苯与甲苯的精馏塔设计.doc

长沙学院课程设计
长 沙 学 院

课程设计说明书

题目
苯—甲苯填料精馏塔设计
系(部)
生物工程与环境科学系
专业(班级)
营养1班
姓名
王 敏
学号
2011032137
指导教师
李晋波
起止日期
2013/5/20—2013/5/31

目录
第1章 设计流程的确定和说明 4
1.1 设计任务 4
1.2 设计流程 5
1.2.1 装置流程的确定 5
1.2.2 操作压力的选择 6
1.2.3 加料的方式 7
1.2.4 进料的方式 7
1.2.5 塔顶冷凝方式 7
1.2.6 回流比的选择 7
1.2.7 加热方式 7
第2章 精馏塔的物料衡算 9
2.1 原料的摩尔分率、平均摩尔质量及处理量 9
2.2 产品的摩尔分率、平均摩尔质量及处理量 9
第3章 精馏塔的热量衡算 11
3.1加热介质和冷却剂的选择 11
3.2 冷凝器的热负荷的计算 11
3.3 冷却介质消耗量的计算 12
3.4 加热器的热负荷及全塔热量衡算 12
第4章 精馏塔的理论板数和物性参数的计算 16
4.1 塔顶、塔底、塔釜温度的求算 16
4.2 理论板数的求取 16
4.3 塔顶条件下的流量及物性参数 17
4.4 塔底条件下的流量及物性参数 18
4.5 进料条件下的流量及物性参数 18
4.6 精馏段的流量及物性参数 19
4.7 提馏段的流量及物性参数 19
第5章 精馏塔的塔体尺寸的计算 21
5.1 填料的选择 21
5.2 塔径的计算 21
5.2.1 精馏段塔径的计算 21
5.2.2 提馏段塔径的计算 22
5.3 填料层高度的计算 22
第6章 精馏塔附件的选型及计算 24
6.1 塔接管的计算及选择 24
6.1.1 进料管 24
6.1.2 回流管 24
6.1.3 塔顶蒸汽接管 24
6.1.4 塔釜出料 24
6.2 液体分布器的选型 24
6.2.1 回流也分布器的计算 24
6.2.2 进料液分布器的计算 25
6.2.3 液体再分布器 25
6.3 填料支撑板的选择 25
6.4 填料压紧装置 26
6.5 塔釜设计 26
6.6除沫器 26
第7章 精馏塔附属设备选型及计算 27
7.1 冷凝器 27
7.1.1 冷凝器的选型 27
7.1.2 传热面积的计算 27
7.2 加热器 27
7.2.1 加热器的选型 27
7.2.2 传热面积的计算 27
7.3 手孔 28
7.4 裙座 28
7.5空间高度 28
第8章 结语 29
致 谢 30
符号说明 31
参考文献 33
附录 34

第1章 设计流程的确定和说明

1.1 设计任务
化工原理课程设计任务书

系主任 张建社 指导老师 李晋波 学生 王敏
一、设计题目： 苯-甲苯填料精馏塔设计
二、设计条件
1.处理量：5800吨/年；
2.料液组成（质量分数）：苯含量为66%的常温液体；
3.塔顶产品组成(质量分数)： 塔顶丙酮含量不低于（不高于）97%；
4..塔底产品组成(质量分数)：塔底丙酮含量不高于3%
5.年工作生产时间：300天
三、设计内容
1、设计方案的确定：（1）进料状态，自选（2）加热方式，自选（3）热能的利用
2、工艺计算: (1)物料衡算；（2）热量衡算；（3）回流比的确定；（4）理论塔板数的确定。
3、填料精馏塔设备设计：填料的选择、填料层压降的计算、液体分布器简要设计、填料层高度的计算、精馏塔接管尺寸的计算、填料支承板的选择、除沫器等
4、流体力学的计算及有关水力性质的校核。
5、填料精馏塔的辅助设备的选型
6、手工绘制主要设备的设计条件图（A2图纸）
7、编写设计说明书。
四、 厂址：长沙地区（1.01×Pa）
五、 设计任务
完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔设备的设计条件图，编写设计说明书。
六、 设计时间安排
2013.5.10-----2013.5.31
1.2 设计流程
在化工生产中，精馏是最常用的单元操作,，是分离均相液体混合物的最有效方法之一，在炼油、化工、石油化工等工业中得到广泛应用。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。随着石油化工的发展，填料塔日益受到人们的重视，填料塔技术有了长足的进步，涌现出不少高效填料与新型塔。苯和甲苯的分离对于工业生产具有重要的意义填料塔是塔设备的一种。塔内填充适当高度的填料，以增加两种流体间的接触表面。结构较简单，检修较方便。广泛应用于气体吸收、蒸馏、萃取等操作。据有关资料报道塔设备的资料费用占整个投资的费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工和炼油行业的极大重视。根据设计任务书，此塔设计为填料精馏塔。
1.2.1 装置流程的确定
冷却器设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，适合小规模，多品种或多组分物系的初步分离。蒸馏装置包括精馏塔, 原料预热塔, 蒸馏釜,冷凝器,釜液器,釜液冷却器和产品
蒸馏是通过物料在塔内的多次部分汽化和多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器冷却器中的冷却介质将余人热带走。在此过程中，热能利用很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用原料做为塔顶产品冷却器的冷却介质，即可将原料预热，有可节余冷却介质。
另外，为保持塔的稳定性，流程中初用泵送入塔原料外也可采用高位槽入料，以免受泵操作波动的影响。
塔顶冷凝装置可采用全凝器，分冷器—全冷器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准却的控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸气有一定的增浓作用，若后继装置使用气态物料，则应用分凝器。
总之，确定流程时要教全面合理的兼顾设备、操作费用、操作控制及安全等因素。
1.2.2 操作压力的选择
塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则：
一、 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。
二、 考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。
三、 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。
1.2.3 加料的方式
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，可以节约一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用增加；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；本次设计选用高位槽加料。
1.2.4 进料的方式
本设计任务为分离苯-甲苯溶液混合物，对于二元混合物的分离应选用连续精馏操作，本设计中的进料方式为泡点回流，也就是将原料液通过加热器加热到泡点后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受春夏秋冬因为进料温度的变化而造成塔的不稳定。
1.2.5 塔顶冷凝方式
塔顶采用全冷凝器，用水冷凝，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。此次分离选用全冷凝器。
1.2.6 回流比的选择
该物系属于易分离物系，最小回流比也比较小，故使操作回流比取最小回流比的2倍。最小回流比的选取关系着塔板数的个数，要想达到理想的分离效果，如果回流比越小，塔板数就会越大，从而减少操作成本，但是精馏塔制造的固定成本提高，相反，回流比越大，塔板数就越小，操作成本高但是制造成本低。
1.2.7 加热方式
加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热，本设计采用间接蒸汽加热，间接加热是通过加热器使釜液产生汽化，上升蒸汽与回流下来的冷液进行传质。
采用间接蒸汽加热可以使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以此可以减少理论板数。缺点是增加加热装置。

第2章 精馏塔的物料衡算

2.1 原料的摩尔分率、平均摩尔质量及处理量
苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol
甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmol
由已知条件得知，料液组成为66%，从而可求原料的摩尔分率和原料的平均摩尔质量
=0.69
= 0.6978.11+(1-0.69)92.13=82.46 kg/kmol
又由已知的处理量为5800吨/年，可得原料处理量：
=9.77kmol/h
2.2 产品的摩尔分率、平均摩尔质量及处理量
由已知条件，塔顶产品组成为97%，可求塔顶组成的摩尔分率及平均摩尔质量。

塔釜产品为3%，可求塔釜组成的摩尔分率及平均摩尔质量。

又已知F=D+W

即9.77=D+W
9.77 0.69=D 0.976+W 0.037
联立以上两式 D=2.99 kmol/h
W=F-D=9.77-2.99=6.78 kmol/h
物料中塔顶产品的平均相对分子质量：
M=78.11× 0.976+92.13×（1-0.976）=78.45kg/kmol
塔顶产品流量：D=2.99× 78.45=234.57kg/h
塔釜产品的平均相对分子质量：
M=78.11×0.037+92.13×（1-0.037）=91.61kg/kmol
塔顶产品流量：W=6.78× 91.61=621.12kg/h

F=D+W=855.69kg/h
物料衡算结果（表2-1）

单位
进料F
塔顶D
塔釜W
物料流量
Kg/h
855.69
234.57
621.12

Kmol/h
9.77
2.99
6.78
组成
质量分率
66%
97%
3%

摩尔分率
0.69
0.976
0.037

第3章 精馏塔的热量衡算

3.1加热介质和冷却剂的选择
加热介质：本设计选用300kpa（温度为133.3℃）的饱和水蒸汽作为加热介质，因为饱和水蒸汽是一种应用最广的加热剂，其冷却时的传热膜系数很高，可以通过改变水蒸气的压力控制加热温度，水蒸气易于获得、清洁、不易腐蚀加热管，成本低，塔结构也不复杂。
冷却剂:本设计选用29℃的冷却水，选升温10℃，即冷却水的出口温度为39℃
3.2 冷凝器的热负荷的计算

冷凝器的热负荷Qc=(R+1)D
式中 ----塔顶上升蒸气焓，kJ／kmol；
----塔顶馏出液的焓，kJ／kmol。

式中 ----苯的蒸发潜热，kJ／kmol；
----甲苯的蒸发潜热，kJ／kmol
表3-1为沸点下的蒸发潜热数据
项目
沸点/℃
蒸发潜热△Hv/kcal/kmol
Tc/k
苯
80.10
7352
562.1
甲苯
110.63
7930
591.7

(资料来源：化学工业出版社——化工基础数据 p 288-300）
蒸发潜热与温度的关系：=
其中------对比温度。
由沃森公式计算塔顶温度下的潜热：
=
已知： = 80.72℃ = 93℃ = 104.9℃ 93.4℃

（1） = 93℃时，对苯：

蒸发潜热：
（2 ） = 93℃时，对甲苯同理得：

蒸发潜热：
蒸发潜热△HvA =73524.184（）0.38=30023.72kj/kmol
=79304.184（）0.38=34229.43kj/kmol
对全冷凝器做热量衡算（忽略热量损失）
=(R+1)D
选择泡点回流，因为塔顶苯含量很高，与露点接近，所以：

代入数据得：

3.3 冷却介质消耗量的计算
==5080.58(kJ／h)
3.4 加热器的热负荷及全塔热量衡算
本设计选用300kpa（温度为133.3℃）的饱和水蒸汽作为加热介质

表3-2为苯和甲苯的摩尔热容

t/℃
20
40
60
苯（Cmp/kj/kmol）
1.716
1.767
1.828
甲苯
1.681
1.057
1.834

根据表3-2利用内插法求得下表苯和甲苯在不同温度下混合的比热容如表3-3
苯

甲苯

苯

甲苯

苯：=1.91×(80.72-93.4)=-24.22
=1.91×(104.9-93.4)=21.97
甲苯：=1.954×(80.72-93.4)=-24.78
=1.995×(104.9-93.4)=22.94
=[+ (1-)]（）
=(1.91×0.97+0.03×1.954)×(80.72-93.4)=-24.24
=[+ (1-)]（）
=(1.949×0.03+1.995×0.97)×(104.9-93.4)=22.93
已知 D=234.57kg／h) W=621.12(kg／h)
所以 =D=D×△t=-7356.31(kJ／h)
=W=W×△t=5685.98(kJ／h)
（2）对全塔进行热量衡算：++
为简化计算，以进料焓，即93.4时的焓值为基准做热量衡算。
++-=221127.95(kJ／h)
取热损失为10%，则η=0.9，则==
式中 ----加热器理想热负荷，kJ／h；
----加热器实际热负荷，kJ／h；
----塔顶馏出液带出热量，kJ／h；
----塔底带出热量，kJ／h。
（4）加热蒸汽消耗量：
△=2618.1 kJ／kg (333K,300kPa)
==(kg／h)
表 3.4热量衡算数据结果
符
号

数 值
212571.65 kJ／h
5080.58 kg／h
0
-5685.98
kJ／h
14242 .28kJ／h
245697.7 kJ／h
113.3 kJ／h

第4章 精馏塔的理论板数和物性参数的计算

4.1 塔顶、塔底、塔釜温度的求算
由《化工原理课程设计》刘雪暖 汤景凝 主编查得苯——甲苯的气液平衡数据

表4-1常压下苯——甲苯的气液平衡数据

苯的摩尔分数
温度t/oC
苯的摩尔分数
温度t/oC
液相x
气相y
液相x
气相y
0
0
110.6
0.592
0.789
89.4
0.088
0.212
106.1
0.7
0.853
86.8
0.2
0.37
102.2
0.803
0.914
84.4
0.3
0.5
98.6
0.903
0.957
82.3
0.397
0.618
95.2
0.95
0.979
81.2
0.489
0.71
92.1
1
1
80.2

根据汽液平衡表（x-y-t）利用内插法求以下几个温度
塔顶温度、
得= 80.72℃
得=93℃
b、塔釜温度
=得=104.9℃
c、进料温度
得=93.4℃
d、相对挥发度
t=81℃时，=2.52
t=106℃时 2.27
4.2 理论板数的求取

由于本次设计的相对挥发度是变化的，所以不能用简捷法求得，应用图解法。
根据苯-甲苯溶液物系的气液平衡数据，绘出x-y图(见附页1)
求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比，在气液相平衡图中对角线自点e（0.69,0.69）作垂线ef即为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标：
故最小回流比为:
取操作回流比为:R=2 Rmin =1.36
精馏塔的气、液相负荷：
L=RD=1.36 2.99=4.07kmol/h
V=(R+1)D=2.36 2.99=7.06 kmol/h
L’=L+q F=4.07+9.77=13.84 kmol/h
V’=V+(q-1)F=7.06 kmol/h
图解法求理论板层数
采用图解法求解理论板数，如图附录1，求解结果为：
总理论板数 NT=12(含再沸器)
进料板位置 NF=5
精馏段理论板数：5块 提馏段 ：7块
b、塔釜温度
=得=104.9℃
4.3 塔顶条件下的流量及物性参数
xD=0.976 ==0.972
D=2.99kmol/L

a、 气相平均相对分子质量的计算可由xD=y1=0.976 查平衡曲线得x1=0.941

MVD=MAxD+MB(1-xD)=0.97678.11+（1-0.976）92.13=78.45 kg/kmol

b、 液相平均相对分子质量：

MLD=MAx1+MB(1-x1)=0.941 78.11+(1-0.941) 92.13=78.94 kg/kmol
c.气相密度：VD===2.695kg/m3
d.液相密度：当tLD= 80.72℃时利用内插法得

A=815 kg/m3，
= kg/m3
故=833.3 kg/m3
e.液相黏度tLD= 80.72℃时利用内插法得=0.306mpa·s，=0.309mpa·s
=AXD +(1-XD))=0.306 0.97+0.309 (1-0.97)=0.306 mpa·s

f.塔顶出料口质量流量：D=2.9978.45=234.57kg/h
4.4 塔底条件下的流量及物性参数
Xw=0.037
w=
a、液相平均相对分子质量：
b.气相密度：当Tw=104.9℃时
VW===4.79 kg/m3
c. 液相密度: Tw=104.9℃时
= kg/m3
d.液相黏度Tw=104.9℃时 利用内插法得=0.244mpa·s，=0.255mpa·s
=AXD +(1-XD))=0.244 0.965+0.255 (1-0.965)=0.244 mpa·s
4.5 进料条件下的流量及物性参数
F=9.77kmol/h xF=0.69 yF=0.86
F= =0.654
a. 气相平均相对分子质量

MVF=MAyF+MB(1-yF)=0.8678.11+（1-0.86）92.13=80.07 kg/kmol

c、 液相平均相对分子质量
d、
MLF=MAxF+MB(1-XF)=0.6978.11+（1-0.69）92.13=82.46 kg/kmol

c.气相密度：VF===2.664kg/m3
d.液相密度：当tLD= 93.4℃时利用内插法得
kg/m3
= kg/m3
LF=799.4 kg/m3
e.液相黏度tLF= 93.4℃时利用内插法得=0.271mpa·s，=0.279mpa·s
=AXF +(1-XF))=0.271 0.97+0.279 (1-0.97)=0.273 mpa·s
f.进料质量流量：F==80.5kg/h
4.6 精馏段的流量及物性参数
a.气相平均相对分子质量：MVJ==79.26 kg/kmol
b、液相平均相对分子质量：MLJ==80.7 kg/kmol
c.气相密度：VJ==2.680kg/m3
d.液相密度：LJ==816.4kg/m3
e.气相流量：V=(R+1)D=(1.36+1)2.99=7.06 kmol/h
V=7.06×79.26=559.6kg/h
f.液相流量：L=RD=1.36×2.99=4.07kmol/h
L=4.07×80.7=328.4kg/h
g.液相黏度：=0.290 mpa·s

4.7 提馏段的流量及物性参数
a.气相平均相对分子质量：MVT==85.58 kg/kmol
b、液相平均相对分子质量：MLT==87.04kg/kmol
c.气相密度：VT==3.73kg/m3
d.液相密度：LJ==792.8kg/m3
e.气相流量：V’=（q-1)F+V=7.06 kmol/h

V’=7.06×85.58=604.2kg/h
f.液相流量：L’=L+qF=13.84kmol/h

L’=13.84×87.04=1204.6kg/h
g.液相黏度：µLT ==0.2590mpa·s

第5章 精馏塔的塔体尺寸的计算

5.1 填料的选择
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，与塔内件一起决定了填料塔的性质。
本设计选用规整填料，金属波纹250Y型填料。规整填料是一种在塔内按均匀图形排布、整齐堆砌的填料，规定了气液的通路，改善了沟流和壁流现象，压降可以很小，可以提供更大的比表面积，在等溶剂中达到更高的传质、传热效果。
与散装填料相比，规整填料结构均匀、规则、有对称性，当与散装填料有相同的比表面积时，填料孔隙率更大，具有更大的通量，单位分离能力大。
5.2 塔径的计算

名称
型号
材料
比表面积a/()
气相动能因子F/[]
每米填料理论板数
压降
适用范围
压延孔板波纹填料
250Y
金属压延刺孔板
250
2.6（最大）
2.5-3
300
精馏、吸收等

5.2.1 精馏段塔径的计算
精馏段：K=1.75，A=0.291，V =2.680 kg/m3 ,L =816.4 kg/m3
=0.29mpa·s , L=328.4kg/h, V=559.6kg/h , ε=0.97 , α=250㎡/ m3
把以上数据代入气速关联式:
㏒[]=A-K()0.25()0.125
得uF=2.2m/s
空塔气速u=0.5uF =2.2×0.5=1.1 m/s
t均==93.2℃
体积流量Vs==0.02 m/s
D===0.152m
圆整后D=200mm 空塔气速u=0.64m/s
5.2.2 提馏段塔径的计算
提馏段：K=1.75，A=0.291，V =3.73 kg/m3 ,L =792.8 kg/m3
=0.259mpa·s , L=1204.6kg/h, V=604.2kg/h , ε=0.97 , α=250㎡/ m3
把以上数据代入气速关联式:
㏒[]=A-K()0.25()0.125
得uF=1.3m/s
空塔气速u=0.5uF =1.3×0.5=0.65 m/s
t均==99.15℃
体积流量Vs==0.016 m/s
D===0.173m
圆整后D=200mm 空塔气速u=0.510m/s
5.3 填料层高度的计算
查资料得每米填料理论板数为1/4=0.25

由z=理论板数×等板高度得
Z精=0.25× 5=1.25米
Z提=0.25×7=1.75米
Z共=3米
Z实=1.5Z精即Z实=3×1.2=3.6米
△ P/Z=250Pa/m

第6章 精馏塔附件的选型及计算

6.1 塔接管的计算及选择
6.1.1 进料管
取进料管速度为uF =1.0m/s
df = ==0.0194m
选用35 ×2.5mm的管子
6.1.2 回流管
直流回流一般为0.2~0.5m/s取uR= 0.4m/s
dR= ==0.0190m
选用25 ×3mm的管子
6.1.3 塔顶蒸汽接管
操作压力常压，蒸汽速度uv =20m/s
dV= ==0.06m
选用76×4mm的管子
6.1.4 塔釜出料
塔釜流出液体速度uw =0.6m/s
dV= ==0.02m
选用32×2.5mm的管子
6.2 液体分布器的选型
本设计采用莲蓬头式喷淋器，选用此装置能使截面积的填料表面较好的润湿。结构简单，制造和维修方便，喷洒比较方便，安装方便。
6.2.1 回流也分布器的计算
——流速系数取0.82~0.5,H取0.06米
U==0.82=0.89m/s
小孔输液能力计算 Q===1.15×10-4m2/s
f ===1.58×10-4 m2/s
n==23(孔)
6.2.2 进料液分布器的计算
由《化工容器及设备简明设计手册》贺匡国主编954页查得
莲蓬头的直径一般取塔径的，所以莲蓬头的直径为40mm，喷射角取为40度，莲蓬头的喷头高度H=0.5~1D,取H=0.2m,小孔的直径为3~10mm，取小孔直径为3mm。
6.2.3 液体再分布器
一般取α=35°-45° d=(0.7-0.8)D 取 0.7D=140mm
注：参考文献《化工容器及设备简明设计手册》 第二版 P956 贺匡国 主编 北京 化学工业出版社

6.3 填料支撑板的选择
填料支撑装置对保证填料塔的操作性能具有巨大的作用，对填料支撑装置的基本要求是：有足够的强度以支撑填料的重量；提供足够大的自由截面，尽量减小8两相的流体阻力；有利于液体分布；乃腐蚀性能好，便于各种材料制造，以及安装拆卸方便。评价填料支撑装置的性能优劣，主要根据它能否在支撑板与填料的接触压力，提供足够大的自由截面。
常用的填料支撑装置有栅板型，孔管型，驼峰型等，对于散装填料，通常选用孔管型、驼峰型等。
当塔内气液负荷较大或负荷波动较大时，塔内填料将发生浮动或相互撞击，破坏塔的正常操作甚至损坏填料，为此，一般在填料层顶部设压板或床层限制板。
设计中,为防止填料支撑装置处压降过大甚至发生液泛,要求填料支撑装置的自由截面积应大于75%。
本设计依据塔径D=200mm,选用栅板型支撑板，支撑板厚度25mm。

图4-2 栅板式填料支承装置示意图
6.4 填料压紧装置
为防止在上升气流的作用下填料床层发生松动或跳动,需在填料层上方设置填料压紧装置.填料压紧装置有压紧栅板,压紧网板,金属压紧器等不同类型.对于散装填料,可选用压紧网板,液可选用压紧栅板,在其下方,根据填料的规格敷设一层金属网,并将其与压紧栅板固定;对于规整填料,通常选用压紧栅板.设计中,为防止在填料压紧装置处压降过大甚至发生液泛,要求填料压紧装置的自由截面积应大于70%.
本设计中填料塔在填料装填后于其上方安装填料压紧栅板，压紧板厚度为25mm。
6.5 塔釜设计
小料液在釜内停留15min,装填系数取0.5：
塔釜高h/塔径d=2:1
塔釜液量：L=L’==0.37m
塔釜体积：V===0. 74m
V=n,h/d=2
V=n,d==0.78m
h =2d=2 0.78=1.56m
6.6除沫器
为了确保气体的浓度，减少液体的夹带损失，选用除沫器。
常用的除沫器装置有折流板式除沫器、丝网除沫器以及旋流板除沫器。本设计塔径小，且气液分离，故采用小型丝网除沫器，装入设备上盖。
第7章 精馏塔附属设备选型及计算

7.1 冷凝器
7.1.1 冷凝器的选型
本设计冷凝器重力回流直立或管壳式冷凝器原理，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，以便及时排除冷凝液。
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，使其液膜厚度减弱，传热系数增大，利于节约面积，减少材料费，取冷凝器传热系数K=2301.2kJ/m2h℃
7.1.2 传热面积的计算
长沙地区夏季最高平均气温29℃，温升10℃

逆流： T 80.72℃ 80.72℃
t 29 ℃ 29℃
△tm=将△t1=41.72℃，△t2=51.72℃代入求得
△tm=46.5℃
传热面积 A==2㎡
7.2 加热器
7.2.1 加热器的选型
选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内，蒸汽选择133.3℃饱和水蒸汽，传热系数K=4184 kJ/m2h℃
7.2.2 传热面积的计算
△ t=133.3-100=33.3℃
又表6-4得Q’S=245697.7kJ/h
A==1.8㎡

7.3 手孔
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，在每段填料层得各设置一个手孔。
对于600mm以下的塔径需要在精馏段和提馏段各开一个手孔，手孔的直径取150mm
7.4 裙座
塔设备的裙座可分为圆筒形和圆锥形两种，当塔的高径比大于30时，风力稳定性较差，应采用圆锥形裙座，其余情况一般都用圆筒形裙座。
由于本设计中塔径为0.2m，所以选用圆筒形裙座。故裙座高为400mm

7.5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1.0~1.5m，本设计取1.0m。
由于塔径为，所以裙座可设计，裙座取值高度为0.5m

第8章 结语
塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。
本次化工原理设计以精馏塔（填料塔）设计为主，附以换热器、离心泵及管道设计和选型。主要介绍填料塔精馏塔的设计计算，并就有关流程方案的确定以及附属设备的选型作了介绍，此外给出了设计时所使用的现行技术标准和一些基础数据。
通过这次设计,我学到了很多东西,比如精馏塔设计的步骤、设计原理以及工艺的计算，且提高了查找资料的能力.在设计过程中,许多数据都不是给定的,需要我们查阅很多资料。在计算过程中,由于一些经验数据无法做到完全准确,所以会对结果产生影响.设计过程中数据的取舍难免会对结果产生影响,其中一些数据的来源需通过查图,则其误差难免,从整个计算结果上看,基本符合设计的要求. 由于我们的设计任务都是在理论上做文章,缺乏工厂实践,所以设计出来的精馏塔不管在经济还是在生产安全上可能都不理想,望老师加以指教。

致 谢

通过这几天的课程设计让我学会了好多，首先感谢指导老师的教导和领导，让我受益匪浅，在课程设计中学会了如何查阅资料，如何自己选型，以及如何把设计做到最优，也让我明白了不管做什么都要静得下心，耐得住寂寞，只有这样我们才能做到最好，通过课程设计，也让我给了自己一个更好的定位，我想在以后的生活中我会更加严格要求自己，精益求精，在学习和生活上树立一个目标，争取通过自己的努力给自己一个满意的答复。

学生姓名：王敏
日期：2013/5/29

符号说明

英文
希腊文
A
安托尼方程系数
ρ
密度 kg/m3
B
安托尼方程系数
μ
粘度 Pa·s
C
安托尼方程系数
热容 kJ/(kg.℃)
Φ
填料因子 m-1
D
直径 m
塔顶产品摩尔流量kmol/h
Ψ
液体密度校正系数

上下标说明
F
进料摩尔流量 kmol/h
A
甲醇
g
重力加速度 m/s2
B
水
HETP
填料层等板高度 m
D
塔顶产品
K
传热系数 w/(m2·℃)
F
进料
M
物料质量流量 kg/h
摩尔质量 kg/kmol
f
泛点
N
理论板数
i
纯组分
P
压力 Pa
L
液体
Q
传热量 kJ/h
Min
最小量
r
汽化潜热 kJ/kg
m
平均值
S
换热器面积 m2
s
饱和蒸汽
T
绝对温度 K
V
气体或蒸汽
t
摄氏温度 ℃

平均
u
流体流速 m/s

提馏段
V
容器体积 m
塔内蒸汽量 mol/s
体积流量 m3/s

W
塔釜产品摩尔流量kmol/h

x
物料摩尔分率

Z
填料层高度 m

希腊字母
θ----液体在降液管内停留的时间 s
----粘度 mPa.s
ρ----密度 kg/m3
σ----表面张力N/m
α----质量分率 无因次
下标
max---- 最大的
min ---- 最小的
L---- 液相的
V---- 气相的
参考文献

[1] 贺匡国，主编 .《化工容器及设备简明设计手册》 第二版 ［Ｍ］． 北京： 化学工业出版社 2002年
[2] 王志魁，刘丽英 ，刘伟 编 .《化工原理》 第四版 ［Ｍ］． 北京 ：化学工业出版社
[3] 马江权，冷一欣 主编 .《化工原理课程设计》 第二版 ［Ｍ］.北京： 中国石油出版社
[4] 路秀林，王者相等编．化工设备设计全书-塔设备［Ｍ］．北京：化学工业出版社，2004.
[5]刘雪暖 ,汤景凝等编. 《化工原理课程设计》［Ｍ］．北京：石油大学出版社， 2001.

附录

34