乙醇-水分离填料精馏塔设计

中南民族大学化学工程与工艺专业

化工原理课程设计

乙醇—水分离填料精馏塔设计

设计者: 学号: 班级: 指导老师:

设计时间:2013.5.15—2013.6.12

课程设计任务书

指导教师（签名）：教研室主任（签名）：

目录

1概述 ........................................................................................................................................ 4

1.1 与物性有关的因素 ............................................................................................................ 4 1.2 与操作条件有关的因素 .................................................................................................... 4

2流程的确定及说明 ................................................................................................................ 4

2.1.加料方式 ............................................................................................................................. 4 2.2.进料状况 ............................................................................................................................. 4 2.3 塔顶冷凝方式 .................................................................................................................... 5 2.4 回流方式 ............................................................................................................................ 5 2.5 加热方式 ............................................................................................................................ 5 2.6 加热器 ................................................................................................................................ 5

3精馏塔的设计计算 ................................................................................................................ 6

3.1物料衡算 ............................................................................................................................. 6 3.2塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：

tVD

、tLD、tF、

tW

.......................... 6

3.3平均相对挥发度α .............................................................................................................. 7 3.4回流比的确定 ..................................................................................................................... 7 3.5热量衡算 ............................................................................................................................. 8

3.5.1加热介质的选择 .................................................................................................. 8 3.5.2冷却剂的选择 ...................................................................................................... 8 3.5.3热量衡算 .............................................................................................................. 8

3.6理论塔板数计算 ............................................................................................................... 10

3.6.1板数计算 ............................................................................................................ 10 3.6.2塔板效率 ............................................................................................................ 11

3.7 精馏塔主要尺寸的设计计算 .......................................................................................... 13

3.7.1流量和物性参数的计算 .................................................................................... 13 3.7.2塔径设计计算 .................................................................................................... 15

4附属设备及主要附件的选型计算 ...................................................................................... 18

4.1．冷凝器 ............................................................................................................................ 18 4.2再沸器 ............................................................................................................................... 19 4.3塔内其他构件 ................................................................................................................... 20

4.3.1.塔顶蒸汽管 ........................................................................................................ 20 4.3.2.回流管 ................................................................................................................ 20 4.3.3.进料管 ................................................................................................................ 21

4.3.4.塔釜出料管 ........................................................................................................ 21 4.3.5除沫器 ................................................................................................................ 21 4.3.6液体分布器 ........................................................................................................ 22 4.3.7液体再分布器 .................................................................................................... 23 4.3.8填料支撑板的选择 ............................................................................................ 23 4.3.9塔釜设计 ............................................................................................................ 24 4.3.10塔的顶部空间高度 .......................................................................................... 24 4.3.11手孔的设计 ...................................................................................................... 24 4.3.12．裙座的设计 ................................................................................................... 25

5精馏塔高度计算 .................................................................................................................. 25 附录 ......................................................................................................................................... 29 参考文献 ................................................................................................. 错误！未定义书签。

前 言

在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。

塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。

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。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安装填料压板，以防被上升气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。气体从塔底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体分布装置）分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。

当液体沿填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分，上层填料流下的液体经液体收集器收集后，送到液体再分布器，经重新分布后喷淋到下层填料上。

填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。填料塔也有一些不足之处，如填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，使传质效率降低；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精馏不太适合等。

本次课程设计就是针对乙醇-水体系而进行的常压二元填料精馏塔的设计及相关设备选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳请老师指出以便修正。

1概述

1.1 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。本设计为分离乙醇和水，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，而本设计分离乙醇和水，腐蚀性小可选用金属填料

1.2 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

2流程的确定及说明 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，建设费用相应增加；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。如果采用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。本设计采用高位槽进料。

2.2.进料状况

进料状况一般有冷液进料和泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，省加热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度受季节、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，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段的塔径基本相等，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。

对于湖北地区来说，存在较大温差，综合考虑，设计上采用泡点进料。

2.3 塔顶冷凝方式

塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。乙醇和水不反应。且容易冷凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高无需进一步冷却。此次分离也是想得到液体乙醇，选用全凝器符合要求。

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。

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。但在一定的回流比条件下塔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，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接蒸汽加热。

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。

3精馏塔的设计计算 3.1物料衡算

乙醇 Ma=46.07 Kg/Kmol 水 Mb=18.02 Kg/Kmol

XF=（0.38/46.07）/（0.38/46.07+0.62/18.02）=0.193 XD=（0.98/46.07）/（0.98/46.07+0.02/18.02）=0.950 XW=（0.01/46.07）/ (0.01/46.07+0.99/18.02) =0.004

MF=0.19346.07 + (1-0.193) 18.02=23.43 Kg/Kmol MD=0.95046.07 + (1-0.950) 18.02=44.67 Kg/Kmol MW=0.00446.07 + (1-0.004) 18.02=18.13 Kg/Kmol

F=20000000/(300*2423.43)=118.56 Kmol/h 由： F=D+W FXF=DXD +WXW 联立得D=23.69 Kmol/h W=94.87 Kmol/h

3.2塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：

表1 乙醇-水的汽-液平衡组成

tVD

、tLD、tF、

tW

由表中数据，用内差法计算得 塔顶：

（0.7815-0.950）/（0.7815-0.6763）=（tLD-78.74）/（78.41-78.74）

tLD=77.48 ℃

（0.7815-0.950）/（0.7815-0.7385）=（78.41-tVD）/（78.41-78.74）

tVD=77.12 ℃

塔釜：

(0-0.004)/(0-0.019)=(100-tW)/(100-95.5)

tW=99.89℃

进料：

（0.2337-0.1661）/（0.193-0.1661）=（82.7-84.1）/（tF-84.1）

tF=83.54℃

精馏段平均温度： t1=（tVD+tF）/2=（77.12+83.54）/2=80.33℃ 提馏段平均温度： t2=（tW+tF）/2=（99.89+83.54）/2=91.72℃

3.3平均相对挥发度α

在tF温度下乙醇和水的饱和蒸汽压分别为： 精馏段：t1=80.33℃

（83.54-89．0）/（80.7-89.0）=（x1-0.5079）/（0.3965-0.5079）=(y1-0.6564)/(0.6122-0.6564) x1=0.4423 y1=0.6303 精馏段：t2=91.72℃

(91.72-89.0)/(95.5-89.0)=(x2-0.0721)/(0.019-0.0721)=(y2-0.3891)/(0.17-0.3891) x2=0.0499 y2=0.2971 将x1,x2,y1,y2分别代入yα=√α1α2 α=4.16

x

得α1=2.15 α2=8.05

1(1)x

3.4回流比的确定

由于是泡点进料，xqxF=0.193

yq

xq

1(1)xq

=4.16*0.193/(1+3.16*0.193)=0.499

Rmin

xDyqyqxq

=(0.95-0.499)/(0.499-0.193)=1.47

一般操作回流比取最小回流比的1.1~2倍，本设计取1.5倍。 即R=1.5Rmin=1.51.47=2.21 L=R·D=2.2123.69=52.35kmol/h

L'=L+q·F=52.35+1118.56=170.91 kmol/h

V'=V=（R+1）D=52.35+23.69=76.04 kmol/h

3.5热量衡算

3.5.1加热介质的选择

常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达100~1000℃，适合于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数较低，加热温度控制困难。本设计选用300kPa（温度为133.3℃）的饱和水蒸气做加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不会复杂。

3.5.2冷却剂的选择

常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为10~25℃.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。本设计建厂地区为湖北，夏季最热月份日平均气温为30℃。故选用30℃的冷却水，选升温10℃，即冷却水的出口温度为40℃。

3.5.3热量衡算

已求得：

tLD77.47℃ tVD77.12℃ tW99.89℃ tF83.54℃

t1=80.33℃t2=91.72℃

tLD温度下: Cp1=139.36 kJ/(kmol·K)Cp2=75.59 kJ/(kmol·K)

CpDCp1xDCp21xD

=139.360.95+75.59(1-0.95) =137.67 kJ/(kmol·K)

tW温度下：Cp1=152.22kJ/(kmol·K)Cp2=76.04 kJ/(kmol·K)

C

pW

Cp1xWCp21xW

=152.220.004+76.04(1-0.004) =76.44 kJ/(kmol·K)

tLD温度下：1=84.15kJ/kg； 2=2315.7kJ/kg；

1xD21xD

=84.150.95+(1-0.95) =195.72 kJ/kg

（1）0℃时塔顶气体上升的焓QV

塔顶以0℃为基准， QVVCpDtDVMD

=76.04137.6777.47+76.04195.7244.67

=1475792.48 kJ/h （2）回流液的焓

QR

tVD77.12℃温度下Cp1=139.36 kJ/(kmol·K)Cp2=75.59 kJ/(kmol·K)

CpDCp1xDCp21xD

=139.360.95+75.59(1-0.95) =137.67 kJ/(kmol·K)

QRLCptVD=52.35137.6777.12=555805.73 kJ/h

（3）塔顶馏出液的焓QD 因馏出口与回流口组成一样，所以

QDDCptLD=23.69137.6777.12=251519.35 kJ/h

（4）冷凝器消耗的焓QC

QCQVQRQD=1475792.48-555805.73-251519.35=668329.73 kJ/h

（5）进料口的焓QF

tF温度下：Cp1=152.22kJ/(kmol·K)； Cp2=76.04kJ/(kmol·K)；

CpCp1xFCp21xF

=152.220.193+76.04(1-0.193)

=92.97

所以 QFFCptF=118.5692.9783.54=920821.59kJ/(kmol·K) (6)塔底残液的焓QW

QWWCptW

=94.8776.4499.89 =724388.58kJ/(kmol·K) （7）再沸器QB

塔釜热损失为10%，则η=0.9

设再沸器损失能量 Q损0.1QB， QBQFQCQWQ损QD 加热器的实际热负荷

0.9QBQCQWQDQF

=668329.73 +724388.58+251519.35-920821.59 =723416.07 kJ/h

3.6理论塔板数计算

3.6.1板数计算 精馏段操作线方程：

yn

RR1

xn1

xDR1



2.210.95

xn10.688xn10.296

2.2112.211

提馏段操作线方程：

V'76.04

R0.802

W94.87

'

yn1

xR10.80210.004xnWxn2.247xn0.005 RR0.8020.802

因为泡点进料，所以q=1.

图1理论板数图解法

xW0.004xF0.193xD0.95

NT16（不含再沸器）

进料板NF14 精馏段13块，提馏段3块。

3.6.2塔板效率

表2不同温度下乙醇-水黏度（mPa·s） 温度℃ μ乙醇

20 1.15 1.005

40 0.814 0.656

60 0.601 0.4688

80 0.495 0.3565

100 0.361 0.2838

水

全塔的平均温度：

t

tDtW

77.4799.89

2



2

=88.68℃

乙醇：

88.688010080乙醇0.495

0.3610.495

μ乙醇=0.437 mPa·s

水：

88.6880

水0.356510080

0.28380.3565

水=0.325mPa·s 因为L

xi



Li

所以，LD0.950.43710.95

0.3250.431mPa·s

LW0.0040.43710.0040.3250.325mPa·s

F0.1930.43710.1930.3250.347mPa·s

全塔液体平均黏度：

LDLW

0.4310.325

L

2



2

0.378mPa·s

已知t88.68℃，由表3-6-1，利用内插法计算得：

8986.70.07210.09660.38910.4375

88.6886.7x0.0966

y0.4375

因此：x=0.0755 y=0.03958 已求得4.16 全塔效率E0.245

T0.49L0.494.160.378

0.245

=0.547

实际塔板数：NNT16

PE=30块（不含塔釜） T0.547

3.7 精馏塔主要尺寸的设计计算

3.7.1流量和物性参数的计算 表3丙酮-水在不同温度下的密度

温度℃

乙醇/gml1

0.735 0.716 0.730

水/gml1

0.971 0.958 0.968

tD=77.47 tW=99.89

tF=83.54

1. 塔顶条件下的流量和物性参数

MDM1xDM21xD=46.07×0.95+18.02×(1-0.95)=44.65kg/kmol

1

L1

''xD1xD0.9510.95=1.3449mL/g 120.7350.971

L1=0.74405g/mL=744.05kg/m3

V1

pMD101.32544.653

=1.552kg/m RT8.314273.1577.47V1MDV=44.65×76.04=3395.19kg/h

L1M

D

L44.6576.04=2337.43kg/h

2. 进料条件下的流量和物性参数

MFM1xFM21xF=46.07×0.193+18.02×(1-0.193)=23.43kg/kmol

V2

1

pMF101.32523.433

=0.8005kg/m RT8.314273.1583.54L2

''xF1xF0.19310.193=1.0975mL/g 120.7350.972

L2=0.91116g/mL=911.16kg/m3

V2'V2MFV=23.43×76.04=178162kg/h

精馏段：L2M

F

L23.4352.35=1781.62kg/h

提馏段：L2M

'

F

L'23.43170.91=4004.42kg/h

3. 塔底条件下的流量和物性参数

MwM1xwM21xw=46.07×0.004+18.02×(1-0.004)=18.13 kg/kmol

pMW101.32518.13V3

RT

8.314273.1599.89=3.55kg/m3

1

x''W1xW0.00410.004L3

.7160.958

=1.0448mL/g 120L3=0.95712g/mL=957.12kg/m3

V'3MWV'=18.13×76.04=1378.61kg/h

L''

3MWL18.1352.35=949.11kg/h

4. 精馏段的流量和物性参数

V1V2

1.5520.8005V

2

2=1.763kg/m3

1L2

L

L2

744.05911.162

=827.61kg/m3

V1V23395.191781.62

2

2=2588.41kg/h

L

L1L2

2337.431226.56

2



2

=3563.99kg/h

5. 提馏段的流量和物性参数

'0.8005V

V2V3

3.552

2=2.1753kg/m3

'

911.16LL2L3

957.1222

=934.14kg/m3

''

'



V2V31781.621378.61

2



2

=1580.12kg/h

L'



L''

2L3

4004.42949.11

2



2

=2496.77kg/h

VV

6.体积流量 塔顶：Va1

V13395.19

0.6077m3/s v11.5523600

进料：Va2

V2'1781.620.6217m3/s v20.80053600

塔底：Va3

V3'13178.610.107m3/s v33.553600

a

精馏段：V

Va1Va2

2



0.60770.6217

0.6147m3/s

2

提馏段：V

'

a



Va2Va3

2



0.62170.107

0.3648m3/s

2

3.7.2塔径设计计算 1.填料选择

填料塔内所用的填料应根据生产工艺技术的要求进行选择，并对填料的品种、 材质及尺寸进行综合考虑，应尽量选用技术资料齐全，使用性能成熟的新型塔填料。对性能相近的填料，应根据它们的特点进行技术、经济评价，使所选用的填料既能满足生产要求，又能使设备的投资和操作费用最低或较低。

填料是填料塔中汽液接触的基本构件，其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的选择是填料塔设计的重要环节。鲍尔环由于环壁开孔，大大提高了环内空间，及环内表面的利用率，气流阻力小液体分布均匀，与拉西环相比，其通量可增加50%以上，传质效率可提高30%左右，鲍尔环是目前应用较广的填料之一。对填料的基本要求有比表面积和孔隙率较大，堆积密度较小，有足够的机械强度，有良好的化学稳定行及液体的湿润性，价格低廉等。综合以上因素及鲍尔环的优点，本设计选用DN38型填料。 2.塔径设计计算 表4填料尺寸性能

外径高厚

填料名称

堆积个数

n

3

堆积密度

比表面 a

空隙率

dH

D



（%） 0.945

23

（mmmmmm） （个/m） (kg/m3) （m/m）

金属鲍尔环

38380.8

13000 365 129

图2 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D(1)精馏段

4VS

u

LV

VL

3563.99

282.702588.41

1.1763827.61

=0.0519

uf2

由图查得纵坐标为

g

已知填料因子117m 精馏段平均温度： t1=

1

VL0.2L0.178 

tVDtF77.4783.54

==80.33℃

22

L=827.61kg/m3,水971.8kg/m3



L

0.852L0.378mPa·s 水

0.252g

L

0.2

VL

泛点气速 uf



0.2529.81827.61

3.869m/s 0.2

1170.8521.17630.378

泛点速率经验值u/uF0.5~0.85，取空塔气速为50%uf，则 u=0.5×3.869=1.935m/s

D

4VS

u



40.6147

0.64m

3.141.935

(2)提馏段：

LV'

'

V'L

'

0.076

uf2

由图查得纵坐标为

g

已知填料因子117m 提馏段平均温度： t2=

1

'V'L0.2

L0.167 

tWtF

2



99.8983.54

=91.72℃

2

L934.14kg/m3,水965.3kg/m3



L

0.9677L0.378mPa·s 水

0.105g'L

0.2

'VL

uf



0.1059.81934.14

2.7474m/s 0.2

1170.96772.17530.378

泛点速率经验值u/uF0.5~0.85，取空塔气速为50%uf，则

u=0.5×2.7474=1.3737m/s

D

4VS

u



40.3648

0.59m

3.141.3737

圆整后：全塔塔径为650mm 3.填料层高度设计计算 （1）等板高度设计计算 精馏段

动能因子 F

uV1.935.17632.099m/skg/m



3

经查每米填料理论板数为4-4.5块取n=4 HETP=1/n=0.25

Z精=NT* HETP

精馏段：Z精=13∗0.25=3.25m Z精=3.251.5=4.875m

1

提馏段：Z精=30.25=0.75m Z精=0.751.5=1.125m

2

Z= Z精+Z精=6m

（2）.填料层压强降计算 精馏段

12

l3600F

p精

V.1763

36002.0999.9025m3/m2/h L827.61



p精

提馏段

Z

Z精0.43.251.51.95kPa

V2.1753

l3600F36002.20611.5157m3/m2/h

L934.14



p提

p提

Z

Z提00.40.751.50.45kPa

pp精p提1.950.452.5kPa

4附属设备及主要附件的选型计算

4.1．冷凝器

本次设计冷凝器选用壳程式冷凝器。对于蒸馏塔的冷凝器，一般选用列管式、空气冷凝螺旋板式换热器。因本次设计冷热流体温差不大，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。

冷凝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，减少材料费用。

湖北最热月平均气温t1=30℃。

冷却剂用深井水，冷却水出口温度一般不超过40℃，否则易结垢，取t2=38℃。泡点回流温度tVD77.12,tLD77.47 1.计算冷却水流量

GC

QC668329.73

19890.77kg/h

Cpt2t14.23830

2.冷凝器的计算与选型 冷凝器选择列管式，逆流方式

tm

tVD

t1tLDt2=39.80℃

2

QCKAtm

A

QCKtm



668329.73

10.00m2

168039.80

'

2

操作弹性为1.2， A1.2A12m 表5冷凝器相关参数 公称直径/mm

273

管程数 Ⅰ

管子数量 38

管长/mm 2000

换热面积/m

2

公称压力MPa

25

5 5.66

4.2再沸器

选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择3.69atm，140℃的水蒸气，传热系数K=600kcal/(m2·h·℃)=2520kJ/(m2·h·℃)，=513kcal/k 1. 间接加热蒸汽量

GB

QB803795.63

374.24kg/h 5134.1868

2. 再沸器加热面积

tw199.89℃为再沸器液体入口温度； tw299.89℃为回流汽化为上升蒸汽时的温度；

t183.54℃为加热蒸汽温度；

t283.54℃为加热蒸汽冷凝为液体的温度；

用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失

t1t1tw199.89-83.5416.35℃ t2t2tw299.89-83.5416.35℃ tm16.35℃

A

QB803795.63

1.95m2 ktm252016.35

4.3塔内其他构件

4.3.1.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WP12~20m/s，本次设计取WP15m/s。

dP

4V1



3600WPV

43395.19

0.082m

36003.14151.1763

圆整后 dP89mm 表6塔顶蒸汽管参数 内径d2s2

外径d1s1

R 225

H1

120

H2

157

内管重/(kg/m)

7.10

764

4.3.2.回流管

1334

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WR为0.2~0.5m，本次设计取WR0.5m/s。

dR

圆整后

4L1



3600WRL

42337.43

0.045m

36003.140.5827.61

dR45mm

表7回流管参数 内径d2s2

外径d1s1

R 50

H1

120

H2

150

内管重/(kg/m)

1.11

183

4.3.3.进料管

573.5

本次加料选用泵加料，所以由泵输送时WF可取1.5~2.5m/s，本次设计取WF=2.0m/s。

dF

4F'



3600WFL2

4689.275

0.012m

36003.142.0911.16

圆整后 dF14mm 表8进料管参数 内径d2s2

外径d1s1

R 50

H1

120

H2

150

内管重/(kg/m)

1.11

183

4.3.4.塔釜出料管

573.5

塔釜流出液体的速度WW一般可取0.5~1.0m/s，本次设计取WW0.9m/s。

dW

4W'



3600WWL3

4689.275

0.017m

36003.140.9957.12

圆整后 dW18mm 表9塔顶蒸汽管参数 内径d2s2

外径d1s1

R 50

H1

120

H2

150

内管重/(kg/m)

1.11

183

4.3.5除沫器

573.5

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

WKK

L1V1

V1

式中 K－－常数，取0.107；

L1、V1－－塔顶气体和液体密度（kg/m3）

WK0.107

744.051.552

2.34m/s

1.552

除沫器直径计算：D

4V

WK



40.6077

0.575m

3.142.34

4.3.6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0.82~0.85，本次设计取0.82，推动力液柱高度H取0.06m。 则小孔中液体流速 W2gH0.8229.810.060.89m/s 小孔输液能力 Q由Q=fW得

L1

L13600



2337.43

8.73104m2/s

744.053600

Q8.73104

1.2103m2 小孔总面积 fW0.820.89

fW1.21030.89

85.03，即为86个小孔。 所以，小孔数 n

223.14

d4103

4

4



式中，d－－小孔直径，一般取4~10mm，本设计取4mm。 喷洒器球面中心到填料表面距离计算

gr2

hrcot

2W2sin2

式中 r－－喷洒圆半径，r

D30075~1007575mm0.075m 22

－－喷洒角，即小孔中心线与垂直轴线间的夹角，40,取40

9.810.0752

h0.075cot400.174m174mm 22

20.89sin40



（2）进料液分布器 采用莲蓬头 由前知W=0.89m/s

F'972.22

Q2.96104m2/s

3600L23600911.16

取d=4mm，0.85

Q2.96104

f3.91104m2

W0.850.89

fW3.911040.89

n27.71，即为28个小孔。

223.14

d4103

4

4



取40

9.810.0752

h0.075cot400.174m174mm 22

20.89sin40



莲蓬头的直径范围为(y3~

11

D),取D60mm 55

4.3.7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5~10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0.6553.25m处装一个再分布器。 选取截锥式再分布器，因其适用于直径0.8m以下的小塔。

4.3.8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145

m3/m2h，最大承载能力为40kPa，由于本塔较高，故选此板。

表10分块式气体喷射式支撑板的设计参考数据

塔径D/(mm)

300

支撑圈尺寸 塔径/(mm) 300

圈外径D1/(mm)

297

圈内径D2/(mm)

257

厚度/(mm)

3

重量/N 41.2

板外径D1/mm

294

分块数 2

近似重量/N

28



4.3.9塔釜设计

料液在釜内停留15min，装料系统取0.5。 塔底高（h）：塔径（d）=1:2

塔底液料量 LWVS提0.6217m塔底体积 VW因为 VW

3

/s

LW

0.5



0.6217

1.2434m3

0.5



4

d2h， 13d 2

h

2 d

所以 VW

d

3

2VW



21.2434

0.890m

3.14

h2d20.8901.78m

4.3.10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1.2~1.5m，本设计取1.2m。

4.3.11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

4.3.12．裙座的设计

由于塔径为D

650mm，所以手孔可设计为直径为D孔200mm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0.3m,Db1820mm,Db21100mm

5精馏塔高度计算

表11精馏塔各部分高度 单位：mm

塔顶 1220 喷淋高度 174

塔釜 1780 塔顶接管高度

150

鞍式支座 300 喷夹弯曲半径

90

填料层高度

6000 度 200

塔釜法兰高

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

设计结果

表12 精馏塔主要设计参数汇总

主要设计参数

名称 液相质量流量

2337.43

kg/h 质量分率

98

% 摩尔率

95

% 平均分子质量

44.67

kg/kmol 液相平均密度

18.13

23.43

0.4

19.3

2

38

957.12

911.16

3563.99

2496.77

塔顶

塔底

进料

精馏段

提馏段

kg/m

气相平均密度

3

744.05 957.12 911.16 827.61 934.14

kg/m

温度

3

1.552 3.55 0.8005 1.1763 2.1753

77.47

℃ 比热容

137.67

kJ/(kmol·K)

黏度

0.413

mPa·s

表13 精馏塔主要工艺尺寸汇总

99.89 83.54 80.33 91.72

76.44 137.67

0.325 0.347

主要工艺尺寸

理论塔板数 塔径

16 0.65m

实际塔板数 塔高

30 10.114m

图3填料塔结构图

图4填料精馏流程图

附录

符号说明

符号 D F W

意义 塔顶馏出液 进料液 塔釜残液 塔顶温度 塔釜温度 进料温度 塔顶组成 进料组成 塔釜组成 回流比 精馏段下降液体量 精馏段上升蒸汽量 提馏段下降液体量 提馏段上升蒸汽量

摩尔质量 比热容 比汽化热 塔顶热量 回流液热量 馏出液热量

计量单位 kmol/h kmol/h kmol/h ℃ ℃ ℃ kmol/h kmol/h kmol/h kmol/h kg/kmol kJ/(kmol·K)

kJ/kg kJ/h kJ/h kJ/h

tD tW

tF xD xF xW

R L V

L'

V'

M

Cp

 QV

QR QD

QC

冷凝器热量 进料热量 塔釜热量 再沸器热量 密度 塔径 黏度 填料层高度 面积 塔高 直径

kJ/h kJ/h kJ/h kJ/h

QF QW

QB



D

kg/m3

m mPa·s m



Z A h d

m2

m m

参考文献

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。

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。 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。 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。

化工原理课程设计成绩评定表