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化工原理课程设计 乙醇-水填料式精馏塔设计 学 生 姓 名 徐 程 学 院 名 称 化 学 化 工 学 院 学 号 218 班 级 13 级 2 班 专 业 名 称 应 用 化 学 指 导 教 师 王 菊 2016 年 5 月 20 日 摘要 填料式精馏塔是化工生产的重要化工设备。精馏塔不仅对产品本身,而且还对产品产量、质量、生产能力和消耗定额,以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。因此,掌握精馏塔的基本设计对化工专业学生十分重要的。本课程设计是关于乙醇-水的填料式精馏塔的设计,通过对填料式精馏塔的设计,熟练掌握以及运用所学知识并投入到实际生产当中去。关键词 乙醇;水;填料式精馏塔;化工生产;摘要.错误!未定义书签。第一部分 概述.错误!未定义书签。概述.错误!未定义书签。文献综述.错误!未定义书签。填料类型.错误!未定义书签。填料塔.错误!未定义书签。填料选择.错误!未定义书签。设计任务书.错误!未定义书签。设计题目.错误!未定义书签。设计条件.错误!未定义书签。设计任务.错误!未定义书签。设计思路.错误!未定义书签。第二部分 工艺计算.错误!未定义书签。平均相对挥发度的计算.错误!未定义书签。绘制 t-x-y 图及 x-y 图.错误!未定义书签。全塔物料衡算.错误!未定义书签。进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数.错误!未定义书签。平均摩尔质量.错误!未定义书签。全塔物料衡算:.错误!未定义书签。最小回流比的计算和适宜回流比的确定.错误!未定义书签。最小回流比.错误!未定义书签。确定最适操作回流比 R.错误!未定义书签。热量衡算.错误!未定义书签。求理论板数及加料.错误!未定义书签。精馏段和提馏段操作线方程的确定.错误!未定义书签。001152.098.11mmxy (1-12).错误!未定义书签。理论板数及加料板位置.错误!未定义书签。填料高度计算.错误!未定义书签。精馏塔主要尺寸的设计计算.错误!未定义书签。流量和物性参数的计算.错误!未定义书签。塔板效率.错误!未定义书签。第三部分塔板结构设计.错误!未定义书签。气液体积流量.错误!未定义书签。精馏段的气液体积流量.错误!未定义书签。提馏段的气液体积流量.错误!未定义书签。塔径计算.错误!未定义书签。塔径初步估算.错误!未定义书签。第四部分换热器.错误!未定义书签。换热器的初步选型.错误!未定义书签。塔顶冷凝器.错误!未定义书签。塔底再沸器.错误!未定义书签。塔顶冷凝器的设计.错误!未定义书签。第五部分精馏塔工艺条件.错误!未定义书签。塔内其他构件.错误!未定义书签。塔顶蒸汽管.错误!未定义书签。回流管.错误!未定义书签。进料管.错误!未定义书签。塔釜出料管.错误!未定义书签。除沫器.错误!未定义书签。液体分布器.错误!未定义书签。液体再分布器.错误!未定义书签。填料支撑板的选择.错误!未定义书签。塔釜设计.错误!未定义书签。塔的顶部空间高度.错误!未定义书签。手孔的设计.错误!未定义书签。裙座的设计.错误!未定义书签。精馏塔配管尺寸的计算.错误!未定义书签。塔顶汽相管径 dp.错误!未定义书签。回流液管径 dR.错误!未定义书签。加料管径 dF.错误!未定义书签。釜液排出管径 dw.错误!未定义书签。再沸器返塔蒸汽管径 dv.错误!未定义书签。精馏塔工艺尺寸.错误!未定义书签。第六部分结构设计结果.错误!未定义书签。总结.错误!未定义书签。参考文献.错误!未定义书签。附录.错误!未定义书签。第一部分 概述 概述 乙醇可用来制取乙醛、乙醚、乙酸乙酯、乙胺等化工原料,也是制取染料、涂料、洗涤剂等产品的原料,所以乙醇是一种重要的化工原料。如今能源消耗有枯竭的趋势,作为一种可再生的能源,乙醇燃料成为未来代替传统化石燃料的重要能源之一。国内乙醇生产方法主要有发酵法、乙烯水化法、合成气经醋酸制乙醇、合成气直接制乙醇等,国外乙醇生产方法主要有渗透蒸发技术、新型耦合分离技术、渗透气化膜分离技术、PVA 膜渗透汽化等。塔设备作为工业生产上最重要的设备之一,在工业生产乙醇的分离中起重要作用。在塔设备中常见的单元操作有:精馏、吸收、解吸和萃取等。乙醇-水是工业上最常见的溶剂,也是十分重要的化工原料之一。长期以来乙醇-水溶液通常都是通过蒸馏法生产,但由于乙醇-水的共沸现象,普通的精馏方法对于高纯度的乙醇来说产量不好,所以设计研究和改进精馏设备是十分重要的。本课程设计主要是采用填料精馏塔对乙醇-水溶液进行分离。塔设备在经过长期的发展,形成了形式繁多的结构,以满足各方面的特殊需要。在乙醇的工业生产中,主要是通过精馏塔将产物乙醇与水分离,制取高纯度的乙醇。按塔的内件结构的不同可以分为板式塔和填料塔两大类。填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。填料塔的底部安装填料支撑板,填料随意乱堆或整砌的方式放置在支撑板上。填料上方安装有填料压板,以防填料被上升气流吹动。填料塔塔内填充适当高度的填料,以增加两种流体间的接触表面。液体沿填料表面呈膜状向下流动,作为连续相的气体则自下而上地流动,与液体逆流传质。两相的组分浓度沿塔高呈连续变化。作为产物分离中的最重要的设备之一的塔设备,随着塔设备技术的发展,国内外制定了多种企业接触的元件,从而改善塔设备质量,缩短塔设备的制造、安装周期,以此来减少设备的投资费用。文献综述 填料类型 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔,也可采用填料塔,板式塔的设计将在其他分册中作详细介绍,故本书将只介绍填料塔。新型高效规整填料的不断开发与应用,冲击了蒸馏设备以板式塔为主的局面,且大有取代板式塔的趋势。最大直径规整填料塔已达 1420m,结束了填料塔只适用于小直径塔的历史。这标志着填料塔的塔填料、塔内件及填料塔本身的综合设计技术进入了一个新阶段。纵观填料塔的发展,新型填料的研究始终十分活跃,尤其是新型规整填料不断涌现。如今,填料主要分为散堆填料、规整填料和毛细管填料。填料塔 填料塔也是传质过程常用的塔设备,它的主要优点是生产能力大,分离效率高,压降小,持液量小操作弹性大等。填料塔的缺点是填料造价高;当液体负荷较小时不能有效地润湿填料的表面,使传质效率下降;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蒸馏不太适合等。填料选择 拉西环是最古老、最典型的一种填料,由于它结构简单,制造容易,价格低廉,性能指数较为齐全以及机械强度高,因此长久以来,尽管它存在严重缺点,但是仍受到厂家的欢迎,沿用至今。拉西环的缺点是结构不常开,有效空隙率比实际空隙率小得多,所以压力降比较大。拉西环在塔内的填料方式有两种:乱堆和整砌。乱堆装卸比较方便,但是压力降比较大,一般直径在 50mm 以下的拉西环用乱堆填料,直径在 50mm 以上的拉西环用整砌填料。当填料的名义尺寸小于 20mm 时,各本身的填料分离效率都明显下降。因此,25mm 的填料可以认为是工业填料中选用比较合理的填料。本次设计采用的为金属拉西环25mm25mm。表 1 金属拉西环 25mm25mm参数 项目 参数 项目 参数 公称直径 D=25mm 比表面积=220m/m 外径 d=25mm 空隙率=95%高度 h=25mm 堆积个数 N=55000 个/m 壁厚=堆积密度=640kg/m 干填料因子 a/=257/m 等板高度 H=湿填料因子=390/m 平均压降 p=m 设计任务书 设计题目 乙醇-水填料式精馏塔设计 设计条件 常压 p=1atm(绝压)。原料来自粗馏塔,为 9596饱和蒸汽,由于沿程热损失,进精馏塔时,原料温度约为90 塔顶浓度为含乙醇%(质量分数)的乙醇,产量为 25 吨/天;塔釜采用饱和蒸汽直接加热,从塔釜出来的残液中乙醇浓度要求不大于%(质量分数);塔顶采用全凝器,泡点回流,回流比 R=;厂址:徐州地区 1234512345离心泵再沸器填料式精馏塔冷凝器储罐乙醇水溶液设计任务 1、完成该精馏塔的工艺设计,包括辅助设备及进出口管路的计算和选型;2、画出带控制点工艺流程图、xy 相平衡图、塔板负荷性能图、塔板布置图、精馏塔工艺条件图;3、写出该精馏塔的设计说明书,包括设计结果汇总和设计评价。设计思路 乙醇-水溶液通过离心泵进入再沸器中,经过加热接近或达到泡点后,从底部进入填料式精馏塔中,在填料上易挥发组分乙醇进入气相,而难挥发组分水进入液相。易挥发组分乙醇通过塔顶管道进入冷凝器中,在冷凝器中由于温度降低乙醇冷凝,为了保证塔顶浓度为含乙醇%(质量分数),将冷凝器中的溶液重新回到填料式精馏塔中,重新蒸馏。精馏塔底部的液体回到再沸器中重新加热至泡点温度。经过重复多次精馏,在冷凝其中可以得到高纯度的乙醇,然后将乙醇通入储罐中。塔里的混合物不断重复前面所说的过程,而进料口不断有新鲜原料的加入。最终,完成乙醇和水的分离。乙醇水混合液经原料预热器加热,进料状况为汽液混合物 q=1 送入精馏塔,塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝,一部分入塔回流,其余经塔顶产品冷却器冷却后,送至储罐,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐(附流程图)。图 1 流程示意图 第二部分 工艺计算 平均相对挥发度的计算 由相平衡方程 xxy)1(1 (1-1)得:)1()1(yxxy (1-2)查阅相关资料,常压下乙醇和水的气液平衡数据如下表 表 2 常温常压下乙醇-水的平衡数据 x y x y 由道尔顿分压定律 yiPP BBAABAixPxPVV (1-3)得 )1()1(AAAABABAixxyyxxyy (1-4)将上表数据代入得:序号 1 2 3 4 5 序号 6 7 8 9 10 则 04.3.1010321 绘制 t-x-y 图及 x-y 图 表 3 乙醇水系统 txy 数据 沸点 t/乙醇摩尔数/%沸点 t/乙醇摩尔数/%气相 液相 气相 液相 82 根据上面表中的数据绘制乙醇-水的 t-x-y 相图,如下:图 2 乙醇-水相图 有图可知:tF84,tD79,tw100 精馏段平均温度:mt=(tF+tD)/2=(84+79)/2=提馏段平均温度:mt=(tF+tw)/2=(84+100)/2=92 全塔物料衡算 查阅相关文献,整理有关物性参数 表 4 乙醇-水物性参数 项目 数值 天处理原料能力 F=30t/天 质量分数 F=D=W=分子量 M 乙醇=kmol M 水=kmol 进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 F:进料量(kmol/h)Fx:原料组成(摩尔分数。下同)D:塔顶产品流量(kmol/h)Dx:塔顶组成 W:塔底残液流量(kmol/h)Wx:塔底组成 根据公式:BBAAAAAMwMwMwn (1-5)原料液乙醇的摩尔组成 Fx=01.18/68.007.46/32.007.46/32.0 塔顶产品乙醇的摩尔组成 Dx=0.9241/46.070.9241/46.070.0759/18.01 0.8264 塔底残夜乙醇的摩尔组成 Wx=0.003/46.070.003/46.070.997/18.010.001175 平均摩尔质量 根据公式可得:baaaMxMxM)1(_ (1-6)原料液的平均摩尔质量:kmolkgMF/37.2201.181553.0107.461553.0 馏出液的平均摩尔质量:0.826446.07(10.8264)18.0141.199/DMkg kmol 塔釜残液的平均摩尔量:0.00117546.07(10.001175)18.0118.043/WMkg kmol 全塔物料衡算:进料量:F=30 吨/天=hkmol/878.552401.1868.03000007.4632.030000 全塔物料衡算式:F=D+W 解之得:D=kmol/h ,W=h 表 5 物料衡算表 项 目 数 值 进料流量 F,kmol/h 塔顶产品流量 D,kmol/h 塔釜残液流量 W,kmol/h 进料组成,xF(摩尔分数)塔顶产品组成,xD(摩尔分数)塔釜残液组成,xW(摩尔分数)最小回流比的计算和适宜回流比的确定 最小回流比 平衡线方程 xxxxxxy04.2104.3)104.3(104.3)1(1 1553.0Fx 0.8264Dx 0.001175Wx 因为 1q 所以1553.0Fqxx 相平衡方程:359.011xxyq 泡点进料:qyy 最小回流比 :295.21553.0359.0359.08264.0minqqqDxyyxR 确定最适操作回流比 R 因为min0.21.1RR 所以取443.3295.25.15.1minRR 热量衡算 已求得:Dt78 Wt100 Ft80 1t=2t=92 Dt温度下:1pC=kJ/(kmolK)2pC=kJ/(kmolK)DpDppDxCxCC121 =kJ/(kmolK)Wt温度下:1pC=(kmolK)2pC=kJ/(kmolK)WpWppWxCxCC121 =kJ/(kmolK)Dt温度下:1=kg;2=kg;DDxx121 =kJ/kg (1)0时塔顶气体上升的焓VQ 塔顶以 0为基准,DDpDVMVtCVQ =kJ/h (2)回流液的焓RQ Dt78温度下1pC=kJ/(kmolK)2pC=kJ/(kmolK)DpDppDxCxCC121 =kJ/(kmolK)DpRtCLQ=kJ/h(3)塔顶馏出液的焓DQ 因馏出口与回流口组成一样,所以 DpDtCDQ=kJ/h(4)冷凝器消耗的焓CQ DRVCQQQQ=kJ/h(5)进料口的焓FQ Ft温度下:1pC=(kmolK);2pC=(kmolK);FpFppxCxCC121 =所以 FpFtCFQ=塔底残液的焓WQ WpWtCWQ =kJ/(kmolK)(7)再沸器BQ 塔釜热损失为 10%,则=设再沸器损失能量 BQQ1.0损,DWCFBQQQQQQ损 加热器的实际热负荷 FDWCBQQQQQ9.0 =+=h 求理论板数及加料 精馏段和提馏段操作线方程的确定 精馏段:hkmolRDL/931.35436.10443.3 hkmolDRV/367.46436.101443.31 111RxxRRyDnn 精馏段操作线方程:186.07749.01nnxy 提馏段:hkmolqFLL/809.91878.551931.35 hkmolFFqVV/367.4611931.351 1mmwLWyxxVV 提馏段操作线方程:001152.098.11mmxy (1-12)理论板数及加料板位置 精馏段:由平衡线方程的:yyx04.204.3与172.07913.01nnxy联立 已知 y1=xD=x1=110.61033.042.04yy 6589.0186.07749.012xy 依次类推,可得:x1 y1 x2 y2 x3 y3 x4 y4 x5 y5 x6 y6 由于 x3=xF=x4=xq=所以在第 3 和第 4 块塔板之间进料。提馏段 由平衡线方程的:yyx04.204.3与001677.001.21mmxy联立 2134.0001677.01070.001.2001677.001.256xy 0819.004.204.3666yyx 依次类推:x6=y6=x7=y7=x8=y8=x9=y9=x10=y10=x11=y11=x12=y12=x13=y13=x14=y14=x15=y15=x16=y16=x17=y17=由于 X17=xw=综上总共有 17 块塔板,其中精馏段塔板数为 4 块,提馏段为 12 块塔板,第 5 块塔板为进料板。填料高度计算 由于采用的是 25mm 钢制拉西环,所以压力降取 P=m,等板高度 HEPT=。填料塔总板数 N=17 所以,填料总高度为 mNHEPTZ82.71746.01 精馏段填料高度为 mZ84.146.041 提馏段填料塔高度为 mZZZ98.584.182.712 压力降计算 精馏塔的总压降 KPaPZPALL91.35.082.7 精馏段的压降 KPaPZPJING92.05.084.11 提馏段的压降 KPaPZPTI99.25.098.52 由于是采用的常压操作,所以顶部压强为常压,即 KPaPD3.101 进料口处压强为 KPaPPPJINGDF22.10292.03.101 塔底的压强为 KPaPPPALLDW21.10591.33.101 精馏塔主要尺寸的设计计算 流量和物性参数的计算 表 6 乙醇-水在不同温度下的密度 温度 1乙醇/mlg 1/mlg水 Dt=79 Wt=100 Ft=84 塔顶条件下的流量和物性参数 DDDxMxMM121=+=kmol 971.095.01733.08264.011211DDLxx=g 1L=mL=kg/m3 7915.273314.820.41325.1011RTMpDV=kg/m3 VMVD1=h 809.9120.411LMLD=h 进料条件下的流量和物性参数 FFFxMxMM121=+=kmol 8015.273314.838.22325.1012RTMpFV=kg/m3 958.01553.01703.01553.011212FFLxx=g 2L=mL=kg/m3 VMVVF22=h 精馏段:931.3538.222LMLF=h 提馏段:809.9138.222LMLF=h 塔底条件下的流量和物性参数 wwwxMxMM121=+=kg/kmol 10015.273314.805.18325.1013RTMpWV=kg/m3 958.0001175.01703.0001175.011213WWLxx=g 3L=mL=kg/m3 3VMVW=h 809.9113.183LMLW=h 精馏段的流量和物性参数 27723.0426.1221VVV=kg/m3 295.9062.848221LLL=kg/m3 269.103732.1910221VVV=h 214.80453.3782221LLL=h 提馏段的流量和物性参数 25895.07723.0232VVV=kg/m3 272.99595.906232LLL=kg/m3 263.84069.1037232VVV=h 250.166469.2054232LLL=h 6.体积流量 塔顶:smVVva/3721.03600426.132.19103111 进料:smVVva/3732.036007723.069.10373222 塔底:smVVva/3961.036005895.063.8403333 精馏段:smVVVaaa/3727.023732.03721.02321 提馏段:smVVVaaa/3847.023961.03732.02332 塔板效率 表 7 不同温度下乙醇-水黏度(mPas)温度 20 40 60 80 100 乙醇 水 全塔的平均温度:2100782WDttt=89 乙醇:495.0361.0495.0801008089 乙醇=mPas 水:3565.02838.03565.0801008089 水=mPas 因为LiiLx 所以,421.0353.08264.01435.08264.0LDmPas 353.0353.0001175.01435.0001175.0LW mPas 366.0353.01553.01435.01553.0F mPas 全塔液体平均黏度:387.02353.0421.02LWLDL mPas 由于 全塔效率245.049.0LTE245.0387.004.349.0=实际塔板数:471.017TTPENN=36 块(不含塔釜)第三部分塔板结构设计 气液体积流量 精馏段的气液体积流量 由图 2 乙醇-水相图可知,td=78(塔顶第一块板)tf=80(加料版)tw=100(塔底)xF=,xD=由相图查得 yF=,yD=,由公式 baaaMxMxM)1(_可得 MVF=mol,MVF=mol 精馏段的平均温度:Ctttfdm8.862 提馏段的平均温度:Ctttfwm8.962,表 8 精馏段溶液参数 项目 参数 位置 进料板 塔顶第一块板 摩尔分数 xF=xD=yF=yD=摩尔质量 kg/mol MF=MD=MVF=MVD=温度/80 78 液相平均摩尔质量:molkgMMMDF/785.312/199.4137.222/液相平均温度:CtttDFm792/)7880(2/)(表 9 乙醇和水的密度 温度()20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 乙醇的密度(kg/m3)795 785 777 765 755 746 735 730 716 703 水的密度(kg/m3)951 在平均温度为C79时 用内插法求得:水的密度3水/972mkg 乙醇的密度3乙醇/736mkg 液相平均密度为精馏段的液相负荷 hkmolRDL/93.35436.10443.3 hmLMLlmn/428.1800785.3193.353 由 RTMmnRTPV PRTRTVmPM 所以:RTPM 水乙醇lmxlmxlm,-11 (1-14)其中,平均质量分数67.02/)94.04.0(,lmx 则:00125.0179.97167.01110.73567.01lm 所以 3/800mkglm 精馏段塔顶压强 aDKPP3.1053.1014 若取单板压降为aKP7.0,则:进料板压强:0.7 11113.0FDaPPKP 气相平均压强:105.3 113.0109.1522DFmaPPPKP 气相平均摩尔质量:29.85441.30335.578/22VFvdVmMMMkg kmol 气相平均密度:3113.0 35.5781.366/8.314(80.89273.15)FVmVmP Mkg mRT 气相负荷:(1)(5.0781)6.40438.924/VRDkmolh 338.92435.5781013.79/h1.366VmnvmVMVm 表 10 精馏段的负荷 名称 气相 液相 平均摩尔质量 kg/kmol 平均密度 kg/m3 800 体积流量 m3/h 提馏段的气液体积流量 由图 2 乙醇-水相图可知,td=(塔顶第一块板)tf=(加料版)tw=(塔底)xF=,xW=由相图查得 yF=,yW=,由公式(1-6)可得 MVF=mol,MVF=mol 表 11 提馏段溶液参数 位置 进料板 塔釜 摩尔分数 xF=xW=yF=yW=摩尔质量 kg/mol MF=MW=MVF=MVW=温度/采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的气液相负荷 表 12 精馏段的负荷 名称 气相 液相 平均摩尔质量 kg/kmol 平均密度 kg/m3 体积流量 m3/h 塔径计算 塔径初步估算 图 3 填料塔泛点气速及气体压力降计算用关联图 根据流量公式可计算塔径,即uVDS4 (1)精馏段 212158.8770992.101.147434.2293LVVL=由图查得纵坐标为 178.02.02LLVfgu 已知填料因子1390m 精馏段平均温度:1t=2FVDtt=28078=79 L3/mkg,水的密度3水/972mkg 903.0水L Ls 泛点气速 smguLVLf/7762.6387.00992.1903.039058.87781.9252.0252.02.02.0 泛点速率经验值85.05.0/Fuu,取空塔气速为50%fu,则 u=s muVDS61.0258.114.33727.044(2)提馏段:21LVVL 由图查得纵坐标为 167.02.02LLVfgu 已知填料因子1390m 提馏段平均温度:2t=2801002FWtt=90 L3/mkg,水的密度3水/3.965mkg 9855.0水L Ls smguLVLf/1277.2387.06809.09855.039034.95181.9105.0105.02.02.0 泛点速率经验值85.05.0/Fuu,取空塔气速为50%fu,则 u=s muVDs46.00639.114.33847.044 圆整后:全塔塔径为 650mm 第四部分换热器 换热器的初步选型 塔顶冷凝器 热负荷 QC=(R+1)D(IVD-ILD)=(R+1)DMDrD=105 kcal/h。取冷却水的进口温度为 32,出口温度为 38,则换热平均温 差tm=,取换热系数 K=350 w/m2,则所需换热面积:S=105103/(3600350=m2 选择型号:标准系列 JB1145-73 Fg20(单程)塔底再沸器 热负荷 QB=(R+1)DMBrB=106 kJ/h。取导热油进口温度为 260,出口温度为 250,则换热平均温差tm=,取换热系数 K=500 w/m2;则所需换热面积:S=106103/(3600500=m2 选择型号:标准系列 JB1145-73 Fg20(单程)塔顶冷凝器的设计 公用工程:循环冷却水:进口温度 32,出口温度 38;导热油:进口温度 260,出口温度 250 表 13 不同流体的 K 值推荐 高温流体 低温流体 K 值推荐/kcal/m2h 有机蒸汽 水 350-650 高沸点碳氢化合物蒸汽 水 450-850 有机蒸汽与水蒸汽混合物 水 400-750 油汽蒸汽 水 350-450 水蒸气 水 1500-2500 甲醇蒸汽 水 450-550 选择水蒸气-水循环系统,选择换热器,具体参数见下表 表 14 换热器参数 外壳直径 D/mm 500 公称压力 P/Mpa 公称面积 A/m2 57 管程数 Np 2 管子排列方式 正方形 管子尺寸/mm 25 管长 l/m 3 管数 NT/根 248 管心距 t/mm 32 图 4 换热器工艺尺寸图 表 15 塔顶冷凝器设计计算结果汇总表 项目 数值 备注 换热器类型 固定管板式 换热器面积 57m2 管程流体 冷却水 壳程流体 塔顶汽相 管程流速 s 壳程流速 s 外壳直径 500mm 管程数 双程 管子长度 管子尺寸 25 正方形排列 折流板型式 弓形折流板 折流板间距 200mm 壳程压降 管程压降 第五部分精馏塔工艺条件 塔内其他构件 塔顶蒸汽管 从塔顶只冷凝器的蒸汽导管,尺寸必须适合,以免产生过大压降,特别在减压过程中,过大压降会影响塔德真空度。操作压力为常压,蒸汽速度。,本次设计取smWsmWPP/15/2012 mWVdVPP082.00992.11514.3360019.33954360041 圆整后 mmdP89 表 16 塔顶蒸汽管参数 内径22sd 外径11sd R 1H 2H 内管重/(kg/m)476 4133 225 120 157 回流管 冷凝器安装在塔顶时,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RW为,本次设计取smWR/5.0。mWLdLRR045.061.8275.014.3360043.23374360041 圆整后 mmdR45 表 17 回流管参数 内径22sd 外径11sd R 1H 2H 内管重/(kg/m)318 5.357 50 120 150 进料管 本次加料选用泵加料,所以由泵输送时FW可取s,本次设计取FW=s。mWFdLFF012.016.9110.214.33600275.6894360042 圆整后 mmdF14 表 18 进料管参数 内径22sd 外径11sd R 1H 2H 内管重/(kg/m)318 5.357 50 120 150 塔釜出料管 塔釜流出液体的速度WW一般可取s,本次设计取smWW/9.0。mWWdLWW017.012.9579.014.33600275.6894360043 圆整后 mmdW18 表 19 塔顶蒸汽管参数 内径22sd 外径11sd R 1H 2H 内管重/(kg/m)318 5.357 50 120 150 除沫器 除沫器用于分离塔顶出口气体中所夹带的液滴,以降低有价值的产品的损失,并改善塔后动力设备的操作。近年来,在国内石油化工设备中,广泛应用丝网除沫器。除沫器的直径取决于气体量及选定的气体速度。影响气体速度的因素很多,如雾沫夹带量,气、液体的密度,液体的表面张力和粘度以及丝网的比表面积等。其中,气体和液体的密度对气体速度的影响最大。气速计算 111VVLKKW 式中 K常数,取;11VL、塔顶气体和液体密度(kg/m3)smWK/34.2552.1552.105.744107.0 除沫器直径计算:mWVDK575.034.214.36077.044 液体分布器 采用蓬头式喷淋器。选此装置的目的是能使填料表面很好地润湿,结构简单,制造和维修方便,喷洒比较均匀,安装简单。(1)回流液分布器 流量系数取,本次设计取,推动力液柱高度 H 取。则小孔中液体流速 smgHW/89.006.081.9282.02 小孔输液能力 smLQL/1073.8360005.74443.233736002411 由 Q=fW得 小孔总面积 234102.189.082.01073.8mWQf 所以,小孔数 03.85104414.389.0102.142332dWfn,即为 86 个小孔。式中,d小孔直径,一般取410mm,本设计取4mm。喷洒器球面中心到填料表面距离计算 222sin2cotWgrrh 式中 r喷洒圆半径,mmmDr075.075752300100752 喷洒角,即小孔中心线与垂直轴线间的夹角,40,40取 mmmh174174.040sin89.02075.081.940cot075.0222(2)进料液分布器 采用莲蓬头 由前知 W=s smFQL/1096.216.911360022.9723600242 取 d=4mm,85.0 2441091.389.085.01096.2mWQf 71.27104414.389.01091.342342dWfn,即为 28 个小孔。40取 mmmh174174.040sin89.02075.081.940cot075.0222 莲蓬头的直径范围为mm6051取),51(3DDy 液体再分布器 液体在乱堆填料层内向下流动时,有偏向塔壁流动的倾向,偏流往往造成塔中心的填料不被润湿。塔径越小,对应于单位截面积的周边越长,这种现象越严重。为将流动塔壁处的液体重新汇集并引向塔中央区域,可在填料塔层内每隔一定高度设置液体再分布器,每段填料层的高度因填料种类而定,对鲍尔环,可为塔径的 510 倍,但通常不超过 6m。此次设计填料层的高度选塔径的 5 倍,故每m25.3565.0处装一个再分布器。选取截锥式再分布器,因其适用于直径以下的小塔。填料支撑板的选择 本次设计选用分块式气体喷射式支撑板。这种设计板可提供 100%的自由截面,波形结构系统承载能力好,空隙率大,宜于1200mm 以下的塔。在波形内增设加强板,可提高支撑板的刚度。他的最大液体负荷为145hmm23/,最大承载能力为40kPa,由于本塔较高,故选此板。表 20 分块式气体喷射式支撑板的设计参考数据 塔径 D/(mm)板外径 D1/mm 分块数 近似重量/N 300 294 2 28 表 21 支撑圈尺寸 塔径/(mm)圈外径1D/(mm)圈内径2D/(mm)厚度/(mm)重量/N 300 297 257 3 塔釜设计 料液在釜内停留 15min,装料系统取。塔底高(h):塔径(d)=1:2 塔底液料量 smVLSW/6217.03提 塔底体积 32434.15.06217.05.0mLVWW 因为 hdVW24,2dh 所以 321dVW mVdW890.014.32434.12233 mdh78.1890.022 塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量,顶部空间一般取,本设计取。手孔的设计 手孔是指手和手提灯能伸入的设备孔口,用于不便进入或不必进入设备即能清理、检查或修理的场合。手孔又常用作小直径填料塔装卸填料之用,在每段填料层得上下方各设置一个手孔。裙座的设计 由于塔径为mmD650,所以手孔可设计为直径为mmD200孔大小的圆孔。塔底常用裙座支撑,裙座的结构性能好,连接处产生的局部阻力小,所以它是塔设备的主要支座形式,为了制作方便,一般采用圆筒形。考虑到工艺中采用直立式再沸器,裙座高度取m.30,mmDb8201,mmDb11002 表 22 精馏塔各部分高度 单位:mm 塔顶 塔釜 鞍式支座 填料层高度 塔釜法兰高 1220 1780 300 6000 200 喷淋高度 塔顶接管高度 喷夹弯曲半径 进料口喷头上方高度 174 150 90 200 本次设计的填料塔的实际高度为:H=1220+1780+300+6000+200+174+150+90+200=10114mm 精馏塔配管尺寸的计算 塔顶汽相管径 dp 塔顶汽相出口流速 uv 与塔的操作压力有关,常压可取 1220m/s,减压可取 2030m/s。选择常压 20m/s 根据国标管径规格向上圆整,塔顶汽相管径 dp=150mm,塔顶汽相管型号选择 DN150 回流液管径 dR 回流量前已算出,自回流的流速范围为s;若用泵输送回流液,流速 uR 可取 1 m/s。采用自回流,流速取 s 根据国标管径规格向上圆整,回流液管径 dR=40mm,回流液管型号选择 DN40 加料管径 dF 料液由泵送时流速 uF 可取 s。料液选择由泵输送,流速 uF 取 s 根据国标管径规格向上圆整,加料管径 dF=20mm,加料管型号选择 DN20 釜液排出管径 dw 塔釜液出塔的流速 uw 可取 s。本设计采用流速 uw 为 s 根据国标管径规格向上圆整,釜液排出管径 dw=80mm,釜液排出管型号选择 DN80 再沸器返塔蒸汽管径 dv 常压与加压塔流速 uv可取 10m/s,减压塔可取 15m/s。此工艺采用常压,流速 uv可取 10m/s 根据国标管径规格向上圆整,再沸器返塔蒸汽管径 dv=125mm,再沸器返塔蒸汽管型号选择 DN125 表 23 精馏塔配管尺寸 管类 管径/mm 管型号 塔顶汽相管 DN150 回流液管 DN40 加料管 DN20 釜液排出管 DN80 再沸器返塔蒸汽管 DN125 精馏塔工艺尺寸 图5填料塔结构图 第六部分结构设计结果 表 24 塔板结构设计结果汇总 主要设计参数 名称 塔顶 塔底 进料 精馏段 提馏段 液相质量流量 kg/h 质量分数%32 摩尔分数%摩尔流量 kmol/h 温度 78 100 80 92 表 25 精馏塔主要工艺尺寸汇总 主要工艺尺寸 理论塔板数 17 实际塔板数 36 塔径 塔高 总结 课程设计能够提高化工专业学生对专业知识的理解与运用,能够加深自身对化工设备、流程的应用方面的知识的理解与掌握。塔设备作为化工生产中的一个重要的化工设备,对化工生产有着重要意义,不仅对产品本身,对品产量、质量、生产能力和消耗定额,以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。因此,掌握精馏塔的基本设计对身为化工专业学生十分重要的。参考文献 1 贾绍义,柴诚敬,化工原理课程设计天津大学出版社,2002 年 6 月。2 陈敏恒,丛德滋,方图南,齐鸣斋,化工原理,化学工业出版社,2006 年 5 月。3 刁玉玮,王立业,喻健良,化工设备机械基础,大连理工大学出版社 2012 年 1 月。4 刘光启,马连湘,刘杰,化学化工物性数据手册有机卷,化学工业出版社 2002 年 5 月。附录 符号说明 符号 意义 计量单位 D 塔顶馏出液 kmol/h F 进料液 kmol/h W 塔釜残液 kmol/h Dt 塔顶温度 Wt 塔釜温度 Ft 进料温度 Dx 塔顶组成 Fx 进料组成 Wx 塔釜组成 R 回流比 L 精馏段下降液体量 kmol/h V 精馏段上升蒸汽量 kmol/h L 提馏段下降液体量 kmol/h V 提馏段上升蒸汽量 kmol/h M 摩尔质量 kg/kmol pC 比热容 kJ/(kmolK)比汽化热 kJ/kg VQ 塔顶热量 kJ/h RQ 回流液热量 kJ/h DQ 馏出液热量 kJ/h CQ 冷凝器热量 kJ/h FQ