化工原理填料精餾塔課程設(shè)計

1、<p><b>　　******大學(xué)</b></p><p><b>　　化工原理課程設(shè)計</b></p><p><b>　　說明書</b></p><p>　　專 業(yè)： </p><p>　　班 級：

2、 </p><p>　　學(xué)生姓名： </p><p>　　學(xué)生學(xué)號： </p><p>　　指導(dǎo)教師： </p><p>　　提交時間： 年 月 日</p><p>　　成 績

3、： </p><p>　　化工原理課程設(shè)計任務(wù)書</p><p>　　專業(yè) 班級 設(shè)計人 </p><p><b>　　一、設(shè)計題目</b></p><p>　　分離 丙酮-水 混合液（

4、混合氣）的 填料 精餾塔</p><p><b>　　二、設(shè)計數(shù)據(jù)及條件</b></p><p>　　生產(chǎn)能力：年處理 丙酮-水 混合液（混合氣）： 0.50 萬噸（開工率300天/年）；</p><p>　　原 料： 丙酮 含量為 40 %（質(zhì)量百分率，下同）的常溫液體（氣體）；</p><p&

5、gt;　　分離要求： 塔頂 丙酮 含量不低于（不高于） 96.0 %；</p><p>　　塔底 丙酮 含量不高于（不低于） 4.0 %。</p><p><b>　　建廠地址： 沈陽</b></p><p><b>　　三、設(shè)計要求</b></p><p>　　（一）編制一份設(shè)計說明書，主要

6、內(nèi)容包括：</p><p><b>　　1、前言；</b></p><p>　　2、流程的確定和說明（附流程簡圖）；</p><p>　　3、生產(chǎn)條件的確定和說明；</p><p>　　4、精餾（吸收）塔的設(shè)計計算；</p><p>　　5、附屬設(shè)備的選型和計算；</p><p

7、><b>　　6、設(shè)計結(jié)果列表；</b></p><p>　　7、設(shè)計結(jié)果的討論與說明；</p><p>　　8、注明參考和使用的設(shè)計資料；</p><p><b>　　9、結(jié)束語。</b></p><p>　?。ǘ├L制一個帶控制點的工藝流程圖（2#圖）</p><p&g

8、t;　　（三）繪制精餾（吸收）塔的工藝條件圖（坐標(biāo)紙）</p><p>　　四、設(shè)計日期： 年 月 日至 年 月 日</p><p><b>　　目 錄</b></p><p>　　前言………………………………………………………………– 1 –</p><p>　　第一章．流程的確定和說明

9、……………………………………– 2 –</p><p>　　一．加料方式……………………………………………………– 2 –</p><p>　　二．進料狀況……………………………………………………– 2 –</p><p>　　三．塔頂冷凝方式………………………………………………– 2 –</p><p>　　四．回流方式…………………………

10、…………………………– 2 –</p><p>　　五．加熱方式……………………………………………………– 3 –</p><p>　　六．加熱器………………………………………………………– 3 –</p><p>　　第二章　精餾塔的設(shè)計計算……………………………………– 4 –</p><p>　　一．操作條件與基礎(chǔ)數(shù)據(jù)………………………

11、………………– 4 –</p><p>　　2.1.1. 操作壓力……………………………………………… – 4 –</p><p>　　2.1.2.氣液平衡關(guān)系及平衡數(shù)據(jù)………………………………– 4 –</p><p>　　二．精餾塔的工藝計算…………………………………………– 5 –</p><p>　　2.2.1.物料橫算…………………

12、………………………………– 5 –</p><p>　　2.2.2.熱量衡算…………………………………………………– 8 –</p><p>　　2.2.3.理論塔板數(shù)的計算………………………………………– 11–</p><p>　　三．精餾塔主要尺寸的設(shè)計計算………………………………– 13–</p><p>　　2.3.1.精餾塔設(shè)計的

13、主要依據(jù)和條件…………………………– 13–</p><p>　　2.3.2.塔徑設(shè)計計算……………………………………………– 16–</p><p>　　2.3.3.填料層高度設(shè)計計算……………………………………– 19–</p><p>　　第三章．附屬設(shè)備及主要附件的選型計算……………………– 22–</p><p>　　一．冷凝器……

14、…………………………………………………– 22–</p><p>　　二．再沸器………………………………………………………– 23–</p><p>　　三．塔內(nèi)其他構(gòu)件………………………………………………– 23–</p><p>　　3.3.1.接管管徑的計算和選擇…………………………………– 23–</p><p>　　3.3.2.除沫

15、器………………………………………………… – 25–</p><p>　　3.3.3.液體分布器…………………………………………… – 26–</p><p>　　3.3.4．液體再分布器………………………………………… – 27–</p><p>　　3.3.5．填料支撐板的選擇…………………………………… – 27–</p><p>

16、　　3.3.6．塔釜設(shè)計……………………………………………… – 28–</p><p>　　3.3.7．塔的頂部空間高度…………………………………… – 28–</p><p>　　3.3.8．手孔的設(shè)計………………………………………………–28–</p><p>　　3.3.9．裙座的設(shè)計………………………………………………–29– </p>&l

17、t;p>　　四．精餾塔高度計算………………………………………… – 29–</p><p>　　第四章．設(shè)計結(jié)果的自我總結(jié)與評價……………………… – 30–</p><p>　　一．精餾塔主要工藝尺寸與主要設(shè)計參數(shù)匯總表………… – 30–</p><p>　　二．設(shè)計結(jié)果的自我總結(jié)與評價…………………………… – 30–</p>&l

18、t;p>　　附錄………………………………………………………………– 32–</p><p>　　符號說明………………………………………………… – 32–</p><p><b>　　前 言</b></p><p>　　在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過

19、精密接觸達到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。</p><p>　　塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔，在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔與浮閥塔。</p><p>　　填料塔是以塔內(nèi)的填料作為氣液兩相間接觸構(gòu)件的傳質(zhì)設(shè)備。填料塔的塔身是一直立式圓筒，底部裝有填料支承板，填料以亂堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安裝填料壓板，

20、以防被上升氣流吹動。液體從塔頂經(jīng)液體分布器噴淋到填料上，并沿填料表面流下。氣體從塔底送入，經(jīng)氣體分布裝置（小直徑塔一般不設(shè)氣體分布裝置）分布后，與液體呈逆流連續(xù)通過填料層的空隙，在填料表面上，氣液兩相密切接觸進行傳質(zhì)。填料塔屬于連續(xù)接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備，兩相組成沿塔高連續(xù)變化，在正常操作狀態(tài)下，氣相為連續(xù)相，液相為分散相。 </p><p>　　當(dāng)液體沿填料層向下流動時，有逐漸向塔壁集中的趨勢，使得塔壁附近的液流量

21、逐漸增大，這種現(xiàn)象稱為壁流。壁流效應(yīng)造成氣液兩相在填料層中分布不均，從而使傳質(zhì)效率下降。因此，當(dāng)填料層較高時，需要進行分段，中間設(shè)置再分布裝置。液體再分布裝置包括液體收集器和液體再分布器兩部分，上層填料流下的液體經(jīng)液體收集器收集后，送到液體再分布器，經(jīng)重新分布后噴淋到下層填料上。 </p><p>　　填料塔具有生產(chǎn)能力大，分離效率高，壓降小，持液量小，操作彈性大等優(yōu)點。填料塔也有一些不足之處，如填料造價高；當(dāng)液

22、體負荷較小時不能有效地潤濕填料表面，使傳質(zhì)效率降低；不能直接用于有懸浮物或容易聚合的物料；對側(cè)線進料和出料等復(fù)雜精餾不太適合等。</p><p>　　本次課程設(shè)計就是針對丙酮-水體系而進行的常壓二元填料精餾塔的設(shè)計及相關(guān)設(shè)備選型。 由于此次設(shè)計時間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇請老師指出以便修正。</p><p>　　第一章 流程的確定及說明</p><p&

23、gt;<b>　　一.加料方式</b></p><p>　　加料方式有兩種：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速，通過重力加料，可以節(jié)省一筆動力費用，但由于多了高位槽，建設(shè)費用相應(yīng)增加；采用泵加料，受泵的影響，流量不太穩(wěn)定，流速也忽大忽小，從而影響了傳質(zhì)效率，但結(jié)構(gòu)簡單，安裝方便。如果采用自動控制泵來控制泵的流量和流速，其控制原理較復(fù)雜，且設(shè)備操

24、作費用高。本設(shè)計采用高位槽進料。</p><p><b>　　二.進料狀況</b></p><p>　　進料狀況一般有冷液進料和泡點進料。對于冷液進料，當(dāng)組成一定時，流量一定，對分離有利，省加熱費用，但其受環(huán)境影響較大；而泡點進料時進料溫度受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點進料時，基于恒摩爾流假定，精餾段和提鎦段的塔徑基本相等，無論

25、是設(shè)計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易。對于沈陽地區(qū)來說，存在較大溫差，綜合考慮，設(shè)計上采用泡點進料。</p><p><b>　　三.塔頂冷凝方式</b></p><p>　　塔頂冷凝采用全凝器，塔頂出來的氣體溫度不高，用水冷凝。</p><p><b>　　四.回流方式</b></p><

26、p>　　回流方式可分為重力回流和強制回流。對于小塔型，回流冷凝器一般安裝在塔頂，其優(yōu)點是回流冷凝器無需支撐結(jié)構(gòu)，其缺點是回流冷凝器回流控制較難。如果需要較高的塔處理量或塔板數(shù)較多時，回流冷凝器不適合于塔頂安裝，且塔頂冷凝器不易安裝、檢修和清理。在此情況下，可采用強制回流，塔頂上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次設(shè)計為小型塔，故采用重力回流。</p><p><b>　　五.加熱方式</

27、b></p><p>　　加熱方式分為直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱，直接蒸汽加熱時蒸汽直接由塔底進入塔內(nèi)，由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下塔底蒸汽對回流液有稀釋作用，使理論塔板數(shù)增加，費用增加。間接蒸汽加熱時通過加熱器使釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論板數(shù)，缺點是增加加熱裝置。本次設(shè)計采用間接蒸汽加熱。</p><p><b>　　六.加熱器&l

28、t;/b></p><p>　　采用U型管蒸汽間接加熱器，用水蒸氣作加熱劑。因為塔較小，可將加熱器放在塔內(nèi)，即再沸器。這樣釜液部分汽化，維持了原有濃度，減少理論塔板數(shù)。</p><p>　　第二章 精餾塔的設(shè)計計算</p><p>　　一.操作條件及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</p><p><b>　　2.1.1操作壓力</b>&

29、lt;/p><p>　　精餾操作按操作壓力可分為常壓，加壓和減壓操作，精餾操作中壓力影響非常大。當(dāng)壓力增大時，混合液的相對揮發(fā)度將減小，對分離不利；當(dāng)壓力減小時，相對揮發(fā)度將增大，對分離有利。</p><p>　　由于丙酮-水體系對溫度的依賴性不強，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓101.325kPa。</p><p>　　2.1.2汽液平衡時，x、y

30、、t數(shù)據(jù)</p><p><b>　?、爬硐胂到y(tǒng)</b></p><p><b>　　Antoine方程</b></p><p>　　式中:——在溫度T 時的飽和蒸汽壓 mmHg；</p><p><b>　　T——溫度 ,℃；</b></p><p>

31、　　A、B、C——Antoine 常數(shù)</p><p>　　表2-1-2 ⑴ 丙酮的Antoine 常數(shù)</p><p><b>　　⑵非理想系統(tǒng)</b></p><p>　　表2-1-2 ⑵ 常壓下丙酮-水氣液平衡與溫度關(guān)系</p><p>　　注：摘自化工原理課程設(shè)計 P32表3-9</p><p

32、><b>　　二.精餾塔工藝計算</b></p><p><b>　　2.2.1物料衡算</b></p><p>　　物料衡算圖（如圖2.2.1） 圖2.2.1</p><p><b>　　2．物料衡算</b></p><p>　　已知：=7000t／a， 質(zhì)量分數(shù)

33、：=30%, =98.0%, =2.0%</p><p>　　=58.08kg/kmol, =18.02kg/kmol</p><p>　　所以 =kg/h=972.22kg/h</p><p>　　進料液、餾出液、釜殘液的摩爾分數(shù)分別為、、：</p><p><b>　　=</b></p><p&

34、gt;<b>　　=</b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　進料平均相對分子質(zhì)量:=0.117×58.08+(1-0.117)×18.02=22.71kg/kmol</p><p>　　原料液： F==42.81kmol/h</p><p>

35、;　　總物料： F=W+D…………… （1）</p><p>　　易揮發(fā)組分： F=D+W………… （2）</p><p>　　由（1）、（2）代入數(shù)據(jù)解得： D=5.087kmol/h W=37.723kmol/h</p><p>　　塔頂產(chǎn)品的平均相對分子質(zhì)量：</p><p>　　=

36、58.08×0.938+18.02×（1-0.938）=55.60kg/kmol</p><p><b>　　塔頂產(chǎn)品質(zhì)量流量：</b></p><p>　　=D=55.60×5.087=282.84kg/h</p><p>　　塔釜產(chǎn)品平均相對分子質(zhì)量：</p><p>　　=58.08&

37、#215;0.0063+18.02×（1-0.0063）=18.272kg/kmol</p><p><b>　　塔釜產(chǎn)品質(zhì)量流量：</b></p><p>　　=W=37.723×18.272=689.275kg/h</p><p><b>　　3.物料衡算結(jié)果</b></p><

38、;p>　　表2-2-1(1) 物料衡算結(jié)果表</p><p>　　4.塔頂氣相、液相，進料和塔底的溫度分別為：、、、</p><p>　　查表2-1-2（1），用內(nèi)插法算得：</p><p>　　塔頂： 57.12℃</p><p><b>　　57.45℃</b></p>&l

39、t;p>　　塔釜： 95.40℃</p><p>　　進料： 65.45℃</p><p>　　精餾段平均溫度： ===61.45℃</p><p>　　提餾段平均溫度： ==80.40℃</p><p>　　5.平均相對揮發(fā)度α</p><p>　　在

40、溫度下丙酮和水的飽和蒸汽壓分別為：</p><p>　　精餾段： =61.45℃</p><p><b>　　?</b></p><p>　　提餾段： =80.40℃</p><p><b>　　將分別代入得：</b></p><p><b>　　∴&l

41、t;/b></p><p><b>　　6.回流比的確定</b></p><p>　　由于是泡點進料，=0.117</p><p><b>　　==0.76</b></p><p><b>　　==0.28</b></p><p>　　一般操作回流

42、比取最小回流比的1.1~2倍，本設(shè)計取1.5倍。</p><p>　　即R=1.5=1.50.28=0.42</p><p>　　L=R·D=0.42×5.087=2.14kmol/h</p><p>　　=L+q·F=2.14+1×42.81=44.95kmol/h</p><p>　　=V=（R+1

43、）D=（0.42+1）×5.087=7.22kmol/h</p><p><b>　　2.2.2熱量衡算</b></p><p><b>　　熱量示意圖（圖略）</b></p><p><b>　　加熱介質(zhì)的選擇</b></p><p>　　常用的加熱劑有飽和水蒸氣和

44、煙道氣。飽和水蒸氣是一種應(yīng)用最廣泛的加熱劑。由于飽和水蒸氣冷凝時的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽壓力控制加熱溫度。燃料燃燒所排放的煙道氣溫度可達100~1000℃，適合于高溫加熱。煙道氣的缺點是比熱容及傳熱系數(shù)較低，加熱溫度控制困難。本設(shè)計選用300kPa（溫度為133.3℃）的飽和水蒸氣做加熱介質(zhì)。水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不但成本會相應(yīng)降低，塔結(jié)構(gòu)也不會復(fù)雜。</p><p><b>　　

45、冷卻劑的選擇</b></p><p>　　常用的冷卻劑是水和空氣，應(yīng)因地制宜地加以選用。受當(dāng)?shù)貧鉁叵拗?，冷卻水一般為10~25℃.如需冷卻到較低溫度，則需采用低溫介質(zhì)，如冷凍鹽水、氟利昂等。本設(shè)計建廠地區(qū)為沈陽，沈陽市夏季最熱月份日平均氣溫為25℃。故選用25℃的冷卻水，選升溫10℃，即冷卻水的出口溫度為35℃。</p><p><b>　　熱量衡算</b>

46、;</p><p><b>　　已求得：</b></p><p>　　57.12℃ 57.40℃ 95.40℃ 65.45℃</p><p>　　精餾段平均溫度： ===61.45℃</p><p>　　提餾段平均溫度： ==80.40℃</p><p>　　溫度下:

47、 =135.91kJ/(kmol·K)； =76.04kJ/(kmol·K)；</p><p>　　=135.91×0.938+76.04×(1-0.938)</p><p>　　=132.20kJ/(kmol·K)；</p><p>　　溫度下： =143.46kJ/(kmol·K)； =76.4

48、0kJ/(kmol·K)；</p><p>　　=143.46×0.0063+76.40×(1-0.0063)</p><p>　　=76.82kJ/(kmol·K)</p><p>　　溫度下： =525kJ/kg； =2812.5kJ/kg；</p><p>　　=525×

49、;0.938+2812.5×（1-0.938）</p><p>　　=666.83kJ/kg</p><p><b>　　塔頂： </b></p><p>　　=58.08×0.938+18.02×(1-0.938)</p><p>　　=55.60kg/kmol</p>

50、<p>　?。?）0℃時塔頂氣體上升的焓</p><p>　　塔頂以0℃為基準(zhǔn)， </p><p>　　=7.22×132.2×330.27+7.22×666.83×55.60</p><p>　　=582924.3kJ/h</p><p><b>　?。?）回流液的焓</b

51、></p><p>　　57.40℃溫度下： </p><p>　　=135.91kJ/(kmol·K)； =76.04kJ/(kmol·K)；</p><p>　　=135.91×0.938+76.04×(1-0.938)</p><p>　　=132.20kJ/(kmol·K)&

52、lt;/p><p>　　= 2.14×132.20×330.55=93436.03kJ/h</p><p>　?。?）塔頂餾出液的焓</p><p>　　因餾出口與回流口組成一樣，所以</p><p>　　=5.087×132.20×330.27=222107kJ/h</p><p>

53、;　?。?）冷凝器消耗的焓</p><p>　　=582924.3-93436.03-222107=267381.3kJ/h</p><p><b>　　（5）進料口的焓</b></p><p>　　溫度下：=135.66kJ/(kmol·K)； =75.68kJ/(kmol·K)；</p><p&g

54、t;　　=135.66×0.117+75.68×(1-0.117)</p><p>　　=82.70kJ/(kmol·K)</p><p>　　所以 =42.81×82.70×338.60=1198775kJ/h</p><p><b>　　(6)塔底殘液的焓</b></p>&

55、lt;p>　　=37.723×76.82×368.55=1068014kJ/h</p><p><b>　　（7）再沸器</b></p><p>　　塔釜熱損失為10%，則η=0.9</p><p>　　設(shè)再沸器損失能量 ， </p><p><b>　　加熱器的實際熱負

56、荷</b></p><p>　　=267381.3+1068014+222107-1198775=358727.3</p><p>　　=398585.9kJ/h</p><p><b>　　（8）物料衡算結(jié)果</b></p><p>　　表2-2-2（1） 熱量衡算表</p><p&g

57、t;　　2.2.3理論塔板數(shù)計算</p><p><b>　　1.板數(shù)計算</b></p><p><b>　　本次設(shè)計采用圖解法</b></p><p>　　精餾段操作線方程： </p><p><b>　　提餾段操作線方程：</b></p><p&

58、gt;　　因為泡點進料，所以q=1.</p><p>　　圖2-2-3 理論板數(shù)圖解法</p><p>　?。ú缓俜衅鳎?</p><p>　　進料板 精餾段7塊，提餾段2塊。</p><p><b>　　2.塔板效率</b></p><p>　　表2-2-3（1） 不同溫度下丙酮-

59、水黏度（mPa·s）</p><p><b>　　全塔的平均溫度：</b></p><p><b>　　=76.26℃</b></p><p>　　由表2-2-3（1），利用內(nèi)插法計算得：</p><p>　　丙酮： 0.204 mPa·s</p>

60、<p>　　水： 0.374 mPa·</p><p><b>　　因為</b></p><p><b>　　所以， mPa·s</b></p><p><b>　　mPa·s</b></p><p><b&g

61、t;　　mPa·s</b></p><p><b>　　全塔液體平均黏度：</b></p><p><b>　　mPa·s</b></p><p>　　已知℃，由表2-1-2（2），利用內(nèi)插法計算得：</p><p>　　因此：x=4.87% y=61.54%

62、 已求得23.36</p><p>　　全塔效率=30.56%</p><p><b>　　3.實際塔板數(shù)</b></p><p>　　實際塔板數(shù)：=30塊（不含塔釜）</p><p>　　三.精餾塔主要尺寸的設(shè)計計算</p><p>　　2.3.1.精餾塔設(shè)計的主要依據(jù)和條件</p&

63、gt;<p>　　表2-3-1（1）丙酮-水在不同溫度下的密度</p><p>　　見《化工原理書》附錄五P361及附錄三P359</p><p>　　塔頂條件下的流量和物性參數(shù)</p><p>　　=58.08×0.938+18.02×(1-0.938)=55.60kg/kmol</p><p>　　=1.

64、3428mL/g</p><p>　　=0.7447g/mL=744.7</p><p><b>　　=2.052</b></p><p>　　=55.60×7.22=401.43kg/h</p><p>　　=118.98kg/h</p><p>　　進料條件下的流量和物性參數(shù)<

65、/p><p>　　=58.08×0.117+18.02×(1-0.117)=22.71kg/kmol</p><p><b>　　=0.817</b></p><p>　　=1.0620mL/g</p><p>　　=0.9416g/mL=941.6</p><p>　　=22.7

66、1×7.22=163.97kg/h</p><p>　　精餾段：=48.60kg/h</p><p>　　提餾段：=1220.82kg/h</p><p>　　塔底條件下的流量和物性參數(shù)</p><p>　　=58.08×0.0063+18.02×(1-0.0063)=18.27kg/kmol</p>

67、<p><b>　　=0.604</b></p><p>　　=1.0421mL/g</p><p>　　=0.9596g/mL=959.6</p><p>　　=18.27×7.22=131.91kg/h</p><p>　　=821.24kg/h</p><p>　　精

68、餾段的流量和物性參數(shù)</p><p><b>　　=1.436</b></p><p><b>　　=843.150</b></p><p>　　=282.70kg/h</p><p>　　=83.79kg/h</p><p>　　提餾段的流量和物性參數(shù)</p>

69、<p><b>　　=0.711</b></p><p><b>　　=950.600</b></p><p>　　=147.94kg/h</p><p>　　=1021.03kg/h</p><p><b>　　6.體積流量</b></p><

70、p><b>　　塔頂：</b></p><p><b>　　進料：</b></p><p><b>　　塔底：</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p>

71、;<p>　　2.3.2.塔徑設(shè)計計算</p><p><b>　　1.填料選擇</b></p><p>　　填料塔內(nèi)所用的填料應(yīng)根據(jù)生產(chǎn)工藝技術(shù)的要求進行選擇，并對填料的品種、</p><p>　　材質(zhì)及尺寸進行綜合考慮，應(yīng)盡量選用技術(shù)資料齊全，使用性能成熟的新型塔填料。對性能相近的填料，應(yīng)根據(jù)它們的特點進行技術(shù)、經(jīng)濟評價，使所

72、選用的填料既能滿足生產(chǎn)要求，又能使設(shè)備的投資和操作費用最低或較低。</p><p>　　填料是填料塔中汽液接觸的基本構(gòu)件，其性能的優(yōu)劣是決定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的選擇是填料塔設(shè)計的重要環(huán)節(jié)。鮑爾環(huán)由于環(huán)壁開孔，大大提高了環(huán)內(nèi)空間，及環(huán)內(nèi)表面的利用率，氣流阻力小液體分布均勻，與拉西環(huán)相比，其通量可增加50%以上，傳質(zhì)效率可提高30%左右，鮑爾環(huán)是目前應(yīng)用較廣的填料之一。</p>&l

73、t;p>　　對填料的基本要求有比表面積和孔隙率較大，堆積密度較小，有足夠的機械強度，有良好的化學(xué)穩(wěn)定行及液體的濕潤性，價格低廉等。</p><p>　　綜合以上因素及鮑爾環(huán)的優(yōu)點，本設(shè)計選用型填料。</p><p><b>　　2.塔徑設(shè)計計算</b></p><p>　　填料塔內(nèi)所使用的填料應(yīng)根據(jù)生產(chǎn)工藝技術(shù)的要求進行選擇，并對填料的品

74、種、材質(zhì)及尺寸進行綜合考慮，應(yīng)盡量選用及時、應(yīng)盡量選用技術(shù)資料齊全，使用性能成熟的新型塔填料。對性能相近的填料，應(yīng)根據(jù)它們的特點進行技術(shù)、經(jīng)濟評價，使所選用的填料既能滿足生產(chǎn)要求，又能使設(shè)備的投資和操作費用最低。</p><p>　　填料是填料塔中氣液接觸的基本構(gòu)件，其性能的優(yōu)劣是決定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的選擇是填料塔設(shè)計的重要環(huán)節(jié)。</p><p>　　鮑爾環(huán)由于環(huán)壁開

75、孔，大大提高了環(huán)內(nèi)空間及環(huán)內(nèi)表面的利用率，氣流阻力小，液體分布均勻，與拉西環(huán)相比，其通量可增加50%以上，傳質(zhì)效率提高30%左右，鮑爾環(huán)是目前應(yīng)用較廣的填料之一。</p><p>　　綜上以上因素及鮑爾環(huán)的優(yōu)點，且由于38鮑爾環(huán)各項參數(shù)齊全，故本次選用38鮑爾環(huán)為塔填料。</p><p>　　表2-3-2（1）填料尺寸性能</p><p>　　注：摘自《化學(xué)工程手冊

76、》第三卷 P13-44 表3-3</p><p>　　根據(jù)流量公式可計算塔徑，即</p><p><b>　　(1)精餾段</b></p><p><b>　　=0.0122</b></p><p>　　由圖查得縱坐標(biāo)為 </p><p><b>

77、;　　已知填料因子</b></p><p>　　精餾段平均溫度： ===61.45℃</p><p><b>　　=843.150,</b></p><p>　　0.294mPa·s</p><p><b>　　泛點氣速 </b></p><p>

78、;　　對于散裝填料，其泛點速率經(jīng)驗值，取空塔氣速為50%，則u=0.5×4.297=2.149m/s</p><p>　　圓整后：塔徑為400mm</p><p><b>　　(2)提餾段：</b></p><p><b>　　=0.1886</b></p><p>　　由圖查得縱坐標(biāo)為

79、 </p><p><b>　　已知填料因子</b></p><p>　　提餾段平均溫度： ==80.40℃</p><p><b>　　=843.150,</b></p><p>　　0.294mPa·s</p><p><b>　

80、　泛點氣速 </b></p><p>　　對于散裝填料，其泛點速率經(jīng)驗值，取空塔氣速為50%，則u=0.5×4.163=2.082m/s</p><p>　　圓整后：塔徑為400mm</p><p><b>　　(3)全塔塔徑</b></p><p>　　圓整后：全塔塔徑為400mm</p&

81、gt;<p>　　圖2-3-2 填料塔泛點氣速及氣體壓力降計算用關(guān)聯(lián)圖</p><p>　　2.3.3.填料層高度設(shè)計計算</p><p>　　1.等板高度設(shè)計計算</p><p><b>　　（1）精餾段</b></p><p>　　動能因子 </p><p>　　

82、經(jīng)查每米理論級數(shù)（NTSM）</p><p>　　所以精餾段填料層高度為</p><p>　　式中 n－－精餾段理論塔板數(shù)。</p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p>　　動能因子 </p><p>　　經(jīng)查每米理論級數(shù)（NTSM）</p>&l

83、t;p>　　所以提餾段填料層高度為</p><p><b>　　填料層總高度</b></p><p>　　用上述方法計算出填料層高度后，還應(yīng)留出一定安全系數(shù)。根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，填料層的設(shè)計高度一般為，本次取。</p><p>　　——設(shè)計時的填料高度，；</p><p>　　——工藝計算時得到的填料高度，；</p

84、><p>　　2.填料層壓強降計算</p><p><b>　?。?）精餾段</b></p><p>　　液體負荷 </p><p>　　用精餾段動能因子F查出液體負荷為10和20的每米填料層壓降分別為0.22和0.25，算出為13.22時的每米填料層壓降為0.230kPa/m。</p><

85、p><b>　　則精餾段的壓降：</b></p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p>　　液體負荷 </p><p>　　用提餾段動能因子F查出液體負荷為5和10的每米填料層壓降分別為0.166和0.179，算出為5.61時的每米填料層壓降為0.168kPa/m。</p>

86、;<p><b>　　則提餾段的壓降：</b></p><p><b>　　全塔填料層總壓降：</b></p><p>　　3.填料層持液量的計算</p><p><b>　　（1）精餾段</b></p><p><b>　　由上可知：</b>

87、;</p><p>　　動能因子 ，液體負荷 </p><p>　　由分別和的持液量值，利用內(nèi)插法求得為時的值為</p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p><b>　　由上可知：</b></p><p>　　動能因子 ，液體負荷 </p>

88、<p>　　由分別和的持液量值，利用內(nèi)插法求得為時的值為</p><p>　　表2-3-2（2） 精餾段提餾段各參數(shù)</p><p>　　第三章．附屬設(shè)備及主要附件的選型計算</p><p><b>　　一．冷凝器</b></p><p>　　本次設(shè)計冷凝器選用殼程式冷凝器。對于蒸餾塔的冷凝器，一般選用列管

89、式、空氣冷凝螺旋板式換熱器。因本次設(shè)計冷熱流體溫差不大，所以選用管殼式冷凝器，被冷凝氣體走管間，以便于及時排出冷凝液。</p><p>　　冷凝水循環(huán)與氣體方向相反，即逆流式。當(dāng)氣體流入冷凝器時，使其液膜厚度減薄，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費用。</p><p>　　沈陽最熱月平均氣溫t=25℃。</p><p>　　冷卻劑用深井水，冷卻水出口溫度一般不超

90、過40℃，否則易結(jié)垢，取=38℃。泡點回流溫度</p><p><b>　　1.計算冷卻水流量</b></p><p><b>　　kg/h</b></p><p>　　2.冷凝器的計算與選型</p><p>　　冷凝器選擇列管式，逆流方式</p><p><b>

91、　　=32.28℃</b></p><p>　　操作彈性為1.2， </p><p><b>　　表3-1</b></p><p>　　標(biāo)準(zhǔn)圖號 JB1145-71-2-39 設(shè)備型號 G273Ⅱ-25-3</p><p><b>　　二．再沸器</b></p>

92、<p>　　選用U型管加熱器，經(jīng)處理后，放在塔釜內(nèi)。蒸汽選擇3.69atm，140℃的水蒸氣，傳熱系數(shù)K=600kcal/(m·h·℃)=2520kJ/(m·h·℃)，=513kcal/kg</p><p><b>　　間接加熱蒸汽量</b></p><p><b>　　再沸器加熱面積</b>&

93、lt;/p><p>　　℃為再沸器液體入口溫度；</p><p>　　℃為回流汽化為上升蒸汽時的溫度；</p><p><b>　　℃為加熱蒸汽溫度；</b></p><p>　　℃為加熱蒸汽冷凝為液體的溫度；</p><p>　　用潛熱加熱可節(jié)省蒸汽量從而減少熱量損失</p><

94、p><b>　　℃</b></p><p><b>　　℃</b></p><p><b>　　℃</b></p><p><b>　　三．塔內(nèi)其他構(gòu)件</b></p><p>　　3.3.1.接管管徑的計算和選擇</p><p&

95、gt;<b>　　1.塔頂蒸汽管</b></p><p>　　從塔頂只冷凝器的蒸汽導(dǎo)管，尺寸必須適合，以免產(chǎn)生過大壓降，特別在減壓過程中，過大壓降會影響塔德真空度。</p><p>　　操作壓力為常壓，蒸汽速度</p><p><b>　　圓整后 </b></p><p>　　表3-3-1（1

96、） 塔頂蒸汽管參數(shù)表</p><p>　　注：摘自《浮閥塔》P197表5-3。</p><p><b>　　2.回流管</b></p><p>　　冷凝器安裝在塔頂時，回流液在管道中的流速一般不能過高，否則冷凝器高度也要相應(yīng)提高，對于重力回流，一般取速度為0.2~0.5m，本次設(shè)計取。</p><p><b>

97、　　圓整后 </b></p><p>　　表3-3-1（2） 回流管參數(shù)表</p><p>　　注：摘自《浮閥塔》P197表5-3。</p><p><b>　　3.進料管</b></p><p>　　本次加料選用泵加料，所以由泵輸送時可取1.5~2.5m/s，本次設(shè)計取=2.0m/s。</p&g

98、t;<p><b>　　圓整后 </b></p><p>　　表3-3-1（3） 進料管參數(shù)表</p><p>　　注：摘自《浮閥塔》P197表5-3。</p><p><b>　　4.塔釜出料管</b></p><p>　　塔釜流出液體的速度一般可取0.5~1.0m/s，本次設(shè)

99、計取。</p><p><b>　　圓整后 </b></p><p>　　表3-3-1（4） 塔頂蒸汽管參數(shù)表</p><p>　　注：摘自《浮閥塔》P197表5-3。</p><p><b>　　3.3.2.除沫器</b></p><p>　　除沫器用于分離塔頂出口氣體

100、中所夾帶的液滴，以降低有價值的產(chǎn)品的損失，并改善塔后動力設(shè)備的操作。近年來，在國內(nèi)石油化工設(shè)備中，廣泛應(yīng)用絲網(wǎng)除沫器。除沫器的直徑取決于氣體量及選定的氣體速度。影響氣體速度的因素很多，如霧沫夾帶量，氣、液體的密度，液體的表面張力和粘度以及絲網(wǎng)的比表面積等。其中，氣體和液體的密度對氣體速度的影響最大。</p><p><b>　　氣速計算</b></p><p>　　式

101、中 K－－常數(shù)，取0.107；</p><p>　?。敋怏w和液體密度（kg/m）</p><p><b>　　除沫器直徑計算：</b></p><p>　　式中，V為氣體體積處理量，</p><p>　　3.3.3.液體分布器</p><p>　　采用蓬頭式噴淋器。選此裝置的目的是能使填料

102、表面很好地潤濕，結(jié)構(gòu)簡單，制造和維修方便，噴灑比較均勻，安裝簡單。</p><p><b>　　回流液分布器</b></p><p>　　流量系數(shù)取0.82~0.85，本次設(shè)計取0.82，推動力液柱高度H取0.06m。</p><p>　　則小孔中液體流速 </p><p>　　小孔輸液能力 </p&g

103、t;<p><b>　　由Q=得</b></p><p><b>　　小孔總面積 </b></p><p>　　所以，小孔數(shù) ，即為5個小孔。</p><p>　　式中，d－－小孔直徑，一般取4~10mm，本設(shè)計取4mm。</p><p>　　噴灑器球面中心到填料表面距離計

104、算</p><p>　　式中 r－－噴灑圓半徑，</p><p>　　－－噴灑角，即小孔中心線與垂直軸線間的夾角，</p><p><b>　　進料液分布器</b></p><p><b>　　采用蓮蓬頭</b></p><p>　　由前知W=0.89m/s</p&g

105、t;<p><b>　　取d=4mm，</b></p><p><b>　　，即為27個小孔。</b></p><p><b>　　蓮蓬頭的直徑范圍為</b></p><p>　　3.3.4．液體再分布器</p><p>　　液體在亂堆填料層內(nèi)向下流動時，有偏向塔

106、壁流動的傾向，偏流往往造成塔中心的填料不被潤濕。塔徑越小，對應(yīng)于單位截面積的周邊越長，這種現(xiàn)象越嚴重。為將流動塔壁處的液體重新匯集并引向塔中央?yún)^(qū)域，可在填料塔層內(nèi)每隔一定高度設(shè)置液體再分布器，每段填料層的高度因填料種類而定，對鮑爾環(huán)，可為塔徑的5~10倍，但通常不超過6m。</p><p>　　此次設(shè)計填料層的高度選塔徑的10倍，故每處裝一個再分布器。</p><p>　　選取截錐式再分布

107、器，因其適用于直徑0.8m以下的小塔。</p><p>　　3.3.5．填料支撐板的選擇</p><p>　　本次設(shè)計選用分塊式氣體噴射式支撐板。</p><p>　　這種設(shè)計板可提供100%的自由截面，波形結(jié)構(gòu)系統(tǒng)承載能力好，空隙率大，宜于1200mm以下的塔。在波形內(nèi)增設(shè)加強板，可提高支撐板的剛度。他的最大液體負荷為145，最大承載能力為40kPa，由于本塔較高

108、，故選此板。</p><p><b>　　主要設(shè)計參考：</b></p><p>　　表3-3-5（1） 分塊式氣體噴射式支撐板的設(shè)計參考數(shù)據(jù)</p><p>　　注：摘自《塔設(shè)備設(shè)計》P268表5-36。</p><p>　　表3-3-5（2） 支撐圈尺寸</p><p>　　注：摘自《塔設(shè)備

109、設(shè)計》P273表5-41。</p><p>　　3.3.6．塔釜設(shè)計</p><p>　　料液在釜內(nèi)停留15min，裝料系統(tǒng)取0.5。</p><p>　　塔底高（h）：塔徑（d）=1:2</p><p>　　塔底液料量 </p><p>　　塔底體積 </p>

110、<p>　　因為 ， </p><p>　　所以 </p><p>　　3.3.7．塔的頂部空間高度</p><p>　　塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭切線的距離。為了減少塔頂出口氣體中夾帶的液體量，頂部空間一般取1.2~1.5m，本設(shè)計取1.2m。</p><p>

111、　　3.3.8．手孔的設(shè)計</p><p>　　手孔是指手和手提燈能伸入的設(shè)備孔口，用于不便進入或不必進入設(shè)備即能清理、檢查或修理的場合。手孔又常用作小直徑填料塔裝卸填料之用，在每段填料層得上下方各設(shè)置一個手孔。</p><p>　　3.3.9．裙座的設(shè)計</p><p>　　由于塔徑為，所以手孔可設(shè)計為直徑為大小的圓孔。</p><p>　

112、　塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形?？紤]到工藝中采用直立式再沸器，裙座高度取,,</p><p><b>　　四．精餾塔高度計算</b></p><p>　　表3-4 精餾塔各部分高度列表

113、單位：mm</p><p>　　本次設(shè)計的填料塔的實際高度為：</p><p>　　H=1200+866+300+21647+200+159+150+90+200=7365mm</p><p>　　第四章．設(shè)計結(jié)果的自我總結(jié)與評價</p><p>　　精餾塔主要工藝尺寸與主要設(shè)計參數(shù)匯總表</p><p>　　表4-1

114、（1）精餾塔主要設(shè)計參數(shù)匯總表</p><p>　　表4-1（2）精餾塔主要工藝尺寸匯總表</p><p>　　二.設(shè)計結(jié)果的自我總結(jié)與評價</p><p>　　本次課程設(shè)計的要求為設(shè)計分離丙酮-水混合液（混合氣）的填料精餾塔，通過本次課程設(shè)計我學(xué)到了很多東西。</p><p>　　本次課程設(shè)計需要大量的化工原理計算，這是我們學(xué)習(xí)化工原理的一

115、次實踐，不僅鞏固了我們的學(xué)習(xí)成果，也使我們了解了各種計算在實際生產(chǎn)中的應(yīng)用與方法。</p><p>　　通過具體的填料精餾塔的設(shè)計，我熟悉了精餾塔的結(jié)構(gòu)、反應(yīng)過程、生產(chǎn)流程，還了解了生產(chǎn)過程中附屬設(shè)備的設(shè)計選擇。這不是一個單一設(shè)備的設(shè)計，而是一整套生產(chǎn)系統(tǒng)的設(shè)計。它使我們學(xué)會了怎樣從實際生產(chǎn)出發(fā)，周全的考慮問題，從宏觀的角度統(tǒng)籌生產(chǎn)，從微觀的角度設(shè)計好每一個細節(jié)。</p><p>　　在本

116、次的課程設(shè)計中，我查閱了很多資料，了解了許多課堂上學(xué)不到的東西。通過對學(xué)術(shù)期刊的查閱和網(wǎng)絡(luò)信息的搜索，增強了我獲取信息的本領(lǐng)，這對我以后的學(xué)習(xí)和生活都會起到莫大的幫助。</p><p>　　本次課程設(shè)計基本上是成功的，但其中還有一些不足之處。比如。我們的設(shè)計都是基于理想狀態(tài)的，而實際生產(chǎn)環(huán)境將更復(fù)雜，系統(tǒng)中還有不少地方需要改進和完善。還有設(shè)計過程中帶來了一些誤差，通過作圖法完成的。</p><

117、p>　　通過本次課程設(shè)計我將理論與實踐聯(lián)系到了一起，知識和能力都得到了提高，這些知識與經(jīng)驗對自己以后的學(xué)習(xí)和工作來說都是一筆寶貴的財富。</p><p>　　最后，我要感謝我的指導(dǎo)老師，感謝他在本次課程設(shè)計中對我的指導(dǎo)和幫助。</p><p><b>　　附錄</b></p><p><b>　　一.符號說明</b>

118、</p><p><b>　　表4-1 符號說明</b></p><p><b>　　二.參考文獻</b></p><p>　?。?）北京化工研究院“板式塔”專題組.浮閥塔.北京：燃料化學(xué)工業(yè)出版社，1972.12.（2） 王國勝?化工原理課程設(shè)計?大連：大連理工大學(xué)出版社，2006.（3） 王志魁.化工原理第三版.北