填料式精馏塔设计
化工原理课程设计说明书
设计题目：甲醇—水连续填料精馏塔
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指导老师：
2016年06月25日
目录
一、前言 (3)
二、设计条件 (4)
三、精馏塔的设计计算
1.由质量分率求甲醇水溶液的摩尔分率 (5)
2.全塔物料衡算 (5)
3.采用图解法，求解R Min，R (5)
4.填料塔压力降的计算 (6)
5.D、Z、P
计算 (7)
6.计算结果列表 (14)
四、辅助设备的选型计算
7.储槽的选型计算 (15)
8.换热器的选型计算 (16)
9.主要接管尺寸的选型计算 (19)
10.泵的选型计算 (21)
11.流量计选取 (21)
12.温度计选取 (22)
13.压力计选取 (22)
五、设备一览表 (23)
六、选用符号说明 (24)
七、参考文献 (25)
八、结束语 (25)
前言
甲醇俗称木醇，木精，是一种大宗有机化学品，它不仅容易运输和储藏，而且可以作为很多有机化学品的中间原料。由它可以加工成的有机化学品有100余种，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。随着近年来技术的发展和能源结构的改变，甲醇开辟了新的用途。甲醇是较好的人工合成蛋白质的原料，目前，世界上已经有30万吨的甲醇制蛋白质的工业装置在运行。甲醇是容易运输的清洁燃料，可以单独或与汽油混合作为汽车燃料，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。用孟山都法可以将甲醇直接合成醋酸。随着近年来碳一化学工业的发展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇树脂等产品，正在研究开发和工业化中。此外，甲醇在工业应用和实验室中是十分重要的溶剂。许多反应在甲醇作为溶剂时产率非常好。虽然有一定的毒性，但相对于其它有机溶剂来说，还是比较安全的。
本次设计采用填料式精馏塔，因为随着填料塔技术的不断完善，在性能上比板式塔要好很多，而且填料塔的结构比较简单，制造、维修难度和造价比板式塔低很多，所以选用填料塔，可以减少设计、制造、操作费用。也是符合实际生产需要的。
设计条件
生产能力：年产600吨甲醇-水溶液（年开工300天） 原料：轻组分为0.6（摩尔分率，下同）的甲醇-水混合溶液
分离要求：塔顶轻组分含量不低于99%，塔釜轻组分含量不高于1% 建厂地区：南京
主机（精馏塔）的设计计算
1.由质量分率求甲醇水溶液的摩尔分率：
()()4577.002
.18/60.0104.32/60.004
.32/60.0/1//=-+=-+=
B F A F A F F M a M a M a x
()()9825.002.18/99.0104.32/99.004
.32/99.0/1//=-+=-+=B D A D A D D M a M a M a x
()()005650.002
.18/01.0104.32/01.004
.32/01.0/1//=-+=-+=
B W A W A W W M a M a M a x 求
得各个物料的摩尔分率如下：
2.全塔物料衡算 F=
平均分子量总生产时间年处理量1
?
31574
.002.186.004.321
243000000001006=?+????=
h g h mol /
则有：
??
??=?+?=+???+=+=4577.03157W 0.005650D 9825.03157
W D Wx Dx Fx W D F W D F
解得 W=1696.1h mol / D=1640.9h mol / 3.采用图解法，求解R Min ，R
甲醇－水溶液的平衡数据及部分数据。
由平衡数据在坐标纸上描点，画出甲醇－水溶液的x-y 图 （下图）。 由图读知N=7 ，从塔顶算起第4块塔板为进料板，塔的理论塔板数为7。
原料泡点进料，故x q =x F =4577,从图可知y q =0.759，故有：
7418.04577
.0759.0759
.09825.0q q q Min x y y x R D =--=--=
对于指定的物系，R Min 只取决于分离要求，即设计型计算中达到一定分离程度所需回流比的最小值，实际操作回流比应大于最小回流比。但增大回流比，起初显著降底所需塔板层数，设备费用明显下降。再增加回流比，虽然塔板层数仍可继续减少，但下降的非常慢。与此同时，随着回流比的加大，塔内上升蒸气量也随之增加，致使塔径、塔板面积、再沸器、冷凝器等设备尺寸相应增大。因此，回流比增至某一数值时，设备费用和操作费用同时上升，回流比的采用原则是使设备费用和操作费用的总费用最小。通常，适宜回流比的数值范围为R=（1.1~2.0）R Min 。本设计中取R ＝2R Min 。 R=2 R Min =2×0.7418=1.4836 4. 填料塔压力降的计算
各组分的饱和蒸汽压由安托尼方程
C
T B
A Ln
p
s
+-
= 求得各组分的饱和蒸汽压的计算值：
塔顶的压力：109.5 kPa 塔釜的压力：（w t =103℃）
Pa P A 3874250
= Pa P B 1120600=
565000.0=A x 435099.0=B x
∴B B A A W x P x P P 00+=
=Pa 361611435099.0112060565000.0387425=?+? 所以精馏塔的压力降为：D W P P P -=?
=Pa 4116109500361611=- 5. D 、Z 、P ?计算 5.1精馏段 5.1.1平均温度m t
料液泡点进料，取85F t =℃,假设67D t =℃，则精馏段平均温度
8567
()762
m t +=
=精℃ 5.1.2平均分子量m M
塔顶：8259.01==
y x D ，由图可知=1x 0.975
=m V M D 0.9825?32.04+（1-0.99825）?18.02＝31.76kg/kmol =m L M D 0.975?32.04+(1-0.975)?18.02=31.65 kg/kmol
进料板： 4577.0=F x ， 由图可知759.0=F y
=VFm M 0.759?32.04＋（1-0.759）?18.02＝28.63kg/kmol =LFm M 0.4577?32.04+(1-0.4577)?18.02=24.41kg/kmol
精馏段平均分子量： ＝＝＋精馏）＝
2
24.41
65.312M M (LFm LDm +Lm M 28.03kg/kmol ＝＋精馏）＝2
M M (VFm VDm Vm M 28.63
276.31+=30.20kg/kmol
5.1.3精馏段平均操作压力m P
塔顶压力D P ＝109500Pa ，取每层塔板压力降P ?＝11
2622
＝238.36Pa ，则进料板压强 F P ＝238.36?7+109500＝111169Pa m P ＝
2
111169
1095002+=+F D P P ＝110334Pa
5.1.4液相密度Lm ρ
塔顶 由图一得759.0=A x
86
9.002
.18579.0104.32759.004
.32759.0M x 1B A ＝）（＝）－＋（?-+?????=
A A A A A M x M x a
查得67℃下甲醇3/755m kg A =ρ 水3/4.979m kg =ρ 由
1A
B
Lm LA LB
a a ρρρ=+
4
.97986
9.01755869.01
-+
=
Lm
ρ 得： Lm ρ＝757.58kg/m 3
进料板 由图知加料板液相组成4577.0=F x
600.002
.184577.0104.324577.004.324577.0M x 1B F ＝）（＝）－＋（?-+?????=
A F A F A M x M x a
查得85℃下甲醇3741/A Kg m ρ= 水3968.6/B Kg m ρ= 由
6
.968600
.01741600.01
-+
=
LFm
ρ 得：LFm ρ＝817.66kg/m 3 故精馏段液相平均密度 3
/787.62k g 2
817.6657.587(m Lm ＝精馏）＝+ρ
5.1.5精馏段汽相平均密度 mV ρ
33
Vm m mV /064.127376108.31427.9895
110334RT M P m kg ＝）
＋（＝（精馏）（精馏）＝???ρ 5.1.6液体粘度μ
查《化学工程手册》第一篇 ：
L A A
Log T B
μ=
-
塔顶： 67℃时
555.30555.30
0.498067273.15260.64LA Log μ=-=-+ 0.3177LA cp μ＝
658.25658.250.389567273.15283.16
LB
Log μ=-=-+ 0.4079LB cp μ=
4079.0ln 759.013177.0ln 759.0ln )1(ln ln ?-?=-+?）＋（＝LB A LA A LD x x μμμ
cp LD 0725.0=μ
进料板： 85℃时 555.30555.30
0.580185273.15260.64LA Log μ=-=-+ 0.2630LA u cp =
658.25658.250.486785273.15283.16
LB
Log μ=-=-+ 0.3260LB u cp = 3260.0ln 4577.012630.0ln 4577.0ln )1(ln ln ?-?=-+?）＋（＝进LB A LA A L x x μμμ
cp L 0604
.0=进μ 则精馏段平均液相粘度 0664cp .02
0604
.00725.0(＝精馏）＝+Lm μ
5.1.7汽相负荷计算
s m
o l D R D L V /6.8576.2)11.4826()1(=?+=+=+= s kg M V W Vm V /583.01030.2086.11(3＝精馏）＝-???= 5.1.8液相负荷计算
s m o l
RD L /4.09567.21.4836＝?== s kg M L W Lm L /0.115108.0324.095(3＝精馏）＝-???= 5.1.9填料选择
目前市场上规整填料价格较昂贵，且甲醇－水不属于难分离系统，腐蚀性较小，故采用价格低、性能优良的散装金属拉西环DN25填料，查表得填料因子
=Φ257。
5.1.10塔径计算(采用埃克特通用关联图计算) 横坐标
0268.0604
.839055.13.0227.0)(5
.05.0＝）（?=L V V L W W ρρ 查《化工传质与分离过程》 图4－33可得 纵坐标
21.0)(2.02=ΦμρρψL
V F g u ===604.8394
.979L ρρψ水 1.17
故 258.03182.0)604
.839055.1(81.917.1257)(2.022.02=????=ΦF L L V F F u g u μρρψ
得 F u ＝2.305m/s
取安全系数0.7， s m u u F /614.17.0305.27.0＝?=?=
s V V S /m 192.0055.110265.2503.8M 33
Vm Vm ＝＝（精馏）（精馏）-???=ρ
m u V D S 347.003
.214.3192.044=??==
π 圆整塔径 取D=0.400m
此时700.0305
.2614.1'/53.140
.014.3192
.044'2
2===??==
F S u u s m D V u π符合0.5～0.85范围,所以塔径圆整适合
5.2提馏段 5.2.1平均温度m t
料液泡点进料，取85F t =℃, 103=W t ℃则提馏段平均温度
942
103
85)(＝＝
提馏+m t ℃ 5.2.2平均分子量m M
塔底 由图可001127.0＝W x ，=W y 0.0023
=m V M W 0.0023?32.04+（1-0.0023）?18.02＝18.05kg/kmol
=m L M W 0.001127?32.04+(1-0.001127)?18.02=18.04kg/kmol
进料板 =VFm M 0.440?32.04＋（1-0.440）?18.02＝24.33kg/kmol
=LFm M 0.1165?32.04+(1-0.1165)?18.02=19.61kg/kmol
提馏段平均分子量：
82.182
61
.1902.182M M (LFm LWm
＝＝＋提馏）＝+Lm M kg/kmol
＝＋提馏）＝2
M M (VFm VWm Vm M 233
.2404.18+=21.19kg/kmol
5.2.3操作压力m P ’
塔釜压力W P ＝112703Pa ，则进料板压强 F P ＝112370Pa 'm P ＝
2
111169
1123702+=+F W P P ＝111769.5Pa 5.2.4提馏段平均液相密度Lm ρ 塔釜 由图一得 WA x ＝0.001127
00020
.002
.18001127.0104.32001127.004
.32001127.0M x 1B A ＝）（＝）－＋（?-+?????=
A A A A A M x M x a 查得103℃下，甲醇密度3710/A Kg m ρ= 水3956.2/
B Kg m ρ=
由
1A
B
Lm LA LB
a a ρρρ=+
2
.9560002
.017100002.01
-+
=
Lm
ρ 得： Lm ρ＝956.080kg/m 3
进料板 L F m ρ＝915.988kg/m 3 故提馏段平均液相密度 3/kg 034.9362
988
.91508.956(m Lm ＝提馏）＝+ρ
5.2.5提馏段汽相平均密度Vm ρ
3
3
Vm m V /776.027349108.31421.20111645.5RT M 'P m kg m
＝）
＋（＝（提馏）（提馏）＝???ρ 5.2.6提馏段平均液相粘度μ’
查《化学工程手册》第一篇 ：
L A A
Log T B
μ=
- 塔底 103℃ 555.30555.30
0.6543103273.15260.64LA Log μ'=
-=-+ 0.2217LA cp μ'＝
658.25658.25
0.5747103273.15283.16
LB Log μ'=
-=-+ 0.2663LB cp μ'=
2663.0ln )001127.01(2217.0ln 001127.0'ln )1('ln ln ?-+?=-+?LB A LA A L x x μμμ＝底 底L μ＝0.2663cp 进料板： 85℃时
3260.0ln )1165.01(2630.0ln 1165.0ln )1(ln ln ?-+?=-+?LB A LA A L x x μμμ＝进 进L μ=0.3182cp
则提馏段平均液相粘度 cp 2923.02
3182
.02663.0(＝提馏）＝+Lm μ
塔板效率
E T =0.17-0.616lg μ=0.487 N=N T /E T =22.6
实际塔板数应取23块。 5.2.7液相负荷计算
s qF L L /mol 81.2861.23120.5'＝?+=+=
s kg M L W Lm L /542.01082.1881.28('3＝提馏）＝-???= 5.2.8汽相负荷计算
s mol V V /03.8'==
'V W ＝s kg M V VM /170.01020.2103.8('3＝提馏）＝-??? 5.3塔径计算(采用埃克特通用关联图计算) 横坐标
0920.0027.936760.0168.0542.0)(''5
.05.0＝）（?=L V V L W W ρρ 查《化工传质与分离过程》 图4－33可得 纵坐标
149.0)(2.02=ΦμρρψL
V F g u ===027.9362.956L ρρψ水 1.022
继续采用散装金属拉西环DN25填料
189.02923.0)027
.936760
.0(81.9022.1257)(2.02
2.02=????=ΦF L L V F F u g u μρρψ
得u F ＝3.698m/s
取安全系数0.7， s m u u F /588.27.0698.37.0＝?=?=
s V V S /m 224.0760.01020.2103.8M ''33
Vm Vm ＝＝（提馏）（提馏）-???=ρ
m u V D S 352.030
.214.3224
.04'4=??==
π 圆整塔径 取 D=0.400m
此时50.0698
.3783.1'/783.1400
.014.3224
.04'4'2
2===??==
F S u u s m D V u π 符合0.5～0.85范围,塔径圆整合适
5.4.塔高的计算
等板高度法，取HETP ＝0.5m
5.4.1精馏段 111()T Z HETP N =? 6=T N m 0.365.0'1＝?=Z 取安全系数为1.4 m 2.44.10.3Z 1＝＝?
5.4.2提馏段 222()T Z HETP N =? 5=T N
m 5.255.0'2＝?=Z 取安全系数为1.4 m 5.34.15.22＝?=Z
Z=Z 1+Z 2＝3.5+4.2＝7.7m 5.5压降P ?的计算 5.5.1精馏段
0885.03162.0)604
.839055
.1(81.917.125768.1)(2.022.02=????=ΦL L V F g u μρρψ 0209.004.839055.122.013.0)(5.05.0＝）（?=L V V L W W ρρ 查埃克特通用关联图得：
m Pa Z
P
/81.963?=?
Pa P 7.25952.481.963(＝精馏）＝??? 5.5.2提馏段
054.02923.0)027
.936760
.0(81.9022.1257783.1)(2.022.02=????=ΦL L V F g u μρρψ 0920.0207.936760.0168.0542.0)(''5.05.0＝）（?=L V V L W W ρρ 查埃克特通用关联图得：
m Pa Z
P
/81.940?=? Pa P 4.13735.381.940(＝提馏）＝???
P P '??与检验： Pa P P P 9.39274.13735.2554)()('＝＋＝提馏精馏?+?=?
0156.04032
9
.39274032'=-=??-?P P P <0.05 所以假设成立，D ＝0.400m 6.计算结果列表 6.1.物料衡算
6.2.填料塔参数
辅机（辅助设备）的选型计算
7.1原料储槽的选型计算
原料液的存储量是要保证生产能正常进行，主要根据原料生产情况及供应周期而定的。
根据经验，取储槽中的原料液温度为t=25℃，此时进料液中各物料的物性是： 甲醇：3791-?=m Kg A ρ 质量浓度185.0=A a 水： 3998-?=m Kg B ρ 质量浓度815.0=B a ∴ 进料液体积流量13189.272001000150007200100015000-?=??+?=
h m a a V B
B
A A S ρρ
在工业中为了安全起见，储槽一般要留出一定空间。取储槽安全系数为0.7（安全系数，又称装填系数，是指有效容积占储槽总容积的百分率），按大工厂计算，取24小时进料量计算，故所需的储槽实际体积为： 304.757
.0189
.2247.024m V V S =?==
原料储槽 原料储槽工作于常温、常压下，甲醇是一级防爆产品。综合以上因素，最终选用立式平底锥盖容器系列（JB1422-74），选公称容积380m V g =，图号为：R22-00-15。 7.2中间槽
中间槽是储存回流量及出料的储罐。甲醇精馏过程为连续生产，中间槽的设计依据是中间槽装液60％～80％能保持至少1～2个小时的流量，该设计任务中，槽装液70％，即取安全系数为0.7，保持流量2小时。
取储槽中的料液温度为t=40℃，此时进料液中各物料的物性是： 甲醇：3771-?=m Kg A ρ 质量浓度985.0=A a 水： 32.992-?=m Kg B ρ 质量浓度015.0=B a ∴ 进料液体积流量为：
1
3724.0298
.311)2.992015.0771985.0(219.76549.31111
-?=+?+??=+?
?
?=h m R D M V D
D S ρ
3804.247
.0724
.0247.024m V V S =?==
塔顶储槽 选用卧式无折边球形封头容器系列，标准号JB1427-74，选公称容积
325m V g =，图号为：R22-0.7-21。 7.3塔底冷凝液储槽
仍取储槽中的料液温度为t=40℃， 进料液体积流量为：
13169.0)2
.992998
.0771002.0(
286.9023.181
-?=+??=?
?=h m W M V W
W S ρ 3784.57
.0169
.0247.024m V V S =?==
塔底储槽 选用立式平底平盖容器系列，标准号JB1421-74，选公称容积36m V g =，图号为：R21A-00-15。 8.换热器的选型计算
在本设计任务中，甲醇浓度都比较高，在换热时不能直接与冷流体混合，所以应采用间壁式换热器。在冷、热流体的初、终温度相同的条件下，逆流的平均温差较并流的大。因此，在换热器的传热量Q 及总传热系数K 值相同的条件下，采用逆流操作效果较好。若换热介质流量一定时，可以节省传热面积，减少设备费；若传热面积一定时，可减少换热介质的流量，降低操作费。因而，工业上多采用逆流操作。
同时，若换热器两端冷、热流体的温差大，可使换热器的传热面积小，节省设备投资。但要使冷、热流体温差大，冷却剂用量就要大，增加了操作费用，故温差的取值应考虑其经济合理性，即要选择适宜的换热器两端冷、热流体温差，使投资和操作费用之和最小。 8.1原料液换热器
根据《化工设计》书可知K 的取值范围一般在400)/(600~2C m W ，由于换热器在使用过程中会形成污垢，导致K 的减小， 故取K=400)/(2C m W 进料温度85F t =℃
查《化学工程手册》第1篇可得：
25℃ 甲醇0.569p C Kcal =/Kg ℃ 85℃ 甲醇0.582p C Kcal =/Kg ℃
水 0.998p C Kcal =/Kg ℃ 水 1.000p C Kcal =/Kg ℃
12120.5690.582
0.575/0.569
ln ln
0.582PA PA PA PA PA C C C Kcal Kg C C --∴=
==℃18.424/Kcal Kmol =℃ 1212
0.998 1.0000.999/0.998
ln ln
1.000PB PB PB PB PB C C C Kcal Kg C C --∴=
==℃17.997/Kcal Kmol =℃ C Kmol Kcal C x C
x C PB A PA
A p
/04.18997.17)1165.01(424.181165.0)1(=?-+?=?-+?= ＝75.50C Kmol KJ /
进料温度为25摄氏度。如图所示：
逆流换热，采用饱和蒸汽加热：
11002575t C ?=-=? 21008515t C ?=-=?
1212
7515
37.2875
ln ln
15m t t t C t t ?-?-?=
==??? C t 602585=-=? s mol F /61.23=
据热量衡算可得： 217.728
.3740060
50.7561.23m t K t FC S m P =???=??=
查《化工工艺设计手册》选取: 浮头式换热器，型号为：F B 325－5－40－2，公称直径325mm ，公称压力402/cm kgf ，2管程，排管数32根，管子为5.225?Φ，换热面积为5m,计算传热面积7.4m 。标准图号为：JF001。
℃
℃ t
8.2塔顶冷凝器
假设冷流体从25℃升至40℃，热流体从气体冷凝为液体
67℃时，查得甲醇、水的汽化潜热：
1074/107432.041634412.7/A r KJ Kg KJ Kmol ==?= 1850/185018.014833327.4/B r KJ Kg KJ Kmol ==?=
Kmol
KJ x r x r r D B D A /34375)9650.01(4.333279650.07.34412)1(=-?+?=-+=??
逆流换热，采用水冷却
(6725)(6740)
33.956725ln
6740
m t ---?=
=--℃
取2400/()K W m K =? s mol V /03.8= 据热量衡算可得： 233.2095
.3340034375
03.8m t K r V S m =??=??=
查《化工工艺设计手册》上册（第一版） 选取U 型管式换热器 型号为YA 325-25-64/64-4图号为JY006 8.3塔底再沸器
103℃时 查得甲醇、水的汽化潜热：
998/99832.041631977.5/A r KJ Kg KJ Kmol ==?= 2250/225018.014840533.3/B r KJ Kg KJ Kmol
==?=
Kmol KJ x r x r r w B w A /66.40523001127.013.40533001127.05.31977)1）＝（－（-?+?=?+?=逆流换热， 采用130℃的水蒸气加热
130********W t t ?=-=-=℃
取2400/()K W m K =? s m o l
V V /03.8'==
t
214.3027
4004
,4053103.8''m t K r V S =??=???=
查《化工工艺设计手册》上册（第一版），选用立式虹吸式重沸器，型号为：GCH600
－16－30，公称直径600mm ，公称压力162/cm kgf ，管子数32根，标准图号为：JB1146－71。计算值大于所需的实际传热面积，故符合要求。
9.主要接管尺寸的选型计算
管径设计是根据流体的特性、工艺要求及基建费用和运转、维修费用的经济比较确定。管径大，则壁厚，基建费用增加；管径小，流动阻力大，运转费用增加。初步选定流体流速后，通过计算确定管径，最后圆整到符合公称直径的要求。 9.1进料管
已知料液流率为12000吨/年 料液密度为915.988Kg/m 3,则
料液体积流率，＝988
.9156060720010150003
????=
F V 0.00064s m /3 取管内流速0.5/F u m s =， 则进料管直径 mm m u V d F
F 40040.05
.014.300064
.044==??==
π
查《化工流体流动与传热》上册 取进料管尺寸为0.445?Φ，热轧无缝钢管 标准型号为YB-231-64 9.2塔顶气体出口管
近似取精馏段体积为塔顶蒸汽体积流率T V
s mol V /03.8=, VDm M =31.55kg/kmol
=+???=??=-)
15.27367(314.81055.311095003
T R M P VDm D V ρ 1.22223/m kg
s m M V V V
VDm
r /21.02222
.11055.3103.833
=??=?=
-ρ
取管内蒸汽流速15/T u m s =， 则塔顶蒸汽出口管直径 mm m d T 5.1331335.014
.31521
.04==??=
查《化工流体流动与传热》上册 取釜液出口管尺寸为0.4152?Φ，热轧无缝钢管 标准型号为YB-231-64 9.3回流进口管
回流液密度219.763=Lm ρkg/m 3， =m L M D 30.92kg/kmol 回流液体积流率 s
m M L V L
LDm
R /1011.2219
.7631092.3020.5343--?=??=?=
ρ ＝0.7584h m /3
取管内流速0.5/F u m s =，
则回流进口管直径 mm m d R 2.230232.05
.014.31011.244
==???=-
查《化工流体流动与传热》上册 取回流管尺寸为32 2.5Φ?，热轧无缝钢管 标准型号为YB-231-64 9.4釜液出口管
釜液流率 W=25.956s mol / 釜液密度Lm ρ＝956.081kg/m 3
=m L M W 18.02kg/kmol
体积流率 LWw
LWm
W M
W V ρ?=
＝
s m /1089.4066
.9561002.18956.25343
--?=?? 取管内流速0.5/W u m s =，
则釜液出口管直径 mm m d W 3.350353.05
.014.31089.444
==???=-
查《化工流体流动与传热》上册 取釜液出口管尺寸为5.238?Φ，热轧无缝钢管，标准型号为YB-231-64 9.5再沸器进口管
s mol V V /03.8'== =m V M W 18.05kg/kmol
33
/6485.0)
15.273103(314.81005.18112370m kg T R M P VWm W V =+???=??=-ρ
填料塔附属设备设计
5 优化设计计算 5.1 数据预处理 5.2 塔径的计算 5.3 填料层高度的计算 5.4 精馏塔塔体年投资折旧费及维修费用1J 5.5 冷凝器年运转费用2J 5.6 再沸器年运转费用或加热蒸汽费用3J 5.7 填料年折旧费用 5.8 汽液负荷 5.9 年总费用与回流比的关系 6 填料塔水力学性能校核 6.1 泛点率校核 6.2核算径比 80032825 T p D d ==>>8 6.3核算喷淋密度 v min ()(M.W.R)0.0820916.72 L a =?? t a [m 3/(m .h)] 回流液opt L R D mol h ==? 6.4 填料塔压降 化原下册P151图11-27Ekert 泛点和压降通用关联图可查得每米填料层压力降。 7 附属设备的设计与选型 7.1 塔顶冷凝器
7.1.1 初估冷凝器传热面积 7.1.1.1 冷凝器传热量 D opt D D D Dr R Dr R Vr Q )1()1(+=+== 7-1 式中 D Q 冷凝器传热量，kJ/h ； V 精馏段汽相流量，kmol/h ； D r 冷凝器中汽相冷凝潜热，kmol kJ/； D 塔顶产品流量，kmol/h ； R 、opt R 回流比和最佳回流比。 7.1.1.2 冷凝器传热推动力 opt D D opt m t T t T t t t ,211,2ln ---= ? 7-2 式中 m t ? 冷凝器传热推动力，C ?； D T 冷凝器汽相（第一块塔板汽相）露点温度，C ?； 1t 冷凝器中冷却水进口温度，C ?； opt t ,2 冷凝器中冷却水最佳出口温度，C ?。 若C 50)(1max ?>-=?t T t D m ，则冷凝器应装有温度补偿装置或采用浮头式换热器。 7.1.1.3 初估冷凝器传热面积 )(m D D D t K Q A ?= 7-3 式中 D A 冷凝器传热面积，2m ； D K 冷凝器总传热系数，C)h kJ/(m 2???。 取D K （初估）值代入式7-3 得D A （初估）。 根据D A （初估）从换热器系列型号中选择固定管板式列管换热器，其尺寸为： 公称直径 公称压力 管程数 管子根数 换热面积 管长 管子排列方式 管子规格 7.1.2 冷凝器选型 7.1.2.1 冷凝器传热系数的校核 1 2 1121222111d d d d R d d b R K s m s αλα++++= 7-4 式中 1α、2α 冷凝器管内、外对流给热系数，C)W/(m 2??；
设备选型-精馏塔设计说明书
第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述 本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据 气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下： 《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔
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，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。 填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。 填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料 塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。 在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料 板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液
苯-甲苯精馏塔课程设计报告书
课程设计任务书 一、课题名称 苯——甲苯混合体系分离过程设计 二、课题条件（原始数据） 1、设计方案的选定 原料：苯、甲苯 年处理量：108000t 原料组成（甲苯的质量分率）：0.5 塔顶产品组成：%99>D x 塔底产品组成：%2 设计容 摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工﹑炼油﹑石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；苯--甲苯；工艺计算；结构图 一、简介 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。 甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯 填料塔的附属结构填料支承板（Packing support plate ） 主要包括：填料支承装置；液体分布及再分布装置；气体进口分布装置；除沫装置等。 要求：（1）足够的机械强度以承受设计载荷量，支承板的设计载荷主要包括填料的重量和液体的重量。（2）足够的自由面积以确保气、液两相顺利通过。总开孔面积应不小于填料层的自由截面积。一般开孔率在70%以上。常用结构：栅板；升气管式；气体喷射式。 栅板（support grid）： 优点是结构简单，造价低； 缺点是栅板间的开孔容易被散装填料挡住，使有效开孔面积减小。 升气管式：具有气、液两相分流而行和开孔面积大的特点。气体由升气管侧面的狭缝进入填料层。 气体喷射式（multibeam packing support plate）： 具有气、液两相分流而行和开孔面积大的特点。气体由波形的侧面开孔射入填料层。 床层限位圈和填料压板（Bed limiter and hold down plate）填料压紧和限位装置安装在填料层顶部，用于阻止填料的流化和松动，前者为直接压在填料之上的填料压圈或压板，后者为固定于塔壁的填料限位圈。 规整填料一般不会发生流化，但在大塔中，分块组装的填料会移动，因此也必需安装由平行扁钢构造的填料限制圈。 液体分布器（Liquid distributor） 作用：将液体均匀分布于填料层顶部。 莲蓬头分布器： 一种结构十分简单的液体喷洒器，其喷头的下部为半球形多孔板，喷头直径为塔径的1/3~1/5，一般用于直径在0.6m以下的塔中。它的主要缺点是喷洒孔易堵塞，且气量较大时液沫夹带量大。 化工机械基础填料塔设计方案 1.水吸收氨气填料塔工艺设计方案简介 1.1任务及操作条件 ①混合气(空气、NH3 )处理量： 26003/ m h； ②进塔混合气含NH3 7% (体积分数)；温度:20℃； ③进塔吸收剂(清水)的温度:20℃； ④ NH3回收率：96%； ⑤操作压力为常压101.3k Pa。 1.2填料的选择 塔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，其性能优劣是决定填料塔操作性能的主要因素。填料的比表面积越大，气液分布也就越均匀，传质效率也越高，它与塔件一起决定了填料塔的性质。因此，填料的选择是填料塔设计的重要环节。塔填料的选择包括确定填料的种类、规格及材料。 散装填料是一个个具有一定几何形状和尺寸的颗粒体，一般以随机的方式堆积在塔，又称为乱堆填料或颗粒填料。散装填料根据结构特点不同，可分为环形填料、鞍形填料、环鞍形填料及球形填料等。 塑料填料的材质主要包括聚丙烯、聚乙烯及聚氯乙烯等，国一般多采用聚丙烯材质。塑料填料的耐腐蚀性能较好，可耐一般的无机酸、碱和有机溶剂的腐蚀。其耐温性良好，可长期在100℃以下使用。设计选用填料塔，填料为散装聚丙烯DN 阶梯环填料。 50 国阶梯环特性数据 2. 工艺尺寸计算 2.1基础物性数据 2.1.1液相物性数据 对低浓度吸收过程，溶液的物性数据可近似取纯水的物性数据。由手册查的，20℃水的有关物性数据如下： 密度：ρ1 =998.2Kg ／m 3 粘度：μL =1.005mPa ·S =0.001Pa ·S=3.6Kg ／（m ·h ） 表面力：σL =72.6dyn ／cm=940 896Kg ／h 2 氨气在水中的扩散系数：D L =1.80×10-9 m 2/s=1.80×10-9×3600 m 2/h=6.480 ×10-6m 2/h 2.1.2气相物性的数据 混合气体平均摩尔质量： M VM =Σy i M i =0.070×17+0.930×29=28.16 混合气体的平均密度： ρvm =RT PM VN =100×28.16／(8.314×293)=1.166Kg ／m 3 混合气体的粘度可近似取为空气的粘度，查手册的20℃空气的粘度： μV =1.81×10—5Pa ·s=0.065Kg ／（m ·h ） 查手册得氨气在20℃空气中扩散系数： D v = 0.189 cm 2/s=0.068 m 2/s 2.1.3气液相平衡数据 20C 下氨在水中的溶解度系数：)/(725.03kpa m kmol H ,常压下20℃时亨利系数：S L HM E =998.2／(0.725×18.02)=76.40Kpa 相平衡常数： 756.0100 02.18725.02.998 P HM P E m S L 2.1.4 物料衡算 4.3 填料精馏塔设计示例 4.3.1 化工原理课程设计任务书 1 设计题目 分离甲醇-水混合液的填料精馏塔 2 设计数据及条件 生产能力：年处理甲醇-水混合液0.30万吨（年开工300天） 原料：甲醇含量为70%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶甲醇含量不低于98%，塔底甲醇含量不高于2% 建厂地址：沈阳 3 设计要求 （1）编制一份精馏塔设计说明书，主要内容： ①前言； ②流程确定和说明； ③生产条件确定和说明； ④精馏塔的设计计算； ⑤主要附属设备及附件的选型计算； ⑥设计结果列表； ⑦设计结果的自我总结评价与说明； ⑧注明参考和使用的设计资料。 （2）编制一份精馏塔工艺条件单，绘制一份带控制点的工艺流程图。 4.3.2 前言 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 与物性有关的因素 ①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。 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。 2 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。 ④要求塔内持液量、停留时间短、压强小的物系，宜用规整填料。 4.3.3 流程确定和说明 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 化工原理课程设计说明书 设计题目：甲醇—水连续填料精馏塔 设计者： 专业： 学号： 指导老师： 2007年7 月13日 目录 一、设计任务书 (1) 二、设计的方案介绍 (1) 三、工艺流程图及其简单说明 (2) 四、操作条件及精熘塔工艺计算 (4) 五、精熘塔工艺条件及有关物性的计算 (14) 六、精馏塔塔体工艺尺寸计算 (19) 七、附属设备及主要附件的选型计算 (23) 八、参考文献 (26) 九、甲醇－水精熘塔设计条件图 一、设计任务书 甲醇散堆填料精馏塔设计： 1、处理量：12000 吨/年(年生产时间以7200小时计算) 2、原料液状态：常温常压 3、进料浓度：41.3%(甲醇的质量分数) 塔顶出料浓度：98.5%(甲醇的质量分数) 塔釜出料浓度：0.05%(甲醇的质量分数) 4、填料类型：DN25金属环矩鞍散堆填料 5、厂址位于沈阳地区 二、设计的方案介绍 1、进料的热状况 精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受厦门季节温度影响，而且基于恒摩尔流假设，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。 2、精熘塔的操作压力 在精馏操作中，当压力增大，混合液的相对挥发度减小，将使汽相和液相的组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小，混合液的相对挥发度增大，α值偏离1的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。在实际设计中，要充分考虑这两 目录 一、概述 二、设计方案和工艺流程的确定 三、塔的物料衡算四、回流比确定 五、塔板数的确立 六、塔的工艺条件及物性数据计算 七：塔和塔板主要工艺尺寸计算 八、塔板的流体力学验算 十、热量衡算 十一、筛板塔的设计结果总表 十二、辅助设备选型及接管尺寸 十三、精馏塔机械设计计算 十四、设计中的心得体会 一、概述： 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质，热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐渐接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（也有并流向下者）与液体接触进行质热传递，气液组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的要求：（1）生产能力大；（2）传质传热效率高;(3)气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量小（6）制作安装容易，维修方便。（7）设备不易堵塞，耐腐蚀。 其中板式塔又可分为有降液管的塔板（如泡罩塔，浮阀塔，筛板塔，舌型，S型等）和无降液管的（如穿流式筛板，穿流式波纹板）该课程涉及到的是板式塔中的浮阀塔，其广泛用于精馏、吸收、和解吸等过程。其主要特点是再塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀的周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触，浮阀课根据气流流速地大小上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种。国内多采用盘式，其优点为生产能力大，操作弹性大，分离效率较大，塔板结构较简单。此型中的F-1型结构简单，已经列入部颁标准，因此型号的重阀操作稳定性好，一般采用重阀。 二、设计方案和工艺流程的确定: 在此次课程涉及中主要介绍浮阀塔在精馏中的应用，精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器、和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料再塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器的冷却物质将余热带走。此过程中因考虑节能。 另外，为保持塔的稳定性，流程除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以受泵操作波动影响。 塔顶冷凝器装置根据生产情况以决定采用全凝器和分凝器。一般，塔顶分凝器对上升蒸汽虽由一定的增浓作用，当在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确的控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器 操作压强由常压、低压和高压操作，其取决于冷凝温度，一般都采用常压，对于热敏性物质或混合液沸点过高的物质则宜采用减压操作，而常压下为气态的物质采用高压操作。 对于物料的进料，一般情况下采用冷进料，但是为了考虑塔的操作稳定性，则一把采用泡点进料。 甲醇—水分离装置的工艺设计 摘要 甲醇是一种重要的化工原料，其用途广泛，是基础的有机化工原料和优质燃料。主要应用于精细化工，塑料等领域，用来制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲氨、硫酸二甲脂等多种有机产品，也是农药、医药的重要原料之一。 甲醇易于吸收水蒸汽、二氧化碳和某些其它物质，因此只有用特殊的方法才能制得完全无水的甲醇。精馏是应用最广的传质分离操作，板式塔是目前最主要的精馏塔塔型，对它的研究一直长盛不衰。筛板塔和浮阀塔成功地取代泡罩塔是效益巨大的成果。板式塔的设计已达到较高水平，设计结果比较可靠。马伦戈尼效应造成的界面湍动现象和汽液两相间的不同接触工况的研究，使认识得到了深化，对传质效率的研究有所促进。具有各种特点的新型塔板开发研究不断取得成果。对于塔板上汽液两相流动和混合状况、雾沫夹带及它们对效率的影响研究不断深入，但离得到一个通用而可靠的效率估算模型尚有较大距离，特别是多元系统的效率。进一步深入进行塔中汽液两相流动状况的研究，对于预测压降、传质效率和塔板的可操作区域，对于认识至今了解甚少的降液管中状况都十分有意义。 关键词：甲醇；精馏；板式塔 目录 摘要 (1) 目录 (2) 前言 (3) 第一章文献综述 (5) 1.1甲醇 (5) 1.1.1甲醇的性质 (5) 1.1.2甲醇的用途 (5) 1.1.3甲醇工业 (5) 1.1.4甲醇的下游产品 (6) 1.2精馏原理 (7) 1.3板式塔 (8) 1.3.1 板式塔分类 (8) 1.3.2 板式塔的结构 (8) 1.3.3 板式塔的特点 (10) 1.3.4 板式塔的作用 (10) 第二章设计部分 (12) 2.1设计任务 (12) 2.2 设计方案的确定 (12) 2.3 设计计算 (12) 2.3.1 精馏塔的物料衡算 (12) 2.3.2 精馏塔塔板数的确定 (13) 简单填料精馏塔设计 设计任务：规定F 、xF 、xD 、xW ，设计出能完成分离任务的板式精馏塔 1. 回流比 ● 最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e e e x y R y x -= - (1) 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min 0(1)(1)e e W y R D qF L V R D q F x x -+==+--- (2) 所需基础数据：气液相平衡数据 丙酮-水 xi = [0 0.01 0.02 0.05 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相丙酮平衡浓度 yi = [0 0.253 0.425 0.624 0.755 0.793 0.815 0.830 0.839 0.849 0.859 0.874 0.898 0.935 0.963 1.0]; % 汽相丙酮平衡浓度 ti=[ 100 92.7 86.5 75.8 66.5 63.4 62.1 61.0 60.4 60.0 59.7 59.0 58.2 57.5 57.0 56.13 ];%平衡温度 甲醇-水 xi = [0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相甲醇平衡浓度 yi = [0 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.00]; % 汽相甲醇平衡浓度 ti=[ 100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5 ];%平衡温度 ● 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R = 2 全塔物料衡算与操作方程 (1)全塔物料衡算 F S D W +=+ (3) F D W Fx Dx Wx =+ (4) 其中 (1)(1)S V R D q F ==+-- (5) W L RD qF ==+ (6) 联立式(3)、式(4)得： F W D W x qx D F x Rx -=+ (7) 简单填料精馏塔设计 设计条件与任务： 已知F 、xF 、xD 、xw 或F 、xF 、xD 和η，塔顶设全凝器，泡点回流，塔底间接(直接)蒸汽加热。 1 全塔物料衡算求产品流量与组成 （1）常规塔 全塔总物料衡算 总物料 F = D + W 易挥发组分 F χF = D χD + W χW 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 D F Dx Fx η= 式中 F 、D 、W ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ； χF 、χD 、χW ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 由（3-1）和（3-2）式得： W D W F x x x x F D --= (2) 直接蒸汽加热 总物料 * 0F S D W +=+ 易挥发组分 ** 00F D W Fx S y Dx W x +=+ 式中 V 0 ——直接加热蒸汽的流量，kmol/h ； У0 ——加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般У0=0； W * ——直接蒸汽加热时釜液流量，kmol/h ； χ*W ——直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分的摩尔分率。 2 计算最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e e e x y R y x -= - 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min (1)(1)e W e W y x R D qF L V R D q F x x -+==+--- 基础数据：气液相平衡数据 3 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R = 4 计算精馏段、提馏段理论板数 ① 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。 ② 非理想溶液 相平衡数据为离散数据,用图解法或数值积分法求取 精馏段 1 1 R D f N x R x n n dx N dN x x += =-? ? 因 111 D n n x R y x R R += +++ 所以 ()/D f x R x n n D n dx N y x x y R = ---? (4) 提馏段 1 1 S f W N x S x n n dx N dN x x += =-? ? 因 11 W n n x R y x R R +'+= -'' 蒸汽回流比(1)(1)(1)(1)V R D q F D F R R q W W W W +--'= ==+-- 所以 ()/(1) f w x S x n n n w dx N y x y x R = '---+? (5) 式(4)、(5)中塔板由下往上计数。 5 冷凝器和再沸器热负荷 冷凝器的热负荷 ()C DV DL Q V I I =- 再沸器的热负荷 B C D W F Q Q DI WI FI =++- 待求量：进料温度t F 、塔顶上升蒸汽温度t DV (与x D 对应的露点温度)、回流温度t DL (与x D 对应的泡点温度)、再沸器温度tw (与x W 对应的泡点温度)。 物性数据： ① 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 ② 各组分的热容方程常数 如 2 3 p c A BT CT DT =+++ ③ 由沃森公式计算汽化热 21 0.38211( )1r V V r T H H T -?=?- 3．课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯 ↑↓回流 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓ 再沸器← → 塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明 首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。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，完成苯与甲苯的分离。 3.2.2 方案的说明和论证 本方案主要是采用浮阀塔。 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。而浮阀塔的优点正是： 而浮阀塔的优点正是： 1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。 2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 第一章塔内件的选型 (2) 1.2 液体分布器的选型 (3) 1.3 液体再分布器 --—升气管式液体再分布器 (5) 1.4 填料支承装置 --- 驼峰支撑 (6) 1.6气体和液体的进出口装置设计........................................................................ 1.6.1 气体和液体的进出口直径的计算........................................................ 1.7 接管法兰尺寸................................................................................................... 1.8塔体人孔设置及选型........................................................................................ 1.9裙座的选择........................................................................................................ 1.11 开孔补强......................................................................................................... 1.11.1接管补强............................................................................................... 1.11.2人孔补强............................................................................................... 第二章填料塔的机械设计............................................................................................ 2.1 填料塔机械设计简介....................................................................................... 2.2塔机械性能设计基本参数................................................................................ 2.2.1 塔设计地区状况.................................................................................... 2.2.2 塔的设计参数...................................................................................... 2.2.3 塔的危险截面的确定............................................................................ 2.3按设计压力计算塔体和封头的壁厚................................................................ 2.4设备质量载荷的计算........................................................................................ m ....................................................................... 2.4.1 塔壳体和裙座质量01 m ............................................................................. 2.4.2 塔内填料的质量02 2.4.3 平台扶梯的质量 m ............................................................................. 03 2.3.4 操作时物料的质量 m ......................................................................... 04 2.4.4 塔附件的质量........................................................................................ 2.4.5 塔设备各种质量.................................................................................... 2.5风载荷与风弯矩的计算.................................................................................... 2.4.1 塔设备的分段........................................................................................ 2.4.2 各段的风载荷........................................................................................ 设计任务书 一、设计题目 丙酮-水连续精馏塔设计 二、设计条件 ⑴处理量10000kg/h，进料含丙酮70% ⑵塔顶操作压力常压（绝压），饱和液体进料 ⑸填料塔精馏设计 ⑹塔顶产品丙酮浓度不低于96%（质量分率） 塔底釜液丙酮不高于10%（质量分率） 三、设计任务书的要求 1.目录 2.绪论（简述选取的设计方案依据、主要设备的特征与比较） 3.设备的物料计算 4.设备的热量计算 5.设备的工艺计算 6.设备的结构计算 7.流体阻力的校核 8.辅助设备的选型 9.结束语（对本设计的评价、建议） 10.参考文献 四、设计图纸内容 1.操作装置的工业流程图（3#图纸） 2.主要设备的结构装配图（2#图纸） 目录 绪论........................................................................–1 –第一章．流程的确定和说明..........................................–2 –一．加料方式............................................................–2 –二．进料状况............................................................–2 –三．塔顶冷凝方式......................................................–2 –四．回流方式............................................................–2 –五．加热方式............................................................–3 –六．加热器...............................................................–3 –第二章精馏塔的设计计算..........................................–4 –一．操作条件与基础数据.............................................–4 –2.1.1.操作压力.........................................................–4 –2.1.2.气液平衡关系及平衡数据....................................–4 –二．精馏塔的工艺计算................................................–5 –2.2.1.物料横算.........................................................–5 –2.2.2.热量衡算.........................................................–8 –2.2.3.理论塔板数的计算 (11) 三．精馏塔主要尺寸的设计计算 (13) 2.3.1.精馏塔设计的主要依据和条件 (13) 2.3.2.塔径设计计算 (15) 2.3.3.填料层高度设计计算 (18) 题目：乙醇水精馏筛板塔设计 设计时间： 化工原理课程设计任务书（化工1） 一、设计题目板式精馏塔的设计 二、设计任务：乙醇-水二元混合液连续操作常压筛板精馏塔的设计 三、工艺条件 生产负荷（按每年7200小时计算）：6、7、8、9、10、11、12万吨/年 进料热状况：自选 回流比：自选 加热蒸汽：低压蒸汽 单板压降：≤0.7Kpa 工艺参数 组成浓度（乙醇mol%） 塔顶78 加料板28 塔底0.04 四、设计内容 1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 2.工艺参数的确定 基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。 3.主要设备的工艺尺寸计算 板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4.流体力学计算 流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5.主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。 管径计算。 五、设计结果总汇 六、主要符号说明 七、参考文献 八、图纸要求 1、工艺流程图一张(A2图纸) 2、主要设备工艺条件图（A2图纸） 目录 前言 (4) 1概述 (5) 1.1设计目的 (5) 1.2塔设备简介 (6) 2设计说明书 (7) 2.1流程简介 (7) 2.2工艺参数选择 (8) 3工艺计算 (8) 3.1物料衡算 (8) 3.2理论塔板数的计算 (8) 3.2.1查找各体系的汽液相平衡数据 (8) 如表3-1 (8) 3.2.2q线方程 (9) 3.2.3平衡线 (9) 3.2.4回流比 (10) 3.2.5操作线方程 (11) 3.2.6理论板数的计算 (11) 3.3实际塔板数的计算 (11) 3.3.1全塔效率ET (11) 3.3.2实际板数NE (12) 4塔的结构计算 (13) 目录 第一章前言 ................................................................................. 错误!未定义书签。 塔设备设计简介 .................................................................. 错误!未定义书签。 填料塔结构简介 .................................................................. 错误!未定义书签。第二章设计方案的确定 ............................................................. 错误!未定义书签。 装置流程的确定 .................................................................. 错误!未定义书签。 吸收剂的选择 ...................................................................... 错误!未定义书签。 填料的选择 .......................................................................... 错误!未定义书签。 材料选择 .............................................................................. 错误!未定义书签。第三章工艺参数 ......................................................................... 错误!未定义书签。第四章机械设计 ......................................................................... 错误!未定义书签。 塔体厚度计算 ...................................................................... 错误!未定义书签。 封头厚度计算 ...................................................................... 错误!未定义书签。 填料塔的载荷分析及强度校核 .......................................... 错误!未定义书签。 塔体的水压试验 .................................................................. 错误!未定义书签。 水压试验时各种载荷引起的应力 .............................. 错误!未定义书签。 水压试验时应力校核 .................................................. 错误!未定义书签。第五章零部件选型 ..................................................................... 错误!未定义书签。 人孔 ...................................................................................... 错误!未定义书签。 法兰 ...................................................................................... 错误!未定义书签。 除雾沫器 .............................................................................. 错误!未定义书签。 填料支撑板 .......................................................................... 错误!未定义书签。精馏塔-PPT
化工机械基础填料塔设计方案
填料精馏塔设计示例
化工原理甲醇—水连续填料精馏塔
精馏塔课程设计
甲醇—水填料精馏塔设计示例-精选.
直接蒸汽加热填料精馏塔设计指导书
精馏塔设计指导书
化工原理课程设计 苯-甲苯浮阀精馏塔共19页
过程设备设计课程设计(填料吸收塔)
化工原理填料精馏塔课程设计_图文
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