化工原理课程设计模板施

1、徐対1 JL程f院化工原理课程设计乙醇-水填料式精馏塔设计学生姓名徐程学院名称化学化工学院学号218班级13级2班专业名称应用化学指导教师王菊2016年 5月 20日摘要填料式精馏塔是化工生产的重要化工设备。精馏塔不仅对产品本身，而且还对产品产 量、质量、生产能力和消耗定额， 以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。 因此， 掌握精馏塔的基本设计对化工专业学生十分重要的。本课程设计是关于乙醇 - 水的填料式 精馏塔的设计，通过对填料式精馏塔的设计，熟练掌握以及运用所学知识并投入到实际生 产当中去。关键词 乙醇；水；填料式精馏塔；化工生产；摘要 错误!未定义书签第一部分 概述 错误!未定义书

2、签概述 错误!未定义书签文献综述 错误!未定义书签填料类型 错误!未定义书签填料塔 错误!未定义书签填料选择 错误!未定义书签设计任务书 错误!未定义书签设计题目 错误!未定义书签设计条件 错误!未定义书签设计任务 错误!未定义书签设计思路 错误!未定义书签第二部分工艺计算 错误!未定义书签平均相对挥发度的计算 错误!未定义书签绘制t-x-y图及x-y图 错误!未定义书签全塔物料衡算 错误!未定义书签进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 错误!未定义书签平均摩尔质量 错误!未定义书签全塔物料衡算： 错误!未定义书签最小回流比的计算和适宜回流比的确定 错误!未定义书签最小回流比 错误!未定义书签确定

3、最适操作回流比R 错误!未定义书签热量衡算 错误!未定义书签求理论板数及加料 错误!未定义书签精馏段和提馏段操作线方程的确定 错误!未定义书签ym 11.98Xm 0.001152(1-12) 错误!未定义书签理论板数及加料板位置 错误!未定义书签填料高度计算 错误!未定义书签精馏塔主要尺寸的设计计算 错误!未定义书签流量和物性参数的计算 错误!未定义书签塔板效率 错误!未定义书签第三部分塔板结构设计 错误!未定义书签气液体积流量 错误!未定义书签精馏段的气液体积流量 错误!未定义书签提馏段的气液体积流量 错误!未定义书签塔径计算 错误!未定义书签塔径初步估算 错误!未定义书签第四部分换热器

4、错误!未定义书签换热器的初步选型 错误!未定义书签塔顶冷凝器 错误!未定义书签塔底再沸器 错误!未定义书签塔顶冷凝器的设计 错误!未定义书签第五部分精馏塔工艺条件 错误!未定义书签塔内其他构件 错误!未定义书签塔顶蒸汽管 错误!未定义书签回流管 错误!未定义书签进料管 错误!未定义书签塔釜出料管 错误!未定义书签除沫器 错误!未定义书签液体分布器 错误!未定义书签液体再分布器 错误!未定义书签填料支撑板的选择 错误!未定义书签塔釜设计 错误!未定义书签塔的顶部空间高度 错误!未定义书签手孔的设计 . 错误!未定义书签裙座的设计 . 错误 !未定义书签精馏塔配管尺寸的计算 错误 !未定义书签塔顶

5、汽相管径 dp 错误 !未定义书签回流液管径 dR 错误 !未定义书签加料管径 dF 错误 !未定义书签釜液排出管径 dw 错误 !未定义书签再沸器返塔蒸汽管径 dv 错误 !未定义书签精馏塔工艺尺寸 错误 !未定义书签第六部分结构设计结果 . 错误!未定义书签总结 . 错误!未定义书签参考文献 . 错误 !未定义书签附录 . 错误!未定义书签第一部分 概述概述乙醇可用来制取乙醛、乙醚、乙酸乙酯、乙胺等化工原料，也是制取染料、涂料、洗 涤剂等产品的原料，所以乙醇是一种重要的化工原料。如今能源消耗有枯竭的趋势，作为 一种可再生的能源，乙醇燃料成为未来代替传统化石燃料的重要能源之一。国内乙醇生产方

6、法主要有发酵法、乙烯水化法、合成气经醋酸制乙醇、合成气直接制 乙醇等，国外乙醇生产方法主要有渗透蒸发技术、新型耦合分离技术、渗透气化膜分离技 术、PVA膜渗透汽化等。塔设备作为工业生产上最重要的设备之一，在工业生产乙醇的分 离中起重要作用。在塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。乙醇 - 水 是工业上最常见的溶剂，也是十分重要的化工原料之一。长期以来乙醇- 水溶液通常都是通过蒸馏法生产，但由于乙醇 - 水的共沸现象，普通的精馏方法对于高纯度的乙醇来说产 量不好，所以设计研究和改进精馏设备是十分重要的。本课程设计主要是采用填料精馏塔 对乙醇 - 水溶液进行分离。塔设备在经过长期的发

7、展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要。在乙 醇的工业生产中，主要是通过精馏塔将产物乙醇与水分离，制取高纯度的乙醇。按塔的内 件结构的不同可以分为板式塔和填料塔两大类。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。填料塔的底部安装填料 支撑板，填料随意乱堆或整砌的方式放置在支撑板上。填料上方安装有填料压板，以防填 料被上升气流吹动。填料塔塔内填充适当高度的填料，以增加两种流体间的接触表面。液 体沿填料表面呈膜状向下流动，作为连续相的气体则自下而上地流动，与液体逆流传质。 两相的组分浓度沿塔高呈连续变化。作为产物分离中的最重要的设备之一的塔设备，随着塔设备技术的发展，国内外制定

8、 了多种企业接触的元件，从而改善塔设备质量，缩短塔设备的制造、安装周期，以此来减 少设备的投资费用。文献综述填料类型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采 用填料塔，板式塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍填料塔。新型高效规整填料的不断开发与应用，冲击了蒸馏设备以板式塔为主的局面，且大有 取代板式塔的趋势。最大直径规整填料塔已达 1420m结束了填料塔只适用于小直径塔 的历史。这标志着填料塔的塔填料、塔内件及填料塔本身的综合设计技术进入了一个新阶 段。纵观填料塔的发展，新型填料的研究始终十分活跃，尤其是新型规整填料不断涌现。 如今，填料主要分为散堆

9、填料、规整填料和毛细管填料。填料塔填料塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点是生产能力大，分离效率高，压降 小，持液量小操作弹性大等。填料塔的缺点是填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料的表面，使传质 效率下降；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蒸馏不太 适合等。填料选择拉西环是最古老、最典型的一种填料，由于它结构简单，制造容易，价格低廉， 性能指数较为齐全以及机械强度高，因此长久以来，尽管它存在严重缺点，但是仍受到厂 家的欢迎，沿用至今。拉西环的缺点是结构不常开，有效空隙率比实际空隙率小得多，所 以压力降比较大。拉西环在塔内的填料方式有两种：乱堆和整砌。乱

10、堆装卸比较方便，但 是压力降比较大，一般直径在 50mm以下的拉西环用乱堆填料，直径在 50mm以上的拉西环 用整砌填料。当填料的名义尺寸小于 20mm寸，各本身的填料分离效率都明显下降。因此， 25mm的填料可以认为是工业填料中选用比较合理的填料。本次设计采用的为金属拉西环 25mrK 25mM。表1金属拉西环25mM 25mM参数项目参数项目参数公称直径D=25mm比表面积cr =220m/m外径d=25mm空隙率e =95%高度h=25mm堆积个数N=55000个 /m壁厚=堆积密度p =640kg/m干填料因子a/ e =257/m等板高度H=湿填料因子=390/m平均压降 p=m设计

11、任务书设计题目乙醇-水填料式精馏塔设计设计条件 常压p=1atm （绝压）。 原料来自粗馏塔，为 9596C饱和蒸汽，由于沿程热损失，进精馏塔时，原料温度约为90 r 塔顶浓度为含乙醇 （质量分数）的乙醇，产量为25吨/天； 塔釜采用饱和蒸汽直接加热，从塔釜出来的残液中乙醇浓度要求不大于 （质量分数）； 塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比 R= 厂址：徐州地区设计任务1、完成该精馏塔的工艺设计，包括辅助设备及进出口管路的计算和选型；2、画出带控制点工艺流程图、xy相平衡图、塔板负荷性能图、塔板布置图、精馏塔工艺 条件图；3、写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。设计思路乙醇-水溶

12、液通过离心泵进入再沸器中，经过加热接近或达到泡点后，从底部进入填 料式精馏塔中，在填料上易挥发组分乙醇进入气相，而难挥发组分水进入液相。易挥发组 分乙醇通过塔顶管道进入冷凝器中，在冷凝器中由于温度降低乙醇冷凝，为了保证塔顶浓 度为含乙醇 （质量分数），将冷凝器中的溶液重新回到填料式精馏塔中，重新蒸馏。精 馏塔底部的液体回到再沸器中重新加热至泡点温度。经过重复多次精馏，在冷凝其中可以 得到高纯度的乙醇，然后将乙醇通入储罐中。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而 进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇和水的分离。乙醇一水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1送入精馏塔，塔顶上升蒸

13、汽采用全凝器冷凝，一部分 入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐，塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品冷却后，送入贮罐（附流程图）。1离心泵乙醇水溶液2再沸器3填料式精馏塔4冷凝器5储罐图1流程示意图第二部分工艺计算平均相对挥发度的计算由相平衡方程(1-1)得:1(1)xy(x 1)x(y 1)(1-2)查阅相关资料，常压下乙醇和水的气液平衡数据如下表表2常温常压下乙醇-水的平衡数据由道尔顿分压定律R PyiPa XaPb Xb(1-3)yA yBXa Xby (1讨AXa (1Xa)(1-4)将上表数据代入得:序号12345a序号61010厂仏 123 103.04绘制t-x-y图及x-y

14、图表3乙醇一水系统t x y数据沸点t/ C乙醇摩尔数/%沸点t/ C乙醇摩尔数/%气相液相气相液相根据上面表中的数据绘制乙醇-水的t-x-y相图，如下:有图可知：tF 84C, tD 79C,仏 100C精馏段平均温度：tm=( tF+tD)/2=( 84+79)/2= C提馏段平均温度：tm= (tF +tw)/2=(84+100)/2=92 C全塔物料衡算查阅相关文献，整理有关物性参数表4乙醇-水物性参数项目数值天处理原料能力F=30t/ 天质量分数3 F=3 D=3 W=分子量M乙醇=kmolM 水=kmol进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数F：进料量（kmol/h）xF :原料组成（摩

15、尔分数。下同）D：塔顶产品流量（kmol/h）xD :塔顶组成W塔底残液流量（kmol/h）Xw ：塔底组成根据公式nAWaWaWbM7(1-5)原料液乙醇的摩尔组成塔顶产品乙醇的摩尔组成塔底残夜乙醇的摩尔组成0.32 / 46.070. 32 / 46. 070. 68 / 18. 01XD =0.9241/ 46.070.9241/ 46.07 0.0759 /18.010.82640.003/46.07Xw =0.003/46.070.997 /18.010.001175平均摩尔质量根据公式可得：MXaMa (1 Xa)Mb( 1-6)原料液的平均摩尔质量：M F 0.1553 46.0

16、710.155318.0122.37kg/kmol馏出液的平均摩尔质量：M D 0.8264 46.07(1 0.8264) 18.0141.199kg / kmol塔釜残液的平均摩尔量：MW 0.001175 46.07(1 0.001175) 18.0118.043kg / kmol全塔物料衡算：进料量：30000 0.3230000 0.68f =30 吨/天=_46.71801_ 55.878kmol/h24全塔物料衡算式：F=D+WF X = D X + W X解之得：D= kmol/h , W=h表5物料衡算表项目数值进料流量F，kmol/h塔顶产品流量 D, kmol/h塔釜残液

17、流量W kmol/h进料组成，xF（摩尔分数）塔顶产品组成，xD（摩尔分数）塔釜残液组成，xW（摩尔分数）最小回流比的计算和适宜回流比的确定最小回流比x3.04x3.04xy平衡线方程1 (1)x1(3.041)x12.04xxF0.1553xD 0.8264xW0.001175因为q 1所以xqxF0.1553相平衡方程：yqx0.359q 11 x泡点进料：yyq最小回流比：RminXdyq0.82640.3592.295yqx0.3590.1553确定最适操作回流比R因为 R 1.1 2.0 Rmin所以取 R 1.5Rmin 1.5 2.2953.443热量衡算已求得：tD 78Ctw

18、 10CTCtF 80 rti =ct2 =92CCCtD 温度下： p1 = kJ/(kmol K) p2= kJ/(kmol K)C pD C p1 ?XD Cp2 1 XD=kJ/(kmol K)塔顶以0C为基准，Qv V ?CpD ?tDV ? ?M D=kJ/h(2) 回流液的焓 QrtD 78 C 温度下 Cp1 = kJ/(kmol K) Cp2 =kJ/(kmol K)C pD C p1 ? xdCp2 1Xd=kJ/(kmoltW温度下：Cp1=(kmol K) Cp2= kJ/(kmol K)C pWCp1 ? XwCp2 1x W=kJ/(kmol K)tD温度下：1=k

19、g;2=kg;1 ? Xd2 1 Xd=kJ/kg(1) 0C时塔顶气体上升的焓Qv(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?tD_kJ/h(4) 冷凝器消耗的焓QcQcQr Qd = kJ/h(5) 进料口的焓QftF 温度下：p1=(kmol K)；p2=(kmol K)；C p1XfCp2 1XF所以Qf F?Cp?tF二塔底残液的焓QwQw W?C p ?t(7)再沸器Qb塔釜热损失为10%则n =kJ/(kmol K)设再沸器损失能量加热器的实际热负荷Q 损0.1QbQb Q f QcQw Q 损 Qd0.9Q b Qc Qw Q d Qf=+ =h求理

20、论板数及加料精馏段和提馏段操作线方程的确定精馏段:L RD 3.443 10.436 35.931kmol/hV R 1 D 3.443 110.43646.367kmol/h精馏段操作线方程：RxDy n 1xnR 1R 1yn 10.7749 xn 0.186提馏段:L L qF 35.931 155.87891.809kmol /hV V q 1 F 35.9311 1 F46.367kmol/hLWym 1xmxwVV提馏段操作线方程：ym 1 1.98xm 0.001152(1_12)理论板数及加料板位置精馏段:由平衡线方程的：yx3.04 2.04 y 与 yn 1 0.7913X

21、n 0.172 联立已知y1=xD=丄0.6103x1 = 3.04 2.04 y1y20.7749x1 0.186 0.6589依次类推，可得:X1y1X2y2X3y3X4y4X5y5X6y6由于 X3=XF=X4=Xq =所以在第3和第4块塔板之间进料提馏段x由平衡线方程的：yy 与 ym 1201Xm0.001677 联立3.042.04y62.01x50.0016772.01 0.1070 0.0016770.2134X6y60.08193.04 2.04 y6依次类推：X6=y6=X7=y7 =X8=y8=X9=y9=X10=y 10=X11=yn =X12=y12=X13=y 13

22、=X14=y 14=X15=y15=X16=y16=X17=y17=由于 X17=xw=综上总共有17块塔板，其中精馏段塔板数为4块，提馏段为12块塔板，第5块塔板为进 料板。填料高度计算由于采用的是25mm钢制拉西环，所以压力降取 P=m等板高度HEPT=填料塔总板数N=17所以，填料总高度为Z HEPT N 10.46 177.82m精馏段填料高度为提馏段填料塔高度为乙40.461.84mZ2Z乙7.821.845.98m压力降计算精馏塔的总压降精馏段的压降PallZp7.820.53.91KPa提馏段的压降Pjing乙p1.840.50.92 KPaPtiZ2p5.980.52.99KP

23、a由于是采用的常压操作，所以顶部压强为常压，即进料口处压强为Pd101.3KPa塔底的压强为PfPdPjing101.3 0.92 102.22KPaPwPdPall101.3 3.91105.21KPa精馏塔主要尺寸的设计计算流量和物性参数的计算表6乙醇-水在不同温度下的密度温度c乙醇 / g ? ml 1水 / g ?ml 1t=79tw =100tF =84塔顶条件下的流量和物性参数M dM 1 XdM 2 1 Xd=x +x =kmol1 Xd 1 XdL1120. 82640. 73310. 95 =0. 971L1 =mL= kg/m3V1PMd-RT101.32541.208.

24、314273. 1579=kg/mV1M D ?V=X =hL1Md ? L 41. 20 91. 809=h进料条件下的流量和物性参数M fM 1xFM 2 1 Xf =x +x =kmolPMf101.32522. 38.3V2=kg/mRT8. 314273. 15801Xf1Xf0. 155310. 1553L2120. 7030.958L2=mL= kg/m3L3=mL= kg/mVV2Mf ?V=x =h精馏段：L2Mf? L22. 3835. 931 =h提馏段：L2Mf?l22. 3891.809=h塔底条件下的流量和物性参数M wM 1XwM 2 1 Xw=X +X =kg/

25、kmolpMw101.32518.05 :kg/m3V3RT8. 314273. 151001Xw1Xw0. 00117510. 001175cL3120. 703g0. 9583V3 Mw?V=x =hL3Mw ? l18.13 91.809=h精馏段的流量和物性参数V1V21.4260. 7723 3=kg/mL1L2848. 2 906. 95, 3=kg/mV1V221910 321037 69 =hL1L23782.53 才提馏段的流量和物性参数V22V30. 77230. 58952=kg/mL2L32906. 95995. 722=kg/mLI1037.6984063=h2220

26、54.69 1664.5唁2塔顶：Va1V1v11910.3230.3721m /s1.426 3600Va2V21037.690.3732m3/s进料：v20.7723 3600Va3V3840.6330.3961m /s塔底：v30.5895 3600VaVa1Va20.37210.37323 /0.3727m /s6.体积流量Va _精馏段：22提馏段:VaVa2 Va30.3732 0.396130.3847m /s塔板效率781002=89C表7不同温度下乙醇-水黏度（mPa s）温度C20406080100护乙醇水全塔的平均温度:89800.495乙醇：100800.361 0.4

27、95 一乙醇:=mPa-s89800.3565水：100800.2838 0.3565水=mPa-s由于LDLW20. 4210. 35320. 387 mPa-s全塔效率Et0.490.245L0.493.04 0.3870.245实际塔板数：Np告册=36块（不含塔釜）因为Lxi Li所以，ld0. 82640. 43510.82640. 3530. 421 mPa-slw0. 0011750. 43510. 0011750. 3530. 353 mPa-sf0. 15530.43510. 15530. 3530. 366 mPa-s全塔液体平均黏度:第三部分塔板结构设计气液体积流量精馏段

28、的气液体积流量由图2乙醇-水相图可知,td=78 C （塔顶第一块板）tf=80 C （加料版）tw=100 C （塔底）xF=, xD=由相图查得yF=，yD=,由公式 MXaM a (1 Xa )M b 可得MVF= mo，MVF=mol精馏段的平均温度：提馏段的平均温度：tmtdtf286.8 Ctmtwtf96.8 C表8精馏段溶液参数项目参数位置进料板塔顶第块板摩尔分数Xf=XD=yF=yD=摩尔质量kg/molM=M=MVf=MVd=温度/ C8078液相平均摩尔质量：M M F Md /222.37 41.199 /231.785kg/mol液相平均温度：tm (tF tD)/2

29、(80 78)/279 C表9乙醇和水的密度温度（C）20304050607080901001103乙醇的密度（kg/m ）7957857777657557467357307167033水的密度（kg/m ）951在平均温度为79 C时用内插法求得：水的密度水972kg / m3乙醇的密度乙醇736 kg / m5液相平均密度为精馏段的液相负荷LnRD 3.443 10.436 35.93kmol/hLMlm35.93 31.7858001.428m3/hPVmnRT RTMPMmRT PRT V所以:PMRTlmxlm乙醇1 - x lm(1-14)其中,平均质量分数xlm(0.40.94)

30、/20.67则:lm0671 670.00125735.110971.179所以lm800kg/m3精馏段塔顶压强Pd 4101.3105.3 KPa若取单板压降为0.7 KPa则:进料板压强:Pf0.711113.0 KPaFDPf105.3 113.0气相平均压强:109.15KPa气相平均摩尔质量:M VmMvf2M vd29.854 4130335.578kg/kmolVm气相平均密度:气相负荷:PF M VmV (RVM Vmvm名称RT1)D113.0 35.5788.314 (80.89273.15)31.366 kg/m(5.078 1) 6.40438.924kmol / h

31、詛924 355781013.79m3/h1.366表10精馏段的负荷气相液相平均摩尔质量 kg/kmol800平均密度kg/m3体积流量m/h提馏段的气液体积流量由图2乙醇-水相图可知，td= C（塔顶第一块板）tf= C（加料版）tw= C （塔底）xF=, xW=由相图查得yF=, yW=,由公式（1-6）可得 MVF= mo，MVF=mol表11提馏段溶液参数位置进料板塔釜摩尔分数Xf=Xv=yF=yv=摩尔质量kg/molMF=M=M/f=M/w=温度/C采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的气液相负荷表12精馏段的负荷名称气相液相平均摩尔质量 kg/kmol平均密度kg/m3体

32、积流量m/h塔径计算塔径初步估算-0 043.6 0.8o.oa0.060.0040.001图3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 . 4VsX u(1)精馏段2293. 341474. 0111. 09922877. 58由图查得纵坐标为2Ufg020.178已知填料因子390m精馏段平均温度:tit VD t f27880 =79CL kg / m3,水的密度水972kg / m30. 903泛点气速uf0.252g l0.2V L0. 2529. 81877. 583900. 9031. 09920. 3870 26. 7762m/ s泛点速率经验值U /

33、 Uf0. 5 0. 85，取空塔气速为50%df，则u=x =sr4VS:4 0.3727D,0.61m u 3.14 1.258提馏段：1 fLv门1 1VL21UfV0.2c rL 0.167由图查得纵坐标为9L已知填料因子390m 1提馏段平均温度：t2 =tw tF100 80 。 =90C22L kg / m3,水的密度水965. 3kg / m30. 9855L SUf0.105g l0.2 V L:0.105 9.81 951.34390 0.9855 0.6809 0.387022.1277m/s泛点速率经验值u / 0. 5 0. 85，取空塔气速为50%Uf，则u=x =

34、s0.46mD 4Vs. 4 .3847丫 uV3.14 1.0639圆整后：全塔塔径为650mm第四部分换热器换热器的初步选型塔顶冷凝器热负荷 QC = (R+1)D(IVD - ILD)= (R+1)DMDrD = x 105 k cal/h 。取冷却水的进口温度为32C，出口温度为38C，则换热平均温差tm = C,取换热系数K = 350 w/m2 C,则所需换热面积：S = x 105X 103X / (3600 x 350X = m2选择型号：标准系列JB1145-73 Fg20 (单程)塔底再沸器热负荷 QB = (R+1)DMBrB = x 106 kJ/h。取导热油进口温度为

35、260C，出口温度为250C,则换热平均温差 tm = C,取换热系数K = 500 w /m2 C；则所需换热面积：S = x 106X 103 /(3600 x 500X = m2选择型号：标准系列JB1145-73 Fg20 (单程)塔顶冷凝器的设计公用工程：循环冷却水：进口温度 32C，出口温度38C ;导热油：进口温度260C, 出口温度250C表13不同流体的K值推荐高温流体低温流体2K值推荐 /kcal/m h C有机蒸汽水350-650高沸点碳氢化合物蒸汽水450-850有机蒸汽与水蒸汽混合物水400-750油汽蒸汽水350-450水蒸气水1500-2500甲醇蒸汽水450-5

36、50选择水蒸气-水循环系统，选择换热器，具体参数见下表 表14换热器参数外壳直径 D/mm500公称压力P/Mpa公称面积A/m257管程数Np2管子排列方式正方形管子尺寸/mm25X管长l/m3管数NT/根248管心距t/mm32SOD换热器T艺尺l图1 汽相I气II s. iftffln 乳诺污II5.拎却水入口 &拎却水出口图4换热器工艺尺寸图表15塔顶冷凝器设计计算结果汇总表项目数值备注换热器类型一固定管板式换热器面积57m2一管程流体一冷却水壳程流体一塔顶汽相管程流速s一壳程流速s一外壳直径500mm管程数双程管子长度管子尺寸25X正方形排列折流板型式一弓形折流板折流板间距200mm

37、一壳程压降一管程压降第五部分精馏塔工艺条件塔内其他构件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。4 3395.19操作压力为常压，蒸汽速度Wp 1220m/s，本次设计取Wp 15m/s。3600 3.14 15 1.0992.082mdp4V,3600 Wp v圆整后dp89 mm表16塔顶蒸汽管参数内径d2 s2外径d1s1RH1H2内管重/(kg/m)76 4133 4225120157回流管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，本次设计取W

38、r 0.5m/s。dR4L1X3600 WR L圆整后dR45mm42337 430. 045m36003. 140. 5827. 61表17回流管参数内径d2 s2外径d1 s1RH1H2内管重/(kg/m)18 357 3.550120150进料管本次加料选用泵加料，所以由泵输送时 W可取S,本次设计取Wf=s圆整后dF4F.3600 W L2dF14mm4689. 275.36003. 142. 0911.160. 012m表18进料管参数内径d2 S2外径d1 s1RH1H2内管重/(kg/m)18 357 3.550120150塔釜出料管塔釜流出液体的速度Ww一般可取s,本次设计取W

39、w 0.9m/s圆整后dwj4W3600 W L3dW 18mm4689. 275.36003. 140. 9957. 120. 017m表19塔顶蒸汽管参数内径d2 S2外径d1 s1RH1H2内管重/(kg/m)18 357 3.550120150除沫器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

40、WkKL1V1V1式中K 常数，取;3L1、 V1 塔顶气体和液体密度(kg/m)W 0.107744-05 1-5522 34m/sK1. 552D除沫器直径计算：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，本次设计 取，推动力液柱高度H取。则小孔中液体流速 小孔输液能力由Q= fW得f小孔总面积n所以，小孔数W 2gH 0.822 9.81 0.060.89m/sL136002337. 43744. 053600Q8.73 10 4W0. 82 0. 891. 210 3m2f ?

41、W1.2 10 30. 893. 143 2d 2410 34485. 03，即为86个小孔8.7310 4m2 / s式中，d 小孔直径，一般取 410mm本设计取4mm喷洒器球面中心到填料表面距离计算2grh r cot 222W sinD r 式中r 喷洒圆半径，275 10030075 75mm 0.075m喷洒角，即小孔中心线与垂直轴线间的夹角,40 ,取 40h 0.075 cot 409.81 0.0752220.174m0.89 sin 40174mm(2)进料液分布器米用莲蓬头由前知W=s972 223600 l23600911. 162.9610 4m2 / s取 d=4m

42、m0.852. 9610 40. 850. 893. 9110 43.914 210 m400. 893.1410 3 227.71，即为28个小孔。h 0.075 cot 409.81 0.0752莲蓬头的直径范围为(y3220.174m 174mm2 0.892 sin24011D),取 D 60 mm55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

43、，可为塔径的510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 6553. 25m处装一个再分布器。选取截锥式再分布器，因其适用于直径以下的小塔。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%勺自由截面，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145m3 / m2 ? h，最大承载能力为40kPa,由于本塔较高，故选此板。表20分块式气体喷射式支撑板的设计参考数据塔径D/(mm)板外径D1 /mm分块数近似重量/N300294228表21支撑圈尺寸塔径/(mm)圈外径D

44、（mm）圈内径D2 /(mm)厚度/(mm)重量/N3002972573塔釜设计料液在釜内停留15mi n，装料系统取塔底高（h）：塔径（d） =1:2塔底液料量塔底体积0. 5警1.2434m3因为d2h4所以Vwd32VW21.24343.14h2d20. 890m0. 8901.78m0.6217m3 / s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 ，本设计取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

45、层得上下方各设 置一个手孔。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，裙座咼度取 0.3m, Dbi 820mmDb2 1100 mmJ表22精馏塔各部分高度单位：mm塔顶塔釜鞍式支座填料层高度塔釜法兰高122017803006000200喷淋高度塔顶接管高度喷夹弯曲半径进料口喷头上方高次设计的填料塔的实际高度为:H=1220+1780+300+6000+200+174+150+90+200=10114mm精馏塔配管尺寸的计算塔顶汽相管径dp塔顶汽相出口流速uv与塔的操作压力有关，常压可取1220m/s,减压可取2030m/s选择常压20m/s4X1163.313.14x20二 0.1447m 二 144.7矶加根据国标管径规格向上圆整