填料式精餾塔的設(shè)計

填料式精餾塔設(shè)計前言填料塔和精餾塔一樣，同屬于化工單元操作中精餾的過程設(shè)備。物料在填料塔中的傳質(zhì)、別離主要是分散在填料外表進行的。故別離效率的上下主要取決于填料的結(jié)構(gòu)和性能。由于高校填料塔比板式塔的壓力將小，所以它比板式塔的操作能耗小。由于在一般情況下，高效填料塔的單位容積生產(chǎn)能力高，因而可以利用已有的板式塔改為高效填料塔，提高生產(chǎn)能力。高效填料塔唯一的缺點是高效填料造價高，一次性投資高。但從板式塔的壓力降小，能耗小，別離效率高，單位容積生產(chǎn)能力高考慮，高效填料塔的綜合性費用還是比板式塔低。設(shè)計條件進料中苯的質(zhì)量百分數(shù)：wF塔頂產(chǎn)物中苯的質(zhì)量百分數(shù)：wD%≥塔底中苯的質(zhì)量百分數(shù)：wW%≤泡點進料，即q=1年處理量：4000噸/年常壓蒸餾：P=101.325KPa采用拉西環(huán)式填料三填料選擇拉西環(huán)是最古一種老、最典型的一種填料，由于它結(jié)構(gòu)簡單，制造容易，價格低廉，性能指數(shù)較齊全以及機械強度高，因此長久以來，盡管它存在嚴重缺點，但仍受廠家歡送，沿用至今。拉西環(huán)的缺點是結(jié)構(gòu)不敞開，有效空隙率比實際空隙率小得多，故壓力降大得多。拉西環(huán)在塔內(nèi)有兩種填料方式：亂堆和整砌。亂堆裝卸較方便，但壓力降較大你，一般直徑在50㎜以下的拉西環(huán)用亂堆填料，直徑在50㎜以上的拉西環(huán)用整砌填料，整砌填料壓力降小。當填料的名義尺寸小于20㎜時各填料本身的別離效率隨尺寸的變化不大，而當填料的名義尺寸大于20㎜時各填料本身的別離效率都明顯下降。因此25㎜的填料可以認為是工業(yè)填料中選用的合理填料，故本次設(shè)計選用金屬拉西環(huán)25㎜×25㎜×0.8㎜。相關(guān)物性參數(shù)如下：表1金屬拉西環(huán)25mm×25mm×0.8mm參數(shù)工程參數(shù)工程參數(shù)公稱直徑D＝25㎜比外表積σ＝220m／m外徑d＝25㎜空隙率ε＝95％高度h＝25㎜堆積個數(shù)n＝55000個／m壁厚δ＝0.8㎜堆積密度ρ＝640㎏／m干填料因子a／ε＝257／m等板高度H＝0.46m濕填料因子φ＝390／m平均壓降Δp＝0.5kPa／m物料衡算每小時處理量：每年按300天計算〔剩余時間為檢修等其他時間〕，每天按24小時計算。m苯的相對分子量：78.108甲苯的相對分子量：92.134塔頂液體的摩爾質(zhì)量M進料液體的摩爾質(zhì)量M塔底液體的摩爾質(zhì)量M進料的摩爾質(zhì)量F=進料中苯的摩爾分數(shù)x塔頂液體中苯的摩爾分數(shù)x塔頂液體中苯的摩爾分數(shù)x因為F=D+W即6.3=D+W6.3×28.22%=D×99.83%+W×0.589解之得：W≈4.546Kmol/hD≈1.754Kmol/h表1苯〔A〕-甲苯〔B〕在各溫度下的蒸汽壓t/℃80.184889296100104108110.6PA101.3114.4128.4144.1161.3180.0200.3222.4237.7PA39.044.550.857.865.674.283.694.0101.3因為溶液服從拉烏爾定律，所以可以用以下兩式求出相應(yīng)溫度下的平衡組成x,y表2苯-甲苯的平衡數(shù)據(jù)t/℃80.184889296100104108110.6x10.8130.6510.5040.3730.2560.1520.0570x109180.8250.7170.5940.4550.3000.1250圖1苯-甲苯的溫度-組成相圖因為苯-甲苯的溶液可以近似看成理想溶液，相對揮發(fā)度可用下式來計算α=可以得到下表表3苯-甲苯各溫度下的相對揮發(fā)度t/℃80.184889296100104108110.6α2.602.572.532.492.462.432.402.372.35按照幾何平均值可以求出平均相對揮發(fā)度α=最小回流比R泡點進料時xR≈2.40因為R≈取R=1.5理論板數(shù)確實定從第一塊塔板上升的蒸汽組成與塔頂?shù)慕M成相等，即y由相平衡方程y=αx1+(α-1)xx=精餾段操作方程yn+1=3.60=0.7826x進行理論塔板的逐板計算，得到表格4氣相組成液相組成yxyxyxyxyxyxyxyxyx因為x8有因為x所以在第八塊塔板和第九塊塔板之間進料。提留段的計算因為R又因為泡點進料，即q=1∴由相平衡方程得x=由提留段操作方程得y==1.5634又因為x可得到提留段各個塔板的組成氣相組成液相組成xyxyxyxyxyxyxyxyxyxy因為y所以在第十九塊塔板進料填料高度的計算因為采用25mm鋼制拉西環(huán)，所以壓力降取ΔP=0.5KPa/m，等板高度HEPT=0.46m。填料塔總板數(shù)N=19所以，填料總高度為Z=HEPT×精餾段填料高度為Z提留段填料高度為Z壓力降計算精餾塔的總壓降Δ精餾段的壓降Δ提留段的壓降Δ因為采用常壓操作，所以頂部壓強為常壓，即P進料口處壓強為P塔底的壓強為P精餾塔塔徑的計算物料的液體密度塔頂x由圖1得：T查化工物性算圖手冊[1]得ρρρ進料處xT查化工物性算圖手冊得ρρρ塔底xT查化工物性算圖手冊得ρρρ物料氣體密度計算塔頂，因為y所以，塔頂氣體摩爾質(zhì)量M塔頂氣體密度ρ進料時，xF=0.2822所以，塔頂氣體摩爾質(zhì)量M進料中氣體的密度ρ塔底xW=0.00589,所以，塔底氣體摩爾質(zhì)量M塔底氣體密度ρ塔頂和塔底氣液體積流速的計算在泡點回流條件下，精餾段每層塔板下降的液體量等于回流量。L=RD=3.60×1.754=6.3144Kmol/h精餾段每層塔板上升的量為V=D+L=1.754+6.3144=8.0684Kmol/h提留段LV塔頂氣體體積流速q塔頂液體體積流速q塔底氣體體積流速q塔底液體體積流速q泛點氣速的計算泛點氣速在精餾段的第一塊塔板上的速度最大，在提留段的最后一塊塔板的速度最大。查苯和甲苯的黏度[1][2]得40℃時μ80.2℃時μ110.5℃時μ精餾段：L查填料塔泛點氣速及氣體壓力降計算用關(guān)聯(lián)圖[3]得u因為?=39080.2℃u因為實際泛點氣速是最大泛點氣速的60%-80%，計算中取60%u精餾段塔徑為D提留段Lu因為?=390110.5℃uuD圓整：根據(jù)壓力容器公稱直徑標準〔GBT9019-2001〕,選取D=450mm填料塔高度計算采用的25mm鋼質(zhì)拉西環(huán)，HEPT取0.5米。精餾段高度ZZ提留段高度ZZZ=根據(jù)設(shè)計規(guī)那么，塔底預留3min液體塔底預留液體體積V塔底預留高度h=在塔頂和塔底還要按要求預留一定高度，取0.85m塔的裙座取1.2m所以塔的總高度H=Z+h+0.75+0.85×2=17.05≈17.1m液體分布器的計算由于圓整后的精餾塔公稱直徑DN為450mm，根據(jù)設(shè)計規(guī)那么[4][5]選用蓮蓬頭式液體分布器。液體分布器直徑d=(0.2~0.3)DN取d=0.2DN=0.2×450mm=90mm球面半徑r=噴灑孔直徑?=3~10mm安裝高度y=取y=0.5DN=0.5×450mm=225mm同心圓數(shù)m<取m=8第一圈圓周上的孔的個數(shù)Z取6因為Z=解之得n=216個輸液能力VΦ液體流速系數(shù)0.82~0.85f噴灑孔總面積，mw噴灑孔流體流速，m/sw=?H蓮蓬頭內(nèi)壓力H=w=0.82×V設(shè)計的液體分布器適宜全凝器的計算對全凝器做熱量衡算，忽略熱量損失Q=(R+1)D(Qc——IV，qmcpc----冷卻介質(zhì)比熱容，查化工物性算圖手冊可得下表苯-甲苯物性數(shù)據(jù)工程沸點/℃汽化熱ΔH/KJ/mol苯80.131甲苯110.832Q=(3.6+1)×1.574×=1918.14KJ/s假設(shè)用水做冷卻劑，水的進口溫度t1設(shè)為20℃，出口溫度t2設(shè)為60℃水的用量q==11.96Kg/再沸器的計算再沸器提供全塔消耗的能量Q===1.775×4.546×=2533.022KJ/查物性手冊得水的相變熱為:2260KJ/Kg所需的水蒸氣的量為qm2=管徑尺寸計算流體在管道內(nèi)流動時，液體流速一般為0.5~3m/s，氣體流速一般為10~30m/s塔頂蒸汽輸出管道因為q取蒸汽流速u管徑d根據(jù)普通無縫鋼管〔GB8163-87〕中的熱軋無縫鋼管標準，選取?76mm×3.0mm的無縫鋼管回流輸液管道因為q取蒸汽流速u管徑d根據(jù)普通無縫鋼管〔GB8163-87〕中的熱軋無縫鋼管標準，選取?32mm×2.5mm的無縫鋼管塔頂餾分〔D〕輸出管道因為q取蒸汽流速u管徑d根據(jù)低壓流體輸送用焊接鋼管規(guī)格〔GB3091-93,GB3092-93〕選取?17.0mm×2.25mm的無縫鋼管回流輸液管道因為q取蒸汽流速u管徑d根據(jù)普通無縫鋼管〔GB8163-87〕中的熱軋無縫鋼管標準，選取?32mm×2.5mm的無縫鋼管再沸器回流管道因為q取蒸汽流速u管徑d根據(jù)普通無縫鋼管〔GB8163-87〕中的熱軋無縫鋼管標準，選取?76mm×3.0mm的無縫鋼管塔底組分W輸出管道因為q取蒸汽流速u管徑d根據(jù)低壓流體輸送用焊接鋼管規(guī)格〔GB3091-93,GB3092-93〕選取?26.8mm×2.75mm的無縫鋼管進料管道因為q取蒸汽流速u管徑d根據(jù)普通無縫鋼管〔GB8163-87〕中的熱軋無縫鋼管標準，選取?32mm×2.5mm的無縫鋼管其他設(shè)備的計算選擇1泵因為mV揚程H≥功率W查化工原理附錄二十二可選用IS50-32-200型號，在1450r/min下，效率為33%，軸功率為0.41KW，配帶功率為0.75KW換熱器查物性手冊得到表10，表11計算所用數(shù)據(jù)表10苯-甲苯在各溫度下的比熱容溫度℃cc401.7831.74080.21.9181.910110.52.023表11水的物性數(shù)據(jù)溫度℃密度Kg/黏度×熱導率W/(m?K)20998.21.0040.59940992.20.65330.63560983.20.46990.659塔頂產(chǎn)品換熱器因為塔頂餾出液中甲苯含量極少，且在相同溫度下苯、甲苯的比熱容相差不大，所以在40℃到80.2℃區(qū)間內(nèi)，塔頂餾出產(chǎn)品的比熱容取c塔頂產(chǎn)品降到40℃時，放出的熱量QQ==2.8158設(shè)水的進口溫度t1=所以ΔΔΔ因為R=P=查溫度校正系數(shù)算圖得ψ=0.86所以Δ根據(jù)總傳熱系數(shù)K值的大致范圍表，得K估算換熱面積S苯走管程，水走殼程，選換熱管為?25mm×2.5mm的鋼管，估算單程長度L=取管長3000mm,總管數(shù)N=假設(shè)用四管程，那么每根管的長度選用3000mm，由換熱器系列標準初選釜頭式換熱器，總管數(shù)N=48根，每管程管數(shù)為12根，管中心距t=32mm,正方形錯列，殼體內(nèi)徑D=600mm折流板距h=200mm,故折流板數(shù)為7塊，管內(nèi)苯的流速u苯的對流系數(shù)α因為流體被加熱，所以μα=321.27W/(水的質(zhì)量流量q殼程最大流通面積S=hD水的流速u正方形錯列的當量直徑為d水的對流系數(shù)α流體被加熱，n=0.4α=27.45污垢熱阻系數(shù)Rd1總傳熱系數(shù)1==4.089×K=24.45(實際傳熱面積A=與原值估計相差不大，且換熱面積小于換熱器的換熱面積，所以適合。塔底產(chǎn)品換熱器因為塔底餾出液中苯含量極少，且在相同溫度下苯、甲苯的比熱容相差不大，所以在40℃到110.5℃區(qū)間內(nèi)，塔頂餾出產(chǎn)品的比熱容取c塔頂產(chǎn)品降到40℃時，放出的熱量QQ==15.4064設(shè)水的進口溫度t1=所以ΔΔΔ因為R=P=查溫度校正系數(shù)算圖得ψ=0.88所以Δ根據(jù)總傳熱系數(shù)K值的大致范圍表，得K估算換熱面積S苯走管程，水走殼程，選換熱管為?25mm×2.5mm的鋼管，估算單程長度L=取管長6000mm,總管數(shù)N=假設(shè)用四管程，那么每根管的長度選用6000mm，由換熱器系列標準初選釜頭式換熱器，總管數(shù)N=72根，每管程管數(shù)為12根，管中心距t=32mm,正方形錯列，殼體內(nèi)徑D=600mm折流板距h=200mm,故折流板數(shù)為7塊，管內(nèi)苯的流速u甲苯的對流系數(shù)α因為流體被加熱，所以μα=863.46W/(水的質(zhì)量流量q殼程最大流通面積S=hD水的流速u正方形錯列的當量直徑為d水的對流系數(shù)α流體被加熱，n=0.4α=污垢熱阻系數(shù)Rd1總傳熱系數(shù)1==6.33×K=15.79(實際傳熱面積A=與原值估計相差較大，但是換熱面積小于換熱器的換熱面積，所以適合。加熱器物料進塔前需要加熱到泡點，假設(shè)采用間接蒸汽加熱，混合