0.6万吨年分离甲醇-水混合液填料精馏塔的设计

1、辽宁石油化工大学毕业设计（论文）0.6万吨/年分离甲醇-水混合液的填料精馏塔设计精馏是借助回流技术来实现高纯度和高回收率的分离操作，在抗生素药物生产 中，需要甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶媒，然后对甲醇溶媒进行精 馏。操作一般在塔设备中进行，塔设备分为两种，板式塔和填料塔。填料塔结构简 单、装置灵活、压降小、持液量少、生产能力大、分离效率高、耐腐蚀，且易于处 理易气泡、易热敏、易结垢物系等优点，同时也有投资费用较高、填料易堵塞等缺 点。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及性能稳定的特点。因此，填料塔已被推广到大型 气液操

2、作中，在某些场合还代替了传统的板式塔。从设备设计的角度看，不论板式 塔还是填料塔，基本上由塔体、内件、裙座、和附件构成。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。但国内在这方面的研究则较少，如何设计规整填料蒸馏塔已成为一个重要的课题,它对自行设计，改进现有设备生产状况都较为重要。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。关键词：精馏，填料塔，设备设计3AbstractDistillatio n through reflux

3、tech no logy to achieve the sep arati on of high pu rity andhigh recovery op erati on in the p roduct ion of an tibiotics, metha nol solve nt wash ing crystal, washi ng the filtered waste metha nol solve nt, and the n the metha nol solve nt distillati on. The op erati on gen erally tower equipment,

4、tower equipment is divided into two types, plate tower and packed tower. Packed tower structure is simpie, flexible devices, low pressure drop, hold less liquid, large production capacity, and high sep arati on efficie ncy, corrosi on resista nee, and easy to han dle and easy bubble, easy to thermal

5、, easy to scale in the Dep artme nt of adva ntages, but also inv estme nt costs higher filler easy to plug the shortcomings. In recent years, due to the improvement of the p acked tower structure, the devel opment of new high-load p ack ing, both to improve the tower through the cap acity and sep ar

6、ati on efficie ncy while main tai ning low p ressure drop and stable performanee characteristics. Therefore, the packed tower has been exte nded to large-scale gas-liquid op erati ons, in some casesi nstead of the traditi onal plate tower. I n rece nt years, due to the impro veme nt of the p acked t

7、ower structure, the development of new, high-load packing, not only improves the tower capacity and separation efficiency, while maintaining the pressure drop and small to stable p erforma nee. P acked tower has bee n exte nded to the large vapo r-liquid op erati ons, in some cases in stead of the t

8、raditi onal plate tower. Domestic research in this area is less, how to desig n a structured p ack ing distillati on tower has become an imp orta nt issue, its own desig n, impro veme nt of existi ng equipment con diti ons are more imp orta nt. With the research and devel opment of the p acked tower

9、, the excelle nt p erforma nee of the p acked tower is bound to a large nu mber of in dustrial p roduct ion.Keywords: Distillation, packed tower, equipment design目录、F刖言第一章填料塔的简介1.1概述1.2流程确定和说明1.2.1加料方式1.2.2进料状况1.2.3塔顶冷凝方式1.2.4回流方式1.2.5加热方式1.2.6加热器第二章填料塔设计计算10辽宁石油化工大学毕业设计（论文）10102.1操作条件与基础数据52.1.1操作压

10、力2.1.2气液平衡关系及平衡数据102.1.3物料平衡计算11122.2填料塔工艺计算2.2.1物料衡算122.2.2热量衡算132.2.3理论板数计算16172.3填料塔主要尺寸的设计计算2.3.1塔顶条件下的流量及物性参数2.3.2塔底条件下的流量物性参数182.3.3进料条件下的流量及物性参数192.3.4精馏段流量及物性参数202.3.5提馏段流量及物性参数222.4填料的选择2.5塔径和填料层计算23242.5.1塔径设计计算242.5.2填料层计算262.6附属设备及主要附件的选型计算272.6.1冷凝器272.6.2加热器282.6.3塔内管径的计算及选型28辽宁石油化工大学毕

11、业设计（论文）29264液体分布装置265除沫器32第三章精馏塔主要设计参数汇总表32第四章总结34致谢35参考文献367、八刖言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。填料塔，是一类用于气液和液液系统的微分接触传质设备，主要由圆筒形塔体和堆 放在塔内对传质起关键作用的填料等组成，用于吸收、蒸馏和萃取，也可用于接触 式换热、增湿、减湿和气液相反应过程。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。填料塔的应用始于19世纪中叶，起初在空塔中填充碎石、砖块和焦炭等块状 物，以增强气液两相间的传质。1914年德国人F.拉西首先采用高度与直径相等的 陶瓷环填料（现称拉西环）推

12、动了填料塔的发展。此后，多种新填料相继出现，填 料塔的性能不断得到改善，近 30年来，填料塔的研究及其应用取得巨大进展，不仅开发了数十种新型高效填料，还较好地解决了设备放大问题。到60年代中期，直径数米乃至十几米的填料塔已不足为奇。现在，填充塔已与板式塔并驾齐驱，成为 广泛应用的传质设备。填料塔自它发明以来已广泛地应用于化工生产的各个领域。近二十年，规整填料塔对板式塔、散装填料以及其它多种塔设备产生了巨大的冲击 在国内外引起众多研究者的极大兴趣 ，在近几年的文献中，国外有大量的规整填料研究报道。它因其高通量，低压降，操作稳定而广泛地用于气-液,液-液接触的 塔设备中，如蒸馏、吸收、萃取等诸多领

13、域。特别是在气液接触中，已越来越多地被采用，如已有设备通过利用规整填料来更换塔内构件，从而达到提高塔负荷的目的。规整填料种类较多，有板波纹填料、格栅填料、丝网填料等，材质有金属、 塑料、陶瓷等。即使同样的种类亦有不同的规格,它们的比表面、空隙率及几何尺辽宁石油化工大学毕业设计（论文）寸存在差异，这样在选择填料时，应根据体系物性，操作负荷，压降要求，同时 兼顾材料性能等，进行综合考虑，保证既经济又能正常生产。第一章填料塔的简介1.1概述填料塔，是一类用于气液和液液系统的微分接触传质设备，主要由圆筒形塔体 和堆放在塔内对传质起关键作用的填料等组成，用于吸收、蒸馏和萃取，也可用于 接触式换热、增湿、

14、减湿和气液相反应过程。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。填料塔的优点有:(1 )压降非常小。气相在填料中的液相膜表面进行对流传热、传质，不存在塔板 上清液层及筛孔的阻力。在正常情况下，规整填料的阻力只有相应筛板塔阻力的1/5 1/6 ;(2) 热、质交换充分，分离效率高，使产品的提取率提高;(3) 操作弹性大，不产生液泛或漏液，所以负荷调节范围大，适应性强。负荷调节范围可以在30%-110%筛板塔的调节范围在70%- 100%(4) 液体滞留量少，启动和负荷调节速度快;(5) 可节约能源。由于阻力小，空气进塔压力可降低0.07 MPa左右，因而使空气压缩能耗减少6.5%左右

15、;(6)塔径可以减小。此外，应用规整填料后，由于当量理论塔板的压差减小，全精馏制氩可能实现, 氩提取率提高10%-15%规整填料精馏塔一般分为3-5段填料层，每段之间有液 体收集器和再分布器，传统筛板塔的板间距为110160mm而规整填料的等板高为250300mm因此填料塔的高度会增加。一般都选择铝作为规整填料的材料，这样可减轻重量和减少费用，但必须控制 好填料金属表面残留润滑油量小于 50mg/m2在这样条件下，可认为铝填料塔和铝 筛板塔用于氧精馏是同样安全的。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

16、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。填料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。与物性有关的因素:（1）易起泡的物系在

17、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。（2 ）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，而本设计分离甲醇和水，腐蚀性小可选用金属填 料。与操作条件有关的因素:（1）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。（2）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。（3）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

18、的物系，宜用规整填料。1.2流程确定和说明1.2.1加料方式加料方式有两种：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。1.2.2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，对于合肥地区来说, 存在较

19、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。1.2.3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。1.2.4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

20、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。1.2.5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。1.2.6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

21、放在 塔内，即再沸器，这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少了理论板数。13第二章填料塔设计计算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。2.1.2气液平衡关系及平衡数据表2-1甲醇-水溶液的平衡数据（101.3KPa）平衡温

22、度t10092.990.388.985.081.678.0液相甲醇x 05.317.769.2613.1520.8328.18气相甲醇y028.3440.0143.5354.5562.7367.75辽宁石油化工大学毕业设计(论文)平衡温度t76.773.872.771.370.066.964.7液相甲醇x33.3346.2052.9259.3768.4987.411.00气相甲醇y69.1877.5679.7181.8384.9291.941.002.1.3物料平衡计算(1)物料衡算(质量百分数)，F = 6000 t x =70%X D = 98% xw =2%McHbOh = 32.04k

23、g/kmolMo = 18.02kg/kmol17Xf70/32.04摩尔分数:70/32.04 +30/18.02 =56.8%(2-1)XD -9832.0498N32.04 +2/18.02 96.5%(2-2)2 #32.04(2-3)xW =1.13%2,32.04 +98/18.02进料平均相对分子质量：(2)根据甲醇和水的气液平衡表1，利用内插法求塔顶温度tLDtVD,塔釜温度tW,进料温度tF。塔顶温度tLDtVD96.5 87.41 _ tLD 66.9 一 ,二 tLD100 87.4164.766.9=65.31100 -96.510091.9464.7-tVD 、 +二

24、 tVD100 -92.9塔釜温度tW0-1.13100-tW0 5.31100 92.9tW49 cM = 0.568X 32.04 + 0.432咒 18.02 = 26.06kg / kmolO进料温度tF=tF =71.8659.37 -52.9271.3-72.756.8-52.92 tF-72.7回流比确定RDt31,8由图可知进料平衡曲线为不正常平衡曲线，作图求最小回流比Rmin由点a( Xd,Xd )向平衡线作切线，交轴于b ( O,31.8),精馏段操作线截距96.5所以 Rmin +1 =31.8 所以 Rmin 二2.。3操作回流比可取为最小回流比的1.1到2.0倍所以，

25、回流比确当为R=3.O5平均相对挥发度a =4.352.2填料塔工艺计算221物料衡算已知：F =6000 t，年开工 300 天，M =26.06kg/kmol4306X10 x10(2-4)F = kmol/h =31.98kmol/h进料摩尔流量：300X24咒26.06Xf =56.8% Xd =96.5% Xw =1.13%总物料衡算：F = D + W易挥发组分衡算：Fxf -Dxd十舷解得：D =18.668 kmol / hW =13.312kmol /h塔顶产品的平均相对分子质量M =32.04X96.5%+18.02(196.5%)=31.549 kg /kmol(2-5)

26、辽宁石油化工大学毕业设计(论文)(2-6)(2-7)塔顶产品流量.D =18.668 咒 31.549 =588.957 kg / hQ塔釜产品的平均相对分子质量M =32.04x1.13% +18.02x(1 -1.013%) =18.178kg /kmol塔釜产品流量-W =13.312x18.187 =241.799kg/hF =D +W = 830.756kg /h物料衡算结果汇总如下表2-2物料衡算结果表参数单位进料F塔顶D塔釜Wkg/h830.756588.957241.799物料流量kmol/h31.9818.66813.312质量分数70%98%2%百分组成摩尔分数56.83%

27、96.5%1.13%2.2.2热量衡算（1）热量衡算 加热介质和冷却剂的选择a.加热介质的选择常用的加热介质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膜系数很高，可以通过改变蒸汽的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1001000r，适用于高温加热。缺点是烟道气的比热容及传热膜系数很低，加热温度控制困难。本设计选用300kPa（温度为133.3 C）的饱和水蒸气作加热介质，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。b.冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为102

28、5C。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。本设计建厂地区为沈阳。沈阳市夏季最热月份日平均气温为24 C。故选用24C的冷却水，选升温10C，即冷却水的出口温度为 34C。(2)冷凝器的热负荷冷凝器的热负荷Qc二D (心-Ild) (R+1)(2-8)式中：IVD 塔顶上升蒸汽的焓;1 LD 塔顶馏出液的焓。IVD Xd =Xd 山Hv甲中-Xd)也Hv水(2-9)式中：也Hv甲甲醇的蒸发潜热;也Hv7K 水的蒸发潜热。0.381-2)蒸发潜热与温度的关系:AH 2 = AH V1I1 -Tr1 丿其中Tr 对比温度。表2-3沸点下蒸发潜热列表沸点 / C蒸发潜热也 Hv

29、/( kcal kmol -1 )Tc/K甲醇64.658430512.6水1009729647.3由沃森公式计算塔顶温度下的潜热-Tr20.38AH2 =也比U -Tr1 丿(2-10)Tr2=空=65.66 C时，对甲醇:Tc273.15 + 65.66 =0.661512.6273.15+64.7512.6F.65921蒸发潜热也H卄 84304监=8411.177kcal/kmol辽宁石油化工大学毕业设计（论文）27对水，同理得：2 二。.523 ,1=0.576AH水=9729X蒸发潜热0.38一0.523=10174.338kcal / kmol11 -0.576 丿对全凝器作热量

30、衡算（忽略热量损失）Qc =D ( Ivd -Ild)(R+1)选择泡点回流，因为塔顶甲醇含量很高，与露点相接近，所以Ivd - I ld = Xd 心H V甲 + (1 Xd )V水(2-11)代入数据得:Ivd -Ild =0.965x8411.117 +(1 -0.965) x 10174.338 = 8472.888kcal / kmolQc =(3.05+1)x 18.668x8472.888 = 640596.086kcal / h冷却介质消耗量Wc=640596.086 =64059.6086kg/hCp C(t2tj 1x(3424)Qc加热器的热负荷及全塔热量衡算选用300k

31、Pa （温度为133.3 C）的饱和水蒸气为加热介质计算甲醇、水在不同温度下混合的比热容单位：kcal/ （kg C）温度/ C65.3171.86平均值98.5271.86平均值甲醇/ C P10.7200.7420.7310.8310.7420.787水 / Cp2111111表2-4甲醇和水在不同温度下的比热容JCpdt = 0.7310.98+0.021咒(65.31 71.86) =4.82kcal / kgJCPdt = 0.789X0.02 +(1 -0.02)勺妆(98.52 -71.86) =26.574kcal / kg根据表 2-2 D = 588.957kg /h W

32、=241.799kg / hQd =D JCpdt =D Cp 心=588.957 X(4.82) = 2838.77 kcal /hQw =W JCp dt =W Cp 込t =241.791 X 26.547 =6418.83 kcal /h(2-12)(2-13)塔釜热损失为10%则n =0.9，则QsQs= 6=7何 105kcal/h0.9对全塔进行热量衡算：Qf +Qs =Qd +Qw +Qc为了简化计算，以进料焓，即88.55 C时的焓值为基准做热量衡算Qs =Qd +Qw +Qc Qf= -2838.77 +6418.83 +640596.086 -0 = 6.44x105kc

33、al /h式中Qs 加热器理想热负荷;Qs 加热器实际热负荷;Qd 塔顶馏出液带出热量;Qw 塔底带出热量。加热蒸汽消耗量也H 水蒸汽 =2168.1kcal /kg(333k,300KPa)Wh = = 4.17恥10= 1387.02kg/h也H水蒸汽4.2表2-5热量衡算数据结果列表2%/kcal.h-1/kg.h-1/kcal.h-1/kcal.h-1/kcal.h-1/kcal.h-1 /kg.h-156.41X106.41 X10401-2838.776418.837.16咒105| 808.572.2.3理论板数计算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理论板数，

34、应用图解法。y 二 X4精馏段操作线方程 R+1 R+10-965 =0.238R+13.05+1Xd截距Xd连接Xd,Xd），（R+1）与q线交于d点，连接（Xw,Xw）与d点，得提留段操作求得理论塔板数10,提留段3块，精馏段7块。2.3填料塔主要尺寸的设计计算精馏塔设计的主要依据和条件表2-6 不同温度下甲醇和水的密度物质密度kg/m3温度/C 5060708090100甲醇750741731721713704水988983978972965958表2-7查图整理得甲醇-水特殊点粘度粘度mPas物质塔顶65.31 C塔底98.52 C进料71.86 C甲醇0.3320.2250.295水

35、0.4550.2560.4102.3.1塔顶条件下的流量及物性参数Xd =0.965Xd =0.98 D =18.668kmol /h气相平均相对分子质量M VD = M 甲Xd + M 水(1 一 Xd ) =32.04x 0.965 +18.02x (1 0.965) = 31.55kg / kmol 液相平均相对分子质量Mld =Mvd = 31.55kg/kmol气相密度%=也上上=3155.273.15=1.135kg/m322.4 TP)22.4 273.15 +65.31tLD 二6531 c,查表 2-7 ,33由内插法得：P甲二735.69kg/m，巴水=980.34kg/m

36、0.02+980.341X甲X 水 0.98= + =PldP甲Bk735.69所以 Pld = 739.38kg/m3 液相粘度杳表 2-7 得-tLD =65.31 c卩甲=0.332mPa s水=0.455mPa s4ld =卩甲Xd + 卩7水(1Xd) =0.332咒 0.965 +0.455 (1 0.965) = 0.336mPa S塔顶出料口质量流量D =18.668X31.55 =588.975kg /h表2-8塔顶数据结果表MldMvdPVDPldld流量Dkg kmol，kg kmol kg e3kg ”m mPa/(kmol ”h*)31.5531.551.135739

37、.380.33618.6682.3.2塔底条件下的流量物性参数Xw =0.0113% =0.02液相相对分子质量:M LW =Mvw =M 水=18.kg/kmol气相密度：tw =98.52 CP022.4 273.15 + 98.52 =。创旳/m(2-14)液相密度：tW=98.52 c a： 100 c视同纯水，查表32-6Plw = P 水=958kg/m查表2-7得：tW= 98.52 c 卩水=0.256mPa 令，ld = 0.256mPaW =13.312 X18 =239.616kg /hM LWM VW1p厂VW1p厂LW14lw流量Wkg kmolkg kmolkg m

38、kg mm PaS质量 / kg h) (kmol 巾)18.018.00.5919580.270239.616 13.312表2-9塔底数据结果表233进料条件下的流量及物性参数F =31.98kmol/hXf =56.8%a f =0.70查表2-1，得如下的平衡数据：（表头和标题）52.9256.859.3779.71y81.83由内插法，得：y =84.00% =0.840气相平均相对分子质量:M VF = M 甲 yM 水(1 - yF)=0.840咒32.04+18.02天(1 -0.84) = 29.80kg /kmol液相平均相对分子质量M lf =M 甲 Xf +M 水(1

39、-Xf )=0.568X 32.4 +18.02 X (1 0.568) = 25.98kg /kmol气相密度辽宁石油化工大学毕业设计(论文)273.15由表 2-6 数据tF =88.55 C ,同上用内插法，求出：甲=729.14kg/m3,琨=976.88kg/m33X= 1.05kg / m22.4273.15+71.8635J 册0.00131XL J X 甲 _P甲Bk729.14查表 2-7 得：t =71.86 C,所以 Plf = 789.204kg/m34甲=0.305mPa s, 4水=0.405mPa s4lf =卩甲 Xf 中 H水(1-Xf) =0.295x0.5

40、68+0.410x(1 -0.568) = 0.345m Pa ”s进料流量36000 X1033F = 833.33 kg /m3300 X 24表2-10进料数据结果表符号MlfM VFPVFF 1Plf流量Fkg kmol 4kg kmol 4kg rnkg、m，1mPa S质量/（kg巾）/摩尔/（kmol ”h）数值29.3725.981.04789.204 1 0.348833.3331.982.3.4精馏段流量及物性参数气相平均相对分子质量:VMe29*80molj 2(2-15)液相平均相对分子质量:MJ= 31-55：25-98 =28.79kg / kmol(2-16) 气

41、相密度:九 jVD+rn 行3”.05= 1.093kg /m3(2-17)液相密度:739.38 + 789.204 =764.29kg/m3(2-18)液相粘度:n% +%FO.33.345 -0.341m P(2-19) 气相流量:(2-20)(2-21 )V =D(R+1) = 18.668 咒(3.05+1) = 75.605kmol/hV = 75.605X 30.46 = 2302.9283kg / h 液相流量:L = RD =3.05 X18.668 = 56.94kmol / hL = 56.94% 28.79 =1639.30kg/h表2-11精馏段数据结果表主要参数提馏

42、段1气相平均相对分子质量MV/(kg、kmoL)30.68液相平均相对分子质量兀/( kg kmol)28.79气相密度Pvkgm)1.093液相密度pL/(kgm)764.29气相摩尔流量/( kg h*)75.605气相质量流量/(kg h )2302.93液相粘度/(mPa s)0.341液相摩尔流量/ (kmol h )56.941639.30液相质量流量/ （kg h）2.3.5提馏段流量及物性参数气相平均相对分子质量:M VW +M VF29.8 +18=23.69 kg / kmol(2-22)液相平均相对分子质量:M LF =Mlw +Mlf 25.98+8 = 21.99kg

43、/kmol(2-23)气相密度:LT -958 + 789.204= 873.60kg/kmol(2-24)液相密度:Plw + Plf1.00.590.82kg/m3(2-25) 液相粘度:025845 =0.30mpa(2-26) 气相流量:V =V (q -1) F=V =75.605kmol /h(2-27)V = 75.605X 23.69 = 1791.08kg / h 液相流量:(2-28)L=q F+L=F + L =31.98 + 56.94 = 88.92kmol/hL =88.92X21.99 =1955.35kg/h表2-11提馏段数据结果表主要参数1提馏段气相平均相对

44、分子质量M V /( kg kmol )23.9 液相平均相对分子质量M L /(kg kmol )21.993气相密度%/(kg m )0.82液相密度pL/(kgm)873.6气相摩尔流量/(kg巾*)75.605气相质量流量/( g)1791.08液相粘度/(mPa s)0.30液相摩尔流量/ (kmo1巾)88.92液相质量流量/ (kg h )1955.352.4填料的选择填料是填料塔的核心构件,它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内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面进行。本设计选用规整填料,金属板波纹 250Y型填料。规整填料

45、是一种在塔内按均匀图形排布、整齐堆砌的填料，规定了气液流路，改善了沟流和壁流现象，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型波纹填料是最早研制并应用于工业生产的板波填料，它具有以下特点:（1）比表面积与通用散装填料相比，可提高近 1倍，填料压降较低，通量和传质 效率均有较大幅度提高。（2 ）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 很大改善。（3）工业生产中气液质均可能带入“第三相”

46、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范围。鉴于以上250Y型的特点，本设计采用 Meliapok-250Y型填料，因本设计塔中压力很低。2.5塔径和填料层计算2.5.1塔径设计计算（1）精馏段塔径计算由气速关联式r2P,k L lg件.弓L g名=A1.(2-29)干填料因子;%-液体粘度，mPa 3 ；A 常数，250Y型为 0.291 ；L，G 液体、气体质量流量，kg/h ；Pl., Pg 液体、气体密度，kg/m；辽宁石油化工大学毕业设计（论文）2g 重力加速度

47、，m/s。已知：Pg = 1.093kg/m33Pl = 764.29kg/mL = 1639.30kg/h#；tF +tDt =2二咤空1=68.6r体积流量:75.603146856 +273.15)03 = 0.546 口3/51.093 x105x 3600D塔径：0.632mX1.743G =2302.93kg / h 40.341mPas =0.97 a =250m2/m3 A = 0.291g =9.8m/s2代入式中求解得：Uf =3.486m/S空塔气速:u =0.5Uf =0.5x3.486 = 1.743m/s圆整后：d =700mm，空塔气速uh/Zm/s提馏段塔径计算

48、已知：Pv = 0.82kg/m3873.69kg/m3L= 1955.35 kg/hv=1791.08 kg/hL gas3“G卫2= A 1.754H頁IG八Pl丿uf2 = 250 / 0.82 g 9.8 0.9731873.60 丿x0.300.21 = 0.291-1.75天1 11955.35Y f 0.82 J791.38丿 1873.60 丿解得:u f =4.10m/ s空塔气速 u =0.5Uf =0.5x4.10 = 2.05m/stF +tw71.86 +98.52 _8519.r体积流量:Vs = 75.605 慈31g(85519 +273.15)“03 =0.7

49、62m3/s0.8103600(2-30)辽宁石油化工大学毕业设计(论文)39D =塔径：土聲=0.688m3.14x2.05(2-31 )圆整后：d = 700mm，空塔气速u= 1.98m/s(3)选取整塔塔径提馏段和精馏段塔径圆整后D=700mm为精馏塔的塔径。2.5.2填料层计算(1)填料层高度uV =1.42m/s, PV = 1.093kg / m3_ 1所以.气动因子 Fj = W 屮厂 i.42% v/1093 二1485 kg /m f2查得 P/Z=1.070 X10 (Pa/m)Z(精)=(nt 精=2.5(m) (精)(NTSM )精2.8精馏段总压降 P精=( P/Z)X Z精 =1.070 x102x 2.5 =2.6802 Pa(2-32)提馏段uV = 1.98m/s, Pv = 0.82kg/m31Fg =UG J可=1.98咒 70= 1.793(kg/m3 f2查得P/Z=0.96X10 (Pa/m)Z(提)=(nt) 提 - =1.07( m)(提)(NTSM)提 2.81(2-33)精馏段总压降 P提=( P/Z)Z提=0.9602天1.07 =1.0