本相应降低，塔结构也 不复杂。2. 冷凝剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为1025 C。如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。本设计建 厂地区为。市夏季最热月份平均气温为25 C。故选用的冷却水25 C的冷却水，选升温10 C， 故冷却水的出口温

17、度是35 C。3. 热量衡算(1)冷凝器的热负荷Qc (R 1)D(Ivd Ild)式中|VD塔顶上升蒸汽的焓；Ild 塔顶馏出液的焓。又|vd Ild Xd Hv甲 (1 xd) H V水式中Hv甲甲醇的蒸发潜热；Hv水水的蒸发潜热。蒸发潜热的计算：蒸发潜热与温度的关系:HV2HV10.381 Tr21 Tr1式中：Tr 对比温度沸点/ ° c蒸发潜热 Hv/(kj kg 1)Tc/K甲醇64.71105513.15水1002257648.15表2沸点下蒸发潜热列表注：摘自化工原理修订版，上册附录4 (P328329及附录18 (P350351)66.88 °C时，甲醇：

18、Tr2 卫 273.15 66.880.663Tc513.15TM 互 27315 64.70.658Tc513.50.38蒸发潜热：Hv甲 1105 1-0.6631098.833kJ/mol1-0.658同理，水:Tr2互Tc273.15 66.88648.150.525TlTc273.15 1000.576648.15蒸发潜热:Hv水 22571-0.5251-0.5760.382356.547kJ / mol所以:IVD 1 LDXD H V甲 - C1 - XD)H V水0.921098.833-(1-0.92) 2356.547822.403kJ / kg 所以：QC(R 1)D(

19、Ivd Ild)(1.63 1)4250.35 822.403 9.2 106kJ /h(2)冷却水消耗量：WCQcCPC (t2t1)式中:所以：t JA 225 30 c2 2此温度下冷水的比热容Cpc 4.25kJ/(kg C)所以:WCQc9.2 106CPC(t2 t1)4.25 (35 25)2.16 105kg/h(3) 加热器热负荷及全塔热量衡算列表计算甲醇和水在不同温度下混合物的比热容Cp(单位：kJ /(kg C)塔顶塔釜进料精馏段提馏段甲醇(1)3.0373.4493.2973.1793.373水(2)4.2624.2684.2804.2754.283精馏段：甲醇：Cpi

20、(tLD tF) 3.179 (66.09 84.62)58.907kJ/kg水：Cp2(tLD tF)4.275 (66.09 84.62)79.216kJ/kg提馏段：甲醇：CP1(tw tF) 3.373 (95.99 84.62) 38.351kJ/kg水：CP2(tW tF)4.283 (95.99 84.62)48.698kJ/kg质量分数的计算：XD、XW、XFM 水(1 -Xd) XdM甲醇XD (1Xd)M水(1Xw )xwM甲醇Xw (1Xw)M 水(1 -xf)xfM甲醇Xf (1xf)Xd95.34%xw5.21%Xf22.45%塔顶镏出液的比热容：CP1 Cp1Xd

21、(1 xd)Cp2 3.179 0.9534 (1 0.9534) 4.2753.320kJ /(kg C)塔釜镏出液的比热容：CP1Cp2Xw (1 XW)CP23.373 0.0521 (1 0.0521) 4.283 4.236kJ/(kg C)为简化计算，现以进料焓，即84.62 C时的焓值为基准。根据表 2-2 可得：D 4250.35kg/h , W 17974.61kg/htLD5QdDCP1dt D CP1 t 4250.35 3.230 (66.09 84.62)2.54 105kJ/htF1W5Qw WCp2dt WCp2 t 17974.61 4.236 (95.99 8

22、4.62) 8.66 105kJ/ht F对全塔进行热量衡算：Qf QsQdQcQf 05566所以：Qs 2.54 108.66 109.2 109.812 10 kJ / h由于塔釜热损失为10%,则 90%所以:QsQs69.812 100.91.09 107kJ/h式中:QsHV1.09 1072168.15027.44kg/h(4) 热量衡算的结果表2-4热量衡算结果表符号Qc kJ/hWc kJ/hQf kJ/hQd kJ/hQw kJ/hQs kJ/hWh kJ/h数值9.2 1062.16 10502.54 1058.66 1051.09 1075027.44理论塔板数计算本次

23、设计采用图解法精馏段操作线方程为R XdxR 1 R 1即:1.630.92x1.63 11 1.63本次所选为冷夜进料，所以q 1.2图2-3塔板数图由图2-3可知，精馏塔理论塔板数为8块，其中精馏段6块，提馏段2块2.3精馏塔主要尺寸的设计计算精馏塔设计主要依据和条件表2-5甲醇-水在不同温度下的密度（kg/m3）温度/ C甲醇水50760988.160751983.270743977.880734971.890725965.3100716958.4物质甲醇水塔顶：66.09 C0.3290.449塔底：95.99 C0.2350.296进料：84.62 C0.2650.338塔顶条件下的

24、流量及物性参数xD 0.92, xD 0.9534, D 137.47kmol/h(1) 气相平均相对分子质量M VDM 甲Xd M 7(1-Xd)32.04 0.92 18.02 (1 0.92)30.92kg/kmol（2）液相平均相对分子质量M LDM vd 30.92kg / mol（3）气相密度M vd T0p 30.92273.153VD01.1088kg/m22.4 Tp022.4 273.15 66.88（4）液相密度tLD66.09 C,查表2-5，用插法得：甲746.128kg / m3， 水 979.912kg / 叫1xD(1-xD)0.9534(1-0.9534)LD

25、甲水746.128979.912解得： LD 754.516kg/m3（5）液相粘度0.449mPa s查表 2-6 得：tLD 66.09 C 时，甲 0.329mPa s，(6) 塔顶出料的质量流量D D Mld 30.92 137.474250.57kg/h表2-7塔顶数据结果表符号M LDM VDVDLDLDDDkg/kmolkg / kmolkg / kmolkg/m3mPa skg/hkmol / h数值30.9230.921.1088754.5160.3394250.57137.47塔釜条件下的流量及物性参数xW 0.03 , xW 0.0521, W 974.73kmol/h(

26、1) 液相相对分子质量M vw M 甲xw M 7水(1- xw)32.04 0.03 18.02 (1 0.03)18.44kg /kmolM lw M vw 18.44kg / mol(2) 气相密度tW 95.99 CVWM VW22.4TPP018.44273.1522.4273.15 95.990.609kg/m3(3) 液相密度tW 95.99 C查表 2-5，插法算得：甲 719.61kg/m， 水 961.17kg/mXw (1 - Xw)0.0521(1-0.0521)甲 水 719.610961.17解得：lw 944.65kg/m3(4) 塔釜出料的质量流量W W Mlw

27、 974.73 18.441.79 104kg/h(5) 液相密度查表2-6可得：tw95.99 C甲 0.235mPa s，水 0.296mPa sLW甲XW水(1xW)0.235 0.03 0.296 (1-0.03)0.294mPa s表2-8塔釜数据结果表符号M LWkg/kmolM VWkg / kmolVWkg / kmolLWkg/m3LWmPa sWkg/hW kmol/h数值18.4418.440.609944.650.294974.731.79 104进料条件下的流量及物性参数F 1112.21kmol/h，xf 0.14，xf 0.2245查表2-1得：Xf20.8314

28、.013.15yF62.73yF54.55由插法可得：20.83 13.1514 13.1562.73 54.44 y 54.55解得：yF 55.46%0.5546(1) 气相平均相对分子质量M VFM甲yFM 水(1- yF )0.5546 32.0418.02 (1 0.5546)25.79kg/kmol(2) 液相平均相对分子质量M lf M 甲xF M 水(1 - xF) 32.04 0.14 18.02 (1 0.14) 19.98kg/kmol(3) 气相密度VFM VF To224pPo29.80273.150.897kg /m322.4273.15 84.62(4)液相密度查

29、表2-5，插法算得：甲729.84kg / m3 ,3水 968.79kg/mLFXf (1-Xf )甲水0.2245(1-0.2245)729.84968.79解得： lf 918.72kg/m3(5)液相粘度查表 2-6 得：tF 84.62 C甲 0.265mPa s ,水 0.338mPa sLF甲Xf水(1 xF)0.265 0.14 0.338 (1-0.14)0.327mPa s(6) 进料的质量流量F22222 kg/ h表2-9进料数据结果表符号Mvfkg/kmolMlfkg / kmolVFkg / kmolLFkg/m3LFmPa sF kg/hFkmol/h数值25.7

30、919.880.879918.720.327222221112.21精馏段的流量及物性参数(1) 气相平均相对分子质量M vd M vf 30.92 25.79228.355kg/kmol(2) 液相平均相对分子质量M LD 2 M 丁 30.92 219.9825.45kg/kmol(3) 气相密度VD VF21.1088 0.87920.9939kg/m3(4) 液相密度LD LF2754.561 918.7523836.633kg /m(5) 液相粘度LD LF20.339 0.32720.333mPa s(6) 气相流量摩尔流量V精(R 1)D(1.63 1) 137.47361.55

31、kmol /h质量流量V精 V精 M v精361.55 28.355 10251.64kg/h(7)液相流量摩尔流量L精RD 1.63 137.47224.08kmol /h质量流量L精L精 M l精 224.0825.455702 74kg/h表 2-10精馏段数据结果表符号M v精M L 精V精L精V精V精4L精L精kg/kmolkg /molkg/m3kg/m3kmol / hkg/hkmol / hkg/hmPa s数值28.35525.4500.9939836.633361.5510251.64224.085702.740.333提馏段数据及物性参数(1)气相平均相对分子质量M VF

32、M vw18.44 25.79222.12kg/kmol(2) 液相平均相对分子质量M LF M LW218.44 19.98219.21kg/kmol(3) 气相密度VW VF20.609 0.87920.744kg/m3(4) 液相密度LW LF2944.65 918.7523931.685kg/m(5) 液相粘度LW LF20.294 0.32720.311mPa s(6) 气相流量摩尔流量因为V精 V提-(q 1)F所以 V提 V精 ( q 1)F361.55 （1.2-1） 1112.21583.99kmol /h式中q 1.2(冷夜进料)质量流量V提 V提M v提583.99 22

33、.12 12917.90kg/h(7) 液相流量摩尔流量 L提 L精 qF 224.08 1.2 1112.211558.73kmol /h质量流量 L 提 L 提 Ml提 1558.73 19.21 29943.24kg/h表2-11提馏段数据结果表符号M V提kg/kmolM L提kg / molV提kg/m3L提kg / m3VW kmol / hV提 kg/hI-j提 kmol / hL提 kg/hL提mPa s数值22.1219.210.744931.685583.9912917.901558.7329943.240.311塔径设计计算1. 填料选择填料是填料塔的核心构件，它提供了气

34、液两相接触传质和传热的表面，与塔件一起决 定了填料塔的性质。目前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料与规整填料两个方向进行。本设计选用规整填料，金属板波纹 250Y型填料。规整填料是一种在塔按均匀几何图形排布、 整齐堆砌的填料，规定了气液流路，改善了 沟流和整流现象，压降可以很小，同时还可以提供更大的比表面积，在同等溶剂中可以达 到更高的传质、传热效果。与散装填料相比，规整填料结构均匀、规则、有对称性，当与散装填料有相同的比表面 积时，填料空隙率更大，具有更大的通量，单位分离能力大。250Y型填料是最早研制并应用于工业生产的板波纹填料，它具有以下特点：第一，比表面积与通用散装填料相比，可提高近

35、1倍，填料压降降低，通量和传质效率 均有较大幅度提高。第二，与各种通用板式塔相比，不仅传质面积大幅度提高，而且全塔压降及效率有很大第三，工业生产中气液介质均可能带入“第三相”物质，导致散装填料及某些板式塔无 法维持操作。鉴于250Y型填料整齐的几何结构，显示出良好的抗堵性能，因而能在某些散 装填料塔不适宜的场合使用，扩大了填料塔的应用围。鉴于以上250Y型填料的特点，本设计采用 Mellapok-250Y型填料，因本设计塔中压力很低2. 塔径设计计算精馏段空塔气速及塔径计算3V精 0.9939kg/m ,查表 2-10 可知 V精 10251.64kg/h , L精 5702.74kg/hl精

36、 836.633kg/m3, l精 0.333mPa s2Uf 得：ig 9.82500.9730.9939836.6330.20.3330.255702.740.99390.291 1.7510251.64836.6330.125解得：uF 4.046m/s因为空塔气速u可取（0.60.8）Uf所以u 0.7uF0.7 4.0462.832m/s又V精 M v精3600 VV精3600 V10251.643600 0.99392.865m3/s所以塔径D4 2.8653.14 2.8321.29m圆整后：D 1400m m,代入上式可计算出此时的空塔气速u 1.86m/s提馏段空塔气速及塔径

37、计算查表2-11可知V提12917.90kg/h， L提 29943.24kg/hV提 0.744kg/ m3， L提 931.685kg / m3， L提 0.311mPa s2500.9730.744931.6850.20.3110.291 1.750.2529943.2412917.900.744931.6850.125解得：uF 3.790m/s因为空塔气速u可取（0.60.8）Uf所以u 0.7Uf0.7 3.7902.660m/sVs12917.90360036003600 0.7444.823m3/s所以塔径D严.448231.52m.u . 3.14 2.660圆整后：D 16

38、00m m,代入上式可计算出此时的空塔气速 u选取整塔塔径2.39m/s提馏段及精馏段圆整后D 1600mm，为精馏塔的塔径填料层高度的设计计算填料层高度计算（1）精馏段动能因子 F uV 1.860.9939 1.854m/s （kg/m3）0'5经查每米理论级数（NTSM）精2.65m 1所以精馏段填料层高度为n精(NTSM)精62.652.260m式中n精精馏段理论塔板数动能因子F u.v（2）提馏段2.660.744 2.290m/s (kg/m3)0.5经查每米理论级数（NTSM）精 2.60m所以提馏段填料层高度为Z 提0.769m（NTSM）提 2.60式中n提精馏段理论

39、塔板数。填料层总高度Z Z 精 Z 提 0.769 2.2603.029m填料层压降计算(1精馏段液体负荷 I 3600F- 3600 1.8540.9939 7.953m3/(m2 h)l836.633用精馏段动能因子F查液体负荷I分别为5和10时的每米填料层压降，再用插法算得I 7.953m3(m2 h)时的每米压降。当 I 7.953m'(m2 h)时，P 0.214kPa/mZ所以精馏段的压降：p精 于 Z精0.214 2.260 0.484kPa(2)提馏段液体负荷 l 3600F- 3600 2.2900.774 7.785m3 /(m2 h)L931.685用提馏段动能因

40、子F查液体负荷l分别为5和10时的每米填料层压降，再用插法算得l 7.785m3(m2 h)时的每米压降。当 l 7.785m3(m2 h)时，丄 0.173kPa/mZ所以提馏段的压降:0.173 0.7690.133kPa全塔填料层总压降:pp 精p提 0.133 0.484 0.617kPa填料层持液量的计算(1精馏段由上可知：液体负荷l 7.953m3/(m2 h)气体动能因子 F 1.854m/s (kg/m3)0'5由插法算得：当l 7.953m3/(m2 h)时的的值:所以 hL 3.90 10 2m3/m3(2)提馏段由上可知：液体负荷I 7.785m3/(m2 h)气

41、体动能因子F 2.290m/s (kg/m3)05由插法算得：当I 7.785m3 /(m2 h)时的九的值:所以 hL 3.98 10 2m3/m3表2-12精馏段、提馏段各参数表精馏段提馏段全塔气体动能因子F /(m/s (kg/m3)0'5)1.8542.290每米填料塔压降 P/(Pa/m)Z0.2140.173填料压降p/(kPa)0.4840.1330.617填料层高度Z/(m)2.2600.7693.029持液量 hL /(m3/ m3)23.90 1023.98 10第三章附属设备及主要附件的选型计算3.1冷凝器本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器原理。对于蒸馏塔

42、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，以便于及时排除冷凝液。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， 传热系数增大，利于节省面积，减少材料费。取冷凝器传热系数2 2K 550kcaI/(m h C) 2302kJ/(m h C)本设计建厂地址为，市夏季最热月份平均气温为t1 25 C。冷却剂用深井水，冷却水出口温度一般不超过 40 C ,否则易结垢，选择升温为10 C ,即冷 却水出口温度为t235 C 。逆流:t2T2T :66.09 C66.88 Ct :25 C35

43、 CtltmtlIn丄(66.09 25) (66.88 35)|n (66.09 25)(66.08 35)36.29 C6Qc 9.2 10 kJ/hA诜m69.2 102110.13m 3202 36.29查取有关数据如下公称直径mm管程数管数管长mm换热面积.m2公称压力MPa800 II110488300011110表3-1注：摘自金属设备上册 P118表2-2-5和P132表2-2-8标准图号： JB 1145 71 3 13 设备型号：G800II 10 1103.2力口热器选用U型加热器，经处理后放在塔釜。蒸汽选用133.3 C饱和水蒸气，传热系数K 1000kcal/(m2

44、h C) 4168kJ /(m2 h C)t 133.3 100 33.3 C由表 2-4 可得：QS 1.09 107kJ /h换热面积：A 亘 1.09 1078.20m2K t 4186 33.3表3-2公称直径-mm 管程数管数管长mm换热面积m2公称压力，MPa500I1778060008225注：摘自金属设备上册P118 表 2-2-5 和 P132 表 2-2-8。标准图号： JB 1145 713 43 设备型号：G500I25803.3塔其他构件331接管管径的选择1.进料管本次加料选用高位槽进料，所以 WF可取0.40.8 m/s （见浮阀塔P195）。本次设计取WF 0.

45、6 m s。dF4F3600 Wf lf4 222223600 3.14 0.6 918.720.1194m式中 F进料液质量流量，kg h ；l 进料条件下的液体密度，kg m3圆整后dF 133mm管重/(kg/m)表3-3 进料管参数表管 d2 S2外管d1 &半径RH1H2管重kg m133 4219 640015020012.75注：摘自浮阀塔P197表5-32.回流管冷凝管安装在塔顶是，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高，对于重力回流，一般取速度 WR为0.20.5m s,本次设计取Wr 0.4m sdR0.090m4 6928.7.3600 3.

46、14 0.4 754.516式中 L RD 1.63 4250.356928.07kg/hL 回流液体质量流量，kg / m3l塔顶液相密度，kg/m3圆整后dR 108mm表3-4回流管参数表管 d2 s2外管d1 S1半径RH1H2内管重/ kg'm108 4159 4.532515020010.26注：摘自浮阀塔P197表5-33. 塔顶蒸气接管从塔顶至冷凝器的蒸气导管，尺寸必须适合，以免产生过压降，特别在减压过程中, 过大压降会影响他的真空度。操作压力为常压，蒸气速度 WV 1220m s，本次设计取WV 16m s。dD4V1:3600 W V4 11178.42.3600

47、3.14 16 1.10880.472m，式中：V (R 1)D(1.63 1) 4250.3511178.42kg/hV 塔顶蒸汽质量流量，kg/h ；V塔顶气相密度，kg/m3。圆整后dp 480mm4. 塔釜出料管塔釜流出液体的速度 WW 一般可取0.51.0m s，本次设计取WW 0.5m sdW3600 Ww l4 974.730.027m.3600 3.14 0.5 944.65式中：W塔釜蒸汽质量流量，kg/hl 塔釜气相密度，kg /m3圆整后：dW 32mm表3-5塔釜蒸气管参数表管d2S2外管d1 ®半径RH1H2内管重/ kg/m323.576 41201201

48、502.46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。常用的除沫器装置有折板 除沫器、丝网除沫器以及旋流板除沫器。本设计塔径较小，且气液分离，故采用小型除沫 器，装入设备上盖。气速计算式中K常数，取0.107 ；0.107精馏段气体和液体密度836.633 0,9939X 20.99393.103 m s除沫气体器直径计算：DWK式中，V气体处理量 m3. s360010251.643600 0.99392.865m3/s4 2.6851.084m所以DLL 36006928.07918.75 36002.095 10 3 m2 s'3.14 3.103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的润湿。结构简单，制 造了和维修方便，喷洒比较方便，安装方便。1.回流液分布器测量系数 取0.82 0.85，本次设计 取0.84，推动力液柱高度H可取0.120.15m以上,本次设计取0.17m。则小孔中液体流速 W 2gH 0.842 9.81 0.171.534ms小孔输液能力计算由Q fW得小孔总面积2.095 100.84 1.5341.626 10 3m2所以，小孔数f31.626 10n-d2482.838