化工原理课程设计模板 施

1、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20131301218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 徐州工程学院化工原理课程设计说明书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；徐州工程学院化工原理课程设计说明书摘要I

2、第一部分 概述31。1概述31。2文献综述31.2.1填料类型31.2。2填料塔41.2。3填料选择41.3设计任务书41.3。1设计题目41.3。2设计条件41。3.3设计任务51。4设计思路5第二部分 工艺计算62。1 平均相对挥发度的计算62。2绘制t-xy图及xy图62.3 全塔物料衡算72。3。1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数72。3。2 平均摩尔质量82。3.3全塔物料衡算：82。4最小回流比的计算和适宜回流比的确定82。4.1最小回流比82。4.2 确定最适操作回流比R92。5热量衡算92。6求理论板数及加料102.6。1精馏段和提馏段操作线方程的确定102。6。2 理论板数及

3、加料板位置112.7 填料高度计算113。8精馏塔主要尺寸的设计计算123.8。1流量和物性参数的计算123.8。2塔板效率14第三部分塔板结构设计143.1气液体积流量153。1.1 精馏段的气液体积流量153。1。2 提馏段的气液体积流量163.2 塔径计算163.2。1 塔径初步估算17第四部分换热器184。1 换热器的初步选型184。1。1塔顶冷凝器184。1.2塔底再沸器184。2 塔顶冷凝器的设计18第五部分精馏塔工艺条件205.1塔内其他构件205。1.1。塔顶蒸汽管205。1.2.回流管205。1。3进料管205。1。4.塔釜出料管215。1。5除沫器215。1。6液体分布器2

4、15.1。7液体再分布器225。1.8填料支撑板的选择235。1。9塔釜设计235。1。10塔的顶部空间高度235。1.11手孔的设计235。1.12裙座的设计235.2 精馏塔配管尺寸的计算245。2。1塔顶汽相管径dp245.2.2回流液管径dR245.2。3 加料管径dF245.2。4釜液排出管径dw245.2。5再沸器返塔蒸汽管径dv256.3精馏塔工艺尺寸26第六部分结构设计结果27总结28参考文献28附录29第一部分 概述1.1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

5、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

6、料精馏塔对乙醇-水溶液进行分离。塔设备在经过长期的发展,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

7、塔设备,随着塔设备技术的发展，国内外制定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。1。2文献综述1.2。1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

8、是新型规整填料不断涌现。如今，填料主要分为散堆填料、规整填料和毛细管填料。1.2。2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。1。2。3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

9、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时,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25mm×25mm×0.8mm。表1 金属拉西环25mm×25mm×0.8mm参数项目参数项目参数公称直径D=25mm比表面积=220m/m外径d=25mm空隙率=95%高度h=25mm堆积个数N=55000个/m壁厚=0.8mm堆积密度=

10、640kg/m干填料因子a/=257/m等板高度H=0。46m湿填料因子=390/m平均压降p=0。5kPa/m1。3设计任务书1。3。1设计题目乙醇-水填料式精馏塔设计1.3。2设计条件常压p=1atm（绝压）。原料来自粗馏塔,为9596饱和蒸汽，由于沿程热损失，进精馏塔时,原料温度约为90塔顶浓度为含乙醇92。41（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0。3%（质量分数)；塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比R=1.12。0Rmin；厂址:徐州地区1.3.3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

11、、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。1.4设计思路乙醇水溶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92.41(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

12、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)。图1 流程示意图第二部分 工艺计算2。1 平均相对挥发度的计算由相平衡方程 （1-1） 得： （12）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x0.1800.2000.2500。3000.3500。400y0。5100。5250.5510.5750。5950.610

13、x0.4500.5000.5500。6000。6500.700y0.6350。6570。6780.6900.7250。755由道尔顿分压定律 （1-3）得 （1-4）将上表数据代入得：序号123453。68153.15692。72542。35012。1263序号6789101。91551。72281。54081.41961。3207则 2.2绘制t-x-y图及x-y图表3乙醇水系统txy数据沸点t/乙醇摩尔数/%沸点t/乙醇摩尔数/气相液相气相液相99.90。0040.0538227。356.4499.80。040。5181。333。2458.7899。70。050.7780。642.0962

14、.2299.50。121。5780。148.9264。7099。20。232。9079。8552.6866.2899。00。313。72579.561。0270。2998。750。394。5179。265.6472。7197。650。798.7678.9568。9274.6995.81.6116。3478.7572.3676.9391。34.1629。9278。675。9979.2687。97。4139。1678。479。8281.8385。212。6447。4978.2783.8784。9183.7517.4151。6778。285.9786.4082。325.7555。7478.1589。

15、4189。41根据上面表中的数据绘制乙醇-水的t-x-y相图,如下：图2 乙醇-水相图有图可知：84, 79， 100精馏段平均温度：=（+）/2=（84+79)/2=81.5提馏段平均温度：=(+）/2=（84+100）/2=922.3 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F=0.32D=0.9241W=0。003分子量M乙醇=46。07kg/kmolM水=18.01kg/kmol2。3。1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数F：进料量（kmol/h) ：原料组成（摩尔分数.下同）D:塔顶产品流量（kmol/h) :塔顶组成

16、W:塔底残液流量(kmol/h） ：塔底组成根据公式 ： （15）原料液乙醇的摩尔组成 =0。1553塔顶产品乙醇的摩尔组成 = 塔底残夜乙醇的摩尔组成 =2。3.2 平均摩尔质量根据公式可得： (1-6)原料液的平均摩尔质量:馏出液的平均摩尔质量:塔釜残液的平均摩尔量：2.3.3全塔物料衡算：进料量：F =30吨/天=全塔物料衡算式：F=D+W 解之得：D=10.436 kmol/h ，W=45。442kmol/h表5物料衡算表项 目数 值进料流量F，kmol/h55.878塔顶产品流量D，kmol/h10.436塔釜残液流量W，kmol/h45。442进料组成，xF（摩尔分数)0.1553

17、塔顶产品组成，xD（摩尔分数）0。8264塔釜残液组成，xW（摩尔分数）0.0011752。4最小回流比的计算和适宜回流比的确定2。4。1最小回流比平衡线方程 因为 所以相平衡方程: 泡点进料 : 最小回流比 ： 2.4.2 确定最适操作回流比R因为所以取2.5热量衡算已求得： 78 100 80=81。5 =92温度下： =139.36 kJ/(kmol·K） =75.59 kJ/（kmol·K) =139。360.8264+75.59(10.8264） =126。63 kJ/(kmol·K）温度下：=152.22kJ/（kmol·K) =76.04

18、kJ/（kmol·K） =152.220。001175+76.04(1-0。001175) =76.13 kJ/（kmol·K）温度下:=84.15kJ/kg; =2315。7kJ/kg； = 84。150.8264+(10.8264）×2315.7 =417.55 kJ/kg（1）0时塔顶气体上升的焓塔顶以0为基准， =46.367126.6378+46。367417。5541。20 =1255627。63 kJ/h（2）回流液的焓78温度下=139。36 kJ/（kmol·K) =75.59 kJ/(kmol·K) =139.360。826

19、4+75.59（1-0。8264) =128.29 kJ/(kmol·K)=91.809137。6778=985868。91 kJ/h（3）塔顶馏出液的焓因馏出口与回流口组成一样，所以=10.436137.6778=112064。48 kJ/h（4）冷凝器消耗的焓=1255627。63-985868.91-112064。48=157694。24 kJ/h(5）进料口的焓温度下：=152.22kJ/（kmol·K）； =76.04kJ/(kmol·K）；=152.220.1553+76。04 （10。1553） =87。87所以 =55。87887。8780=392

20、799。99kJ/(kmol·K）（6)塔底残液的焓 =45。44287。87100 =399298.85kJ/(kmol·K）（7)再沸器塔釜热损失为10，则=0.9设再沸器损失能量 ， 加热器的实际热负荷 =157694.24+399298。85+112064.48-392799.99 =276257.58kJ/h2。6求理论板数及加料2。6。1精馏段和提馏段操作线方程的确定精馏段： 精馏段操作线方程: 提馏段： 提馏段操作线方程: （1-12）2。6。2 理论板数及加料板位置精馏段：由平衡线方程的:与联立已知y1=xD=0.8264x1=依次类推，可得：x10。610

21、3 y10。6549 x20。2301 y20。4761 x30。1528 y30.3541 x40.1199 y40.2929 x50。1070 y50.2669 x60.1020 y60.2567 由于x3=0.1528xF=0.1434x4=0。1199xq=0。1434所以在第3和第4块塔板之间进料。提馏段由平衡线方程的:与联立依次类推： x6=0。1013y6=0.2553x7=0。07572y7=0。1994x8=0.05651y8=0。1488x9=0.03922y9=0。1104 x10=0。02653y10=0。07650x11=0.01750y11=0.05138x12=0

22、.01127y12=0.03350x13=0。007061y13=0。02116x14=0.004257y14=0.01283x15=0.002405y15=0。007277x16=0。001190y16=0。003610x17=0。0003964y17=0.001204由于X17=0。0003964<xw=0.001175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。2.7 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=0.5KPa/m，等板高度HEPT=0。46m.填料塔总板数N=17所以,填料总高度为精馏段填料高度为提馏段填料塔

23、高度为压力降计算精馏塔的总压降精馏段的压降提馏段的压降由于是采用的常压操作，所以顶部压强为常压,即进料口处压强为塔底的压强为3.8精馏塔主要尺寸的设计计算3。8.1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=790。7330.971=1000。7030。958=840.7370。969塔顶条件下的流量和物性参数=46.07×0。8264+18。02×（1-0.8264）=41.20kg/kmol=1.179mL/g=0。8482g/mL=848。2 kg/m3=1.426 kg/m3=41。20×46。367=1910.32kg/h=3782.53kg

24、/h进料条件下的流量和物性参数=46.07×0。1553+18。02×(10。1553）=22.38kg/kmol=0。7723 kg/m3=1。1026mL/g=0。90695g/mL=906.95 kg/m3=22.38×46.367=1037。69kg/h精馏段：=804.14kg/h提馏段：=2054.69kg/h塔底条件下的流量和物性参数=46.07×0.001175+18.02×（10。001175）=18。05 kg/kmol=0.5895 kg/m3=1。0443mL/g=0。99572g/mL=995.72 kg/m3=18.

25、13×46.367=840。63kg/h=1664.50kg/h精馏段的流量和物性参数=1。0992 kg/m3=877。58 kg/m3=1474。01kg/h=2293。34kg/h提馏段的流量和物性参数=0。6809 kg/m3=951。34 kg/m3=939。16kg/h=1859。60kg/h6.体积流量塔顶：进料：塔底：精馏段：提馏段：3.8。2塔板效率表7不同温度下乙醇-水黏度(mPa·s）温度20406080100乙醇1.150.8140.6010。4950.3611.0050。6560。46880.35650。2838全塔的平均温度：=89乙醇: 乙醇=

26、0。435 mPa·s水： =0。353 mPa·s因为所以，mPa·s mPa·s mPa·s全塔液体平均黏度： mPa·s由于3。04全塔效率=0。471实际塔板数：=36块（不含塔釜）第三部分塔板结构设计3。1气液体积流量3。1。1 精馏段的气液体积流量由图2乙醇-水相图可知，td=78(塔顶第一块板) tf=80（加料版) tw=100 （塔底) xF=0.1553, xD=0.8264由相图查得yF=0。4821， yD=0。8301,由公式 可得MVF= 22。36kg/mol,MVF=53.29kg/mol精馏段的平均温

27、度： 提馏段的平均温度： 表8 精馏段溶液参数项目参数位置进料板塔顶第一块板摩尔分数xF=0。1553xD=0。8264yF=0。4821yD=0.8301摩尔质量kg/molMF=22.37MD=41.199MVF=22.36MVD=53。29温度/8078液相平均摩尔质量：液相平均温度：表9乙醇和水的密度温度（）2030405060708090100110乙醇的密度（kg/m3）795785777765755746735730716703水的密度（kg/m3）998.2995。7992。2998。1983。2977。8971.8965。3958.4951在平均温度为时用内插法求得：水的密度

28、 乙醇的密度液相平均密度为精馏段的液相负荷 由 所以： （114）其中,平均质量分数则： 所以 精馏段塔顶压强 若取单板压降为， 则：进料板压强： 气相平均压强： 气相平均摩尔质量:气相平均密度： 气相负荷: 表10精馏段的负荷名称气相液相平均摩尔质量kg/kmol35。57831。072平均密度kg/m31。366800体积流量m3/h1013.791.2633.1.2 提馏段的气液体积流量由图2乙醇-水相图可知，td=83。2(塔顶第一块板） tf=90。4(加料版) tw=103.2 （塔底） xF=0.1046, xW=0.00175由相图查得yF=0。4221， yW=0。0124，

29、由公式（1-6）可得MVF= 29。854kg/mol，MVF=18.385kg/mol表11提馏段溶液参数位置进料板塔釜摩尔分数xF=0。1046xW=0.001175yF=0.4221yW=0.0124摩尔质量kg/molMF=20。945MW=18.059MVF=29。854MVW=18.385温度/99.383。6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/kmol21。07628。196平均密度kg/m34。43924.5体积流量m3/h1353.831。9513.2 塔径计算3。2。1 塔径初步估算图3 填料塔泛点气速及气体压

30、力降计算用关联图根据流量公式可计算塔径，即(1)精馏段=0.0551由图查得纵坐标为 已知填料因子精馏段平均温度: =79 877。58，水的密度 0。387mPa·s泛点气速 泛点速率经验值，取空塔气速为50,则u=0.5×2。516=1.258m/s(2）提馏段:0.053由图查得纵坐标为 已知填料因子提馏段平均温度: =90951。34，水的密度 0.387mPa·s泛点速率经验值，取空塔气速为50%，则u=0。5×2.1277=1.0639m/s圆整后：全塔塔径为650mm第四部分换热器4.1 换热器的初步选型4.1.1塔顶冷凝器热负荷QC =

31、（R+1)D(IVD - ILD）= (R+1）DMDrD = 4。63×105 kcal/h。取冷却水的进口温度为32，出口温度为38，则换热平均温 差Dtm =87。3，取换热系数K = 350 w/m2，则所需换热面积：S = 4。63×105×103×4.18 / (3600×350×87.3） = 17。7 m2选择型号：标准系列JB114573 Fg20(单程）4.1.2塔底再沸器热负荷QB = （R+1）DMBrB = 2.08×106 kJ/h。取导热油进口温度为260，出口温度为250， 则换热平均温差Dt

32、m =57.5，取换热系数K = 500 w /m2；则所需换热面积：S = 2。08×106×103 /(3600×500×57.5) = 20.0 m2 选择型号:标准系列JB1145-73 Fg20（单程）4.2 塔顶冷凝器的设计公用工程：循环冷却水：进口温度32，出口温度38;导热油：进口温度260，出口温度250表13不同流体的K值推荐高温流体低温流体K值推荐/kcal/m2·h· 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400750油汽蒸汽水350450水蒸气水1500-2500

33、甲醇蒸汽水450550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/Mpa1。6公称面积A/m257管程数Np2管子排列方式正方形管子尺寸/mm252.5管长l/m3管数NT/根248管心距t/mm32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固定管板式换热器面积57m2管程流体冷却水壳程流体塔顶汽相管程流速2.5m/s壳程流速12.5m/s外壳直径500mm管程数-双程管子长度3。0m管子尺寸252.5正方形排列折流板型式弓形折流板折流板间距200mm-壳程压降3。7kpa管程压降5。3kpa第五部分精

34、馏塔工艺条件5.1塔内其他构件5。1.1。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 圆整后 表16塔顶蒸汽管参数内径外径R内管重/（kg/m)2251201577。105。1。2。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，一般取速度为0.20.5m，本次设计取. 圆整后表17回流管参数内径外径R内管重/（kg/m)501201501.115.1。3进料管本次加料选用泵加料，所以由泵输送时可取1。52。5m/s，本次设计取=2.0m/s. 圆

35、整后 表18进料管参数内径外径R内管重/(kg/m)501201501。115。1.4.塔釜出料管 塔釜流出液体的速度一般可取0.51。0m/s，本次设计取。 圆整后 表19塔顶蒸汽管参数内径外径R内管重/（kg/m)501201501。115.1.5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 式中

36、K常数，取0。107； 塔顶气体和液体密度（kg/m） 除沫器直径计算：5。1.6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0.820。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 小孔输液能力 由Q=得小孔总面积 所以，小孔数 ,即为86个小孔。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 式中 r喷洒圆半径， 喷洒角,即小孔中心线与垂直轴线间的夹角， （2)进料液分布器采用莲蓬头由前知W=0。89m/s 取d=4mm，

37、,即为28个小孔。 莲蓬头的直径范围为5.1.7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。5。1.8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

38、,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，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D/mm分块数近似重量/N300294228表21支撑圈尺寸塔径/(mm)圈外径/（mm）圈内径/(mm）厚度/(mm)重量/N300297257341.25.1。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 塔底体积 因为 ， 所以 5。1。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

39、顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取1.21.5m，本设计取1。2m。5。1.11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。5。1.12裙座的设计由于塔径为,所以手孔可设计为直径为大小的圆孔。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,，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=10114mm5。2 精馏塔配管尺寸的计算5.2。1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/s根据国标管径规格向上圆整，塔顶汽相管径dp=150mm,塔顶汽相管型号选择DN1505。2.2回流液管径dR回