化工原理课程设计-精馏塔

1、化工原理课程设计任务书(一) 设计题目在抗生素类药物生产过程中,需要用甲醇溶液洗涤晶体,洗涤过滤后产生废甲醇溶液,其组成为含甲醇46%、水54%（质量分数），另含有少量的药物固体微粒。为使废甲醇溶液重复利用，拟建立一套填料精馏塔，以对废甲醇溶液进行精馏，得到含水量0.3%（质量分数）的甲醇溶液。设计要求废甲醇溶液的处理量为 3.6万 吨/年，塔底废水中甲醇含量0.5%（质量分数）。(二) 操作条件1) 操作压力 常压2) 进料热状态 自选3) 回流比 自选4) 塔底加热蒸汽压力 0.3Mpa（表压）(三) 填料类型因废甲醇溶液中含有少量的药物固体微粒，应选用金属散装填料，以便于定期拆卸和清洗。

2、填料类型和规格自选。(四) 工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。(五) 设计内容1、设计说明书的内容1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数的确定；3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5) 填料层压降的计算；6) 液体分布器简要设计；7) 精馏塔接管尺寸计算；8) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。摘要甲醇最早由木材和木质素干馏制的，故俗称木醇，这是最简单的饱和脂肪组醇类的代表物。无色、透明、高度挥发、易燃液体。略有酒精气味。近年来，世界甲醇的生产能力发展速度较快。甲醇工业的迅速发展，是由于甲醇是多种有机产品的基本原料和重要的溶剂，广泛用于有机

3、合成、染料、医药、涂料和国防等工业。由甲醇转化为汽油方法的研究成果，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。近年来碳化学工业的发展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、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。甲醇化工已成为化学工业中一个重要的领域。目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化，总体的趋势是走高。随着原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原料甲醇的价格还会稳步提高。国内又有一批甲醇项目在筹建。这样，选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法就成为投资者关注的重点。本计为分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计

4、中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐，设计对其生产过程和主要设备进行了物料衡算、塔设备计算、热量衡算、换热器设计等工艺计算。目录第一章 前言5第二章.操作条件的确定62.1 操作压力62.2 进料状态72.3塔釜加热方式72.4塔顶冷凝方式72. 精馏塔的物料衡算82.1原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量82.2原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率82.3物料衡算8. 塔板数的确定9.1精馏塔平衡线的求取9.2 q线的求取10.3最小回流比的确定及操作回流比的确定1

5、1.3.1 作图法求最小回流比11.3.2解析法求最小回流比11.4 精馏塔的气、液相负荷12.5精馏段操作线方程求解12.6 提馏段操作线方程求解12.7理论板数的求解13.7.1采用作图法计算理论板数13.7.2采用逐板法计算理论板层数13全塔效率的估算15.1 液相平均粘度的计算15.2 精馏段和提馏段相对挥发度的计算16.3 全塔效率ET的估算16.4实际塔板数的计算16.精馏塔的热量衡算175.1全凝器冷凝介质的消耗量175.2 再沸器的热负荷186. 精馏塔的工艺条件及物性数据的计算206.1 工艺条件206.2 平均摩尔质量与质量流量206.2.1 塔顶平均摩尔质量206.2.2

6、 进料板层平均摩尔质量216.2.3 塔底平均摩尔质量216.2.4 精馏段平均摩尔质量与质量流量216.2.5 提馏段平均摩尔质量与质量流量216.2.6 全塔平均摩尔质量与质量流量226.3 平均密度计算226.3.1 气相平均密度的计算226.3.2 液相平均密度计算236.4 液体平均表面张力计算246.4.1 塔顶液相平均表面张力的计算246.4.2 进料板液相表面张力的计算246.4.3 塔釜液体表面张力的计算256.5液体平均粘度257.精馏塔的塔体工艺尺寸计算25. 填料类型的选择257.塔径的计算267.1 精馏段塔径的计算267.2.2提馏段塔径的计算27.填料层高度的计算

7、287.3.1精馏段填料层高度的计算287.3.2提留段填料层高度的计算287.3.3 散装填料的分段298. 水利性质的检验298.1 精馏段塔径校核298.2提馏段塔径校核308.3填料规格校核308.4液体喷淋密度校核308.5 填料层压降计算309液体分布器简要设计319.1液体分布器的选型319.2 液体分布器的选择：329.3 布液孔数329. 4 喷淋孔直径339. 5 分布器的液体喷淋高度3310 其他附属塔内件的选择3410.1填料支承装置的选择3410.2填料压紧装置3510.3塔顶除沫器3511. 精馏塔附属设备的计算与选择3611.1 塔顶全凝器3611.2 塔底再沸器

8、3711.3精馏塔的附属高度3812 精馏塔接管尺寸计算3912.1 塔顶蒸气出口管的直径dV3912.2 回流管的直径dR3912.3 进料管的直径dF4012.4 塔底出料管的直径dW40第一章 前言前言在炼油、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。填料塔结构简单，压降小，填料易用耐腐蚀材料制造。过去，由于填料本体及塔内构件不够完善，填料塔大多局限于处理腐蚀性介质或不适宜安装塔板的

9、小直径塔。近年来，由于填料结构的改进和新型高效、高负荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和分离效率，又保持了压力降小及性能稳定的特点，因此，填料塔已经被推广到许多大型气液传质的操作中。填料塔操作时，液体自塔上部进入，通过液体分布装置均匀淋洒于填料层上，继而沿填料表面缓慢下流。气体自塔下部进入，穿过栅板沿着填料间隙上升。这样,气液两相沿着塔高在填料表面与填料自由空间连续逆流接触，进行传质和传热。 甲醇-水属于难分离物系，选用填料精馏塔的分离效率较高，容易满足生产要求。第二章.操作条件的确定2.1 操作压力根据课程设计任务书的要求，操作压力选为常压，塔底加热蒸气压力 0.3Mpa（表压）。2.2 进

10、料状态进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时原料液温度与板上液体的温度相近，故原料液全部进入提馏段，与精馏段的回流汇合作为提馏段内回流液。而提馏段上升的蒸汽量不会致冷凝而减小，故两段的上升蒸汽量相等，故精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。2.3塔釜加热方式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

11、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，缺点是需增加加热装置。本设计塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐，加热介质选用0.3Mpa（表压）的饱和水蒸气。2.4塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。因甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体、冷凝后回流液和产品温度均不高，故无需进一步冷却，选用全凝器符合要求。2. 精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF =0.46×32.04+0.54 &

12、#215;18.02=24.47 kg/kmol MD=0.997×32.04+0.003 ×18.02=32.00kg/kmol MW=0.005×32.04+0.995×18.02=18.09kg/kmol2.2原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量： MA =32.04kg/kmol水的摩尔质量: MB=18.02kg/kmolxF =(0.46/32.04)/1/(0.46×32.04+0.54×18.02)=0.3513xD=(0.997/32.04)/1/(0.997×32.04+0.003×1

13、8.02)=0.9958xW =(0.005/32.04)/1/(0.005×32.04+0.995×18.02)=0.00282.3物料衡算废甲醇溶液的处理量为3.6万吨/年，每年工作日为300天，每天24小时连续运行原料处理量F3.6×10000×1000/（300×24/24.47）=204.3318kmol/h总物料衡算: F=D+W甲醇物料衡算: FxF=DxD+WxW204.3318×0.3513=0.9958D+0.0028W W=204.3318-D解得: D=71.7116kmol/h W=132.6202kmol/

14、h 由= 得=(71.7116×0.9558)/(204.3318×0.3513) ×100=95.49. 塔板数的确定.1精馏塔平衡线的求取由=x1-yy1-x，可求出不同温度下的相对挥发度，见表1表1 常压下甲醇-水气液平衡组成与温度关系（p72）温度t/xy1000096.40.020.1347.58198693.5 0.040.2347.33159391.2 0.060.3046.84291289.30.080.3656.61023687.70.100.4186.46391884.40.150.5176.06556281.70.200.5795.50118

15、878.00.300.6654.63184175.3 0.400.7294.03505573.1 0.500.7793.52488771.20.600.8253.14285769.30.700.8702.86813267.60.800.9152.69117666.00.900.9582.53439265.00.950.979 2.45363464.51.0 1.0所以=11512315=4.4542所以平衡线方程为：y=4.4542x1+3.4542x根据可以求出在不同温度下的汽相中甲醇的摩尔分数y，作图比较，如图1所示，其相差不大，在后面的计算中取用计算的平衡线求解。 图1 平衡线图像.2

16、q线的求取设计中采用泡点进料，故q=1q线方程：y=qq-1x-1q-1xF故q线垂直于x轴，且过点（xF，xF），即（0.3513，0.3513）.3最小回流比的确定及操作回流比的确定.3.1 作图法求最小回流比由精馏段的操作线斜率知："RminRmin+1=xD-yqxD-xq” ,作图后有平衡线与q线的交点大约是（0.35, 0.71），如图2所示，故RminRmin+1=xD-yqxD-xq=（0.9958-0.71）/(0.9958-0.35)= 0.4426故Rmin=0.7940图2 .3.2解析法求最小回流比求出平衡线与q线的交点为（Xq，Yq）=（ 0.3513，0

17、.7069）馏出液的组成为XD，在图像上的坐标为（XD,XD）,即 (0.9958，0.9958)通过这两个点可将最小回流比时的精馏段操作线方程的斜率求出来，即Rmin=1-1xDxq-1-xD1-xq=1/(4.4542-1)×0.9958/0.3513-4.4542×(1-0.9958)/(1-0.3513)= 0.8123由于甲醇-水属于难分离物系,操作回流比与最小回流比的值要大些.故取操作回流比R=3.5Rmin=3.5×0.8123=2.8431.4 精馏塔的气、液相负荷精馏段下降液体的摩尔流量 L=RD=2.8431×71.7116=203.

18、8833kmol/h精馏段上升蒸汽摩尔流量V =（R+1）D=3.8431×71.7116=275.5949kmol/h提馏段下降液体的摩尔流L=L+qF=203.8833+1×204.3318=408.2151kmol/h提馏段上升蒸汽摩尔流量 V=V+（q-1）F=V=275.5949kmol/h.5精馏段操作线方程求解yn+1=RR+1xn+xDR+1故yn+1=0.7398xn+0.2591.6 提馏段操作线方程求解ym+1=LL-Wxm-WL-Wxwym+1=1.4812xm-0.001347.7理论板数的求解.7.1采用作图法计算理论板数图3 理论板梯级作图法如

19、图3所示，利用图解法可以求出理论板数为10块（包括再沸器），自塔顶往下第5块板为进料板。故，当R=2.8431 时，NT=10块(含再沸器)，精馏段理论板数N1=4块.7.2采用逐板法计算理论板层数由 得 将 =4.4542 代入得相平衡方程 （1）精馏段操作线y=0.7398x+0.2591 (2)y1=xD=0.9958 (3)联立（1）、（2）、（3）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝则由（1）式求得第一块板下降液体组成利用（2）式计算第二块板上升蒸汽组成为y2=0.7398x1+0.2591交替使用式（1）和式（2）直到，则第n块板即为进料板，且精馏段理论板数为n-1；然

20、后改用提馏段操作线方程，直到为止,则提镏段理论板数为m-1。计算结果见表2.表2 逐板法计算理论板层数板号12345x0.98160.93750.81880.58960.3388xFy0.99580.98530.95270.86490.6953 板号678910x0.18360.07690.02770.00920.0028xwy0.50040.27060.11250.03970.0123精馏塔的理论塔板数为 =10（包括再沸器）进料板位置 全塔效率的估算.1 液相平均粘度的计算A-甲醇 B-水进料黏度：根据表1，作关于t-x图，在图上可查出当xF=0.3513时，根据化学化工物性数据手册查得

21、=xiLi,故塔顶物料黏度：同理可求得当xD=0.9958时，根据化学化工物性数据手册查得 塔釜物料黏度：同理可求得当xw=0.0028时，根据化学化工物性数据手册查得 精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：全塔液相平均密度：L=LD+LF+LW3=0.3375+0.3444+0.28663=0.3288mPas.2 精馏段和提馏段相对挥发度的计算根据表1，作x-图查得 则精馏段的平均挥发度 提馏段的平均挥发度 全塔的平均相对挥发度=3DFW=32.5041×4.3446×7.8871=4.4107.3 全塔效率ET的估算用奥康奈尔法( )对全塔效率进行估算：所以精馏段总

22、板效率提馏段总板效率全塔总板效率.4实际塔板数的计算精馏段实际板层数 块提馏段实际板层数 块全塔实际板层数 块（不含再沸器）.精馏塔的热量衡算5.1全凝器冷凝介质的消耗量对全凝器作热量衡算，以单位时间为基准，并忽略热量损失，则全凝器的热负荷：可以查得，所以kJh选用水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25和35则由沃森公式计算塔顶温度下的潜热 表3 沸点下蒸发潜热列表  沸点/蒸发潜热/（mol） /K甲醇 64.70 35.26512.5水 100.0040.70647.136.时，对甲醇有273.1564.58512.50.6594 273.1564.70512.50.6592

23、 35.26×-对水同理对于水得：，0.5219 0.5766蒸发潜热 40.70×-38.8636-0.9958×35.2521+（1-0.9958×38.8636）35.26733.8431×71.7116×1000×35.26739.7195×10平均温度下的比热，于是冷却水消耗量为：（-）9.7195×104.174×（35-25）2.3286×10 5.2 再沸器的热负荷选用0.3（表压）下（温度为143.4）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甲

24、醇单位：（·），水单位：（·） 表温度类别.甲醇水蒸汽.甲醇：（-）-（-）-79111.904水： （-）-（-）-109037.3553对全塔进行热量衡算为了简化计算，以进料焓，即时的焓值为基准做热量衡算 -79111.904-109037.35539.7195×1069531350.74塔釜热损失为10%，则，则10590389.71式中 加热器理想热负荷加热器实际热负荷 塔顶馏出液带出热量塔底带出热量.（表压）下，饱和水蒸汽的汽化热2138.5故加热蒸汽消耗量 '10590389.712138.54952.25146. 精馏塔的工艺条件及物性数据的

25、计算6.1 工艺条件操作压力为常压操作温度: 塔顶温度: tD=64.58塔釜温度:tW=99.28进料温度: tF=76.68精馏段平均温度：tJm=70.63提馏段平均温度：tTm=87.98全塔平均温度：tm=80.186.2 平均摩尔质量与质量流量6.2.1 塔顶平均摩尔质量xD=y1=0.9958 根据平衡线方程求得:x1=0.9918MVD=0.9958×32.04+(1-0.9958) ×18.02=31.9811kg/kmolMLD =0.9918×32.04+(1-0.9918) ×18.02=31.9250 kg/kmol6.2.2

26、进料板层平均摩尔质量xF=0.3513,根据平衡线方程求得：yF=0.7069MVF=0.7069×32.04+(1-0.7069) ×18.02=27.9307 kg/kmol MLF=0.3513×32.04+(1-0.3513) ×18.02=22.9452 kg/kmol 6.2.3 塔底平均摩尔质量xW =0.0028,根据平衡线方程求得：yW=0.01235MVW =0.01235×32.04+(1-0.01235) ×18.02=18.1931 kg/kmol MLW =0.0028×32.04+(1-0.00

27、28) ×18.02=18.0593 kg/kmol6.2.4 精馏段平均摩尔质量与质量流量MVJ=(MVD+MVF)/2=(31.9811+27.9307)/2=29.9559 kg/kmolMLJ=(MLD+MLF)/2=(31.9250+22.9452)/2=27.4351 kg/kmol精馏段平均质量流量：LJm=RD MLJ =2.8431×71.7116×27.43517= 5593.5716 kg/hVJm =（R+1）DMVJ =3.8431×71.7116×29.9559= 8255.6918kg/h6.2.5 提馏段平均摩尔

28、质量与质量流量MVT=（+）/2=（27.9307+18.1931）/2=23.0619 kg/kmolMT（LFLW）/2(22.9452+18.0593)/220.5023kg/kmol提馏段平均质量流量：LTm=ML=408.2151×23.0619 = 9414.2158kg/hTm =MV =275.5949×23.0619= 6355.7420 kg/h6.2.6 全塔平均摩尔质量与质量流量31.981127.930718.1931 26.0350kg/kmol22.9452+18.0593+31.92524.3098kgkmol64.5876.68+99.28

29、80.18液相质量流量mJT5593.57169414.21587503.8937 kg/h气相质量流量mJT8255.69186355.7420 7305.7169 kg/h6.3 平均密度计算6.3.1 气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算，即全塔气相平均密度：精馏段气相平均密度：提馏段气相平均密度：6.3.2 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算由，查化学化工物性数据手册得： 进料板液相平均密度的计算由，查化学化工物性数据手册得 进料板液相的质量分率塔釜液相平均密度的计算塔底液相的平均密度接近水的密度，查化学化工物性数据手册得在99.28时水的密度为：L

30、Wm水=958.38kg/m3 精馏段液相平均密度为水J=977.81kg/m3提留段液相平均密度：LTm=（841.8940+958.38）/2=900.1370 kg/m3T水=965.34kg/m3液相平均密度LJmLTm802.8885900.1370851.5128kgm3水=971.83 kg/m36.4 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算:=xi/i6.4.1 塔顶液相平均表面张力的计算由t=64.58查化学化工物性数据手册得: =17.33 mN/m B =64.36mN/mLDm =0.9958×17.33+0.0042×64.36=17.52

31、75mN/m6.4.2 进料板液相表面张力的计算由t=76.68查化学化工物性数据手册得:=15.04mN/m =62.69mN/mFm=0.3513*15.04+0.6487*62.69=45.9506 mN/m6.4.3 塔釜液体表面张力的计算塔釜液体的表面张力接近水的表面张力，即由t= 99.2查化学化工物性数据手册得： =58.9mN/m精馏段液相平均表面张力为:=(17.5275+45.9506)/2=31.7391mN/m提留段液体平均表面张力为： =(45.9506 +58.91)/2=52.4303 mN/m6.5液体平均粘度计算见5.17.精馏塔的塔体工艺尺寸计算. 填料类型

32、的选择选用金属散装鲍尔环DN50填料。因废甲醇溶液中含有少量的药物固体微粒，应选用金属散装填料，以便定期拆卸和清洗。阶梯环是对鲍尔环的改进。与鲍尔环相比，阶梯环高度减少一半，并在一端增加了一个锥型翻边。由于高径比减少，使的气体绕填料外壁的平均路径大为缩短，减少了气体通过填料层的阻力。锥型翻边不仅增加了填料的机械强度，而且使填料之间由线接触为主变为点接触为主，这样不但增加了填料间的空隙，同时成为液体沿填料表面流动的汇集点，可以促进液膜的表面更新，有利于传质效率的提高。阶梯环的综合性能优于鲍尔环，成为目前所使用的环型填料中最为优良的一种。同类填料，尺寸越小，分离效率越高，但阻力增加，通量减小，填料

33、费用增加很多。而大尺寸的填料应用于小直径塔中，又会产生液体分布不良及严重的壁流，使塔的分离效率降低，根据计算故选用金属散装鲍尔环DN50规格的。7.塔径的计算7.1 精馏段塔径的计算精馏段的气、液相质量流率为LJm=RD MLJ =2.8431×71.7116×27.43517= 5593.5716 kg/hVJm =（R+1）DMVJ =3.8431×71.7116×29.9559= 8255.6918 kg/h精馏段的气、液相体积流率为采用埃克特（Eekert）通用关联图计算泛点气速横坐标为：查埃克特通用关联图得：umax2gJmJmLJm0.2=0

34、.26查表有：=12m-1 1=水LJm=977.81802.8885=1.2179umax1=20.26×g×LJmVm(LJm0.2××1)=3.9766 m/s取u1=0.7 umax1=0.7×3.9927=2.7836 m/s由D1=24VsJu1=24×2.3.14×2.=0.9941 m7.2.2提馏段塔径的计算提馏段的气、液相质量流率为LTm=ML=408.2151×23.0619 = 9414.2158kg/hTm =MV =275.5949×23.0619= 6355.7420 kg/

35、h提馏段的气、液相体积流率为V ST=LST =采用埃克特（Eekert）通用关联图计算泛点气速横坐标为：查埃克特通用关联图得：umax2gmmLJm0.2=0.1查表有：=12m-1 2=水TLTm=965.34900.1370=1.0724umax2=20.1×g×LTmVm(LTm0.2××2)=4.3763 m/s取u2=0.7 umax2=0.7×4.3940 =3.0634 m/s由D2=24VsTu2=24×.3.14×2.7836 =0.9712 m圆整塔径,取 D=1000mm.填料层高度的计算采用等板高度

36、法Z=HETP×NT.常压蒸馏时(HETP)=h-1.292ln+1.47ln适用范围：136（）0.080.83（·）查表对于金属环矩鞍填料有: h=7.37817.3.1精馏段填料层高度的计算(HETP)=h-1.292ln+1.47ln=31.7391mN/m故（HETP）=1.1049精馏段填料层高度为：Z=4×1.1049=4.5636 m1.3×Z5.93277.3.2提留段填料层高度的计算(HETP)=h-1.292ln+1.47ln =52.4303 mN/m故(HETP）0.9489提留段填料层高度为：Z=×0.9489=.7

37、445 mZ=1.3×4.7445=6.1679 m填料层高度：5.93276.167912.100613 7.3.3 散装填料的分段设计取精馏段填料层高度为.m,提留段填料层高度为.m.对于鲍尔环填料, 要求h/D=1. hmax6m.由于填料层高度Z>6m,故填料层分三段，分别为4.5m，4.5m，4m，在填料层中间设置液体再分布器。8. 水利性质的检验8.1 精馏段塔径校核精馏段空塔气速 u1J=VSJ4D2=2.7508 m/s泛点率校核：u1J/umax1=2.7508/3.9927 =68.90(在允许范围内50-85)填料规格校核： D/d =1000/50=20

38、>8液体喷淋密度校核：因填料尺寸小于75mm，故取最小润湿速率为 (Lw )min=0.08 m3 /（m·h）查附录化工原理课本下册第三章表3-6得：=109 m2 /m3umin=(Lw )min ×=0.08/3600×109=0.002422m3 / (m2·s)操作条件下的喷淋密度为u=0.003875/(/4×D2)=0.004936m3 / (m2·s) >0.002422 m3 / (m2·s)经核算精馏段选用塔径000符合要求。8.2提馏段塔径校核提馏段空塔气速 u1=VS4D2=2.8897

39、m/s泛点率校核：u/umax= 2.8897 / 3.0758 =5.76(在允许范围内50-85)8.3填料规格校核填料规格校核： D/d =1000/0=0>88.4液体喷淋密度校核液体喷淋密度校核：因填料尺寸小于75mm，故取最小润湿速率为 (Lw )min=0.08 m3 /（m·h）查附录化工原理课本下册第三章表3-6得：=109m2 /m3umin=(Lw )min ×=0.08/3600×109=0.002422 m3 / (m2·s)操作条件下的喷淋密度为u=0.002583/(/4×D2)=0.003290m3 / (

40、m2·s) >0.002422 m3 / (m2·s)经核算提镏段选用塔径000符合要求。8.5 填料层压降计算采用埃克特（Eekert）通用关联图计算填料层压降.对于精馏段有横坐标为：查表有：=m-1 1=水LJm=977.81802.8885=1.2179查埃克特通用关联图得：u2gJmJmLJm0.2=0.0983 查埃克特（Eekert）通用关联图得: P/Z=80×9.81=784.8 Pa/m.精馏段填料层压降为:P=784.8×6.5=5.1012KPa对于提镏段有横坐标为：查表有：=m-1 2=水TLTm=965.34900.137

41、0=1.0724查埃克特通用关联图得：u2gmmLm0.2=0.0620 提留段填料层压降为: P/Z=45×9.81441.45 Pa/m.P=441.45×6.5=2.694KPa填料层总压降为:P =5.10122.8694=7.9706KPa9液体分布器简要设计9.1液体分布器的选型由于塔径大于600mm，故不宜采用莲蓬式喷淋器，良好的液体分布器应具备下列特点：液体分布均匀，气相通过的自由截面大，阻力小，操作弹性大，不易堵塞，不易造成雾沫夹带和泡沫，制造容易，安装方面。就液体分布的推动力来讲，液体分布可分为压力型和重力型2 大类。当时，建议采用盘式分布器（筛孔式）9

42、.2 液体分布器的选择：按Eckert建议值，按分布点几何均匀与流量均匀的原则，进行布点设计。设计结果为：盘式分布器（筛孔式） 分布盘直径：600mm分布盘厚度：4mm9.3 布液孔数为了保证液体在塔内及填料层之间的均匀分布,液体必须提供足够的喷淋点。根据实际工程设计经验,建议规整填料的喷淋点数大于100 个/ m2 ;丝网填料的喷淋点数不少于130 个/ m2 。散堆填料的润湿相对比较容易,因而喷淋点数相对可以较少,一般在60 个/ m2 以上即可。当然,喷淋密度的选择可根据填料的特性和设备分离的工艺要求确定,其设计值通常在80150， 当喷淋点密度确定以后,就可以确定液体分布器的总喷淋点数

43、，对于给定的喷淋点数，周边喷淋点距塔壁要有适当的选择此处根据表4选取DN50的鲍尔环喷淋点数为其最小喷淋点密度的2倍，即70个/ m2，喷淋点与塔壁的距离选取40mm，故总布液孔数为n = S=3.14/4*（1-0.04）2*70=50.641955个9. 4 喷淋孔直径填料塔分布器的喷淋点多采用等边三角形或正方形布置,不同的排列方法虽然对分布点的覆盖率有一定影响,但通常对分离效率影响不大。实验证明，溢流孔以三角形排列比正方型排列更容易得到均匀的液体分布，故这里采用三角形排列。根据工程实际应用经验，为简化计算，孔流系数Cd 根据打孔方式取值,冲孔时Cd=0.707，钻孔时Cd=0.620.6

44、3。根据实际使用情况及经验，小孔液位高度应满足h>25mm，否则，将导致分布质量严重下降。最大高度hmax 距离分布器上端应至少25 mm，考虑到实际生产中进液量的波动，设计液位应为分布器高度的50 %70 %。按照流体力学的孔流公式，对槽式液体分布器,分布器的液体喷淋总量可表示为：Q= (/4)d02nCd(2gh) 1/2取Cd=0.62，h=1/6D=0.167m，故喷淋孔直径：d0=4Q/(3.14 *n*Cd/(2gh )1/2=0.008163m9. 5 分布器的液体喷淋高度H=4Vs/(3.14*0.001631*0.008163*0.008163*55*0.62)2/(2

45、g)= 0.1670mH=1.25H=0.208 在200mm-500mm之间，符合设计要求。10 其他附属塔内件的选择10.1填料支承装置的选择填料支承装置的作用是支承填料以及填料层内液体的重量，同时保证气液两相顺利通过。支承若设计不当，填料塔的液泛可能首先发生在支承板上。为使气体能顺利通过，对于普通填料塔，支承件上的流体通过的自由截面积为填料面的50%以上，且应大于填料的空隙率。此外，应考虑到装上填料后要将支承板上的截面堵去一些，所以设计时应取尽可能大的自由截面。自由截面太小，在操作中会产生拦液现象。增加压强降，降低效率，甚至形成液泛。由于填料支承装置本身对塔内气液的流动状态也会产生影响，

46、因此作为填料支承装置，除考虑其对流体流动的影响外，一般情况下填料支承装置应满足如下要求：（1） 足够的强度和刚度，以支持填料及所持液体的重量（持液量），并考虑填料空隙中的持液量，以及可能加于系统的压力波动，机械震动，温度波动等因素。（2）足够的开孔率（一般要大于填料的空隙率），以防止首先在支撑处发生液泛；为使气体能顺利通过，对于普通填料塔，支承件上的流体通过的自由截面积为填料面的50%以上，且应大于填料的空隙率。此外，应考虑到装上填料后要将支承板上的截面堵去一些，所以设计时应取尽可能大的自由截面。自由截面太小，在操作中会产生拦液现象。增加压强降，降低效率，甚至形成液泛。结构上应有利于气液相的均

47、匀分布，同时不至于产生较大的阻力（一般阻力不大于20Pa）；结构简单，便于加工制造安装和维修。要有一定的耐腐蚀性。因栅板支承板结构简单，制造方便，满足题目各项要求，故选用栅板支承板。栅板分三块 根据化工单元设备设计 (单位：mm)DRt100049050×848栅板1：（单位：mm）连接板长度388980733622388栅板2：（单位：mm）连接板长度2945240109250支承板数量：6支承圈尺寸 (不锈钢) mmDgD1D2厚度S质量/kg1000994894811210.2填料压紧装置为保证填料塔在工作状态下填料床能够稳定，防止高气相负荷或负荷突然变动时填料层发生松动，破坏

48、填料层结构，甚至造成填料损失，必须在填料层顶部设置填料限定装置。填料限定可分为类：一类是将放置于填料上端，仅靠自身重力将填料压紧的填料限定装置，称为填料压板；一类是将填料限定在塔壁上，称为床层限定板。填料压板常用于陶瓷填料，以免陶瓷填料发生移动撞击，造成填料破碎。床层限定板多用于金属和塑料填料，以防止由于填料层膨胀，改变其开始堆积状态而造成的流体分布不均匀的现象。一般要求压板和限制板自由截面分率大于70%。本设计由于使用金属填料，故选用床层限制板。10.3塔顶除沫器由于气体在塔顶离开填料塔时，带有大量的液沫和雾滴，为回收这部分液相，经常需要在顶设置除沫器。根据本精馏塔的特点，此处用金属丝网除雾

49、器。气速的计算 取K=0.09u=K*(L-g)/ g1/2=2.7699m/s丝网盘的直径 D1=（4Vs/3.14/u）1/2=1.009m丝网盘的厚度 H=130mm11. 精馏塔附属设备的计算与选择11.1 塔顶全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，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费，取冷凝器传热系数K=800取平均水温25，温升10 逆流：T 64.5