化工原理课程设计 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 院学学化化工 学院名称 8学号1301210213 班2级13级班 学化称名业专用应 菊导指师王教 日20月5年2016 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。 乙醇；水；填料式精馏塔；化工生产； 关键词摘要 . I 第一部分 概述 . 3 1.1概述

2、. 3 1.2文献综述 . 3 1.2.1填料类型 . 3 1.2.2填料塔 . 4 1.2.3填料选择 . 4 1.3设计任务书 . 4 1.3.1设计题目 . 4 1.3.2设计条件 . 4 1.3.3设计任务 . 5 1.4设计思路 . 5 第二部分 工艺计算 . 6 2.1 平均相对挥发度的计算 . 6 2.2绘制t-x-y图及x-y图 . 6 2.3 全塔物料衡算 . 7 2.3.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 . 7 2.3.2 平均摩尔质量 . 8 2.3.3全塔物料衡算： . 8 2.4最小回流比的计算和适宜回流比的确定 . 8 2.4.1最小回流比 . 8 2.4.2 确

3、定最适操作回流比R . 9 2.5热量衡算 . 9 2.6求理论板数及加料 . 10 2.6.1精馏段和提馏段操作线方程的确定 . 10 2.6.2 理论板数及加料板位置 . 11 2.7 填料高度计算 . 11 3.8精馏塔主要尺寸的设计计算 . 12 3.8.1流量和物性参数的计算 . 12 3.8.2塔板效率 . 14 第三部分塔板结构设计 . 14 3.1气液体积流量 . 15 3.1.1 精馏段的气液体积流量 . 15 3.1.2 提馏段的气液体积流量 . 16 3.2 塔径计算 . 16 3.2.1 塔径初步估算 . 17 第四部分换热器 . 18 4.1 换热器的初步选型 . 1

4、8 4.1.1塔顶冷凝器 . 18 4.1.2塔底再沸器 . 18 4.2 塔顶冷凝器的设计 . 18 第五部分精馏塔工艺条件 . 20 5.1塔内其他构件 . 20 塔顶蒸汽管 . 20 回流管 . 20 5.1.3进料管 . 20 塔釜出料管 . 21 5.1.5除沫器 . 21 5.1.6液体分布器 . 21 5.1.7液体再分布器 . 22 5.1.8填料支撑板的选择 . 23 5.1.9塔釜设计 . 23 塔的顶部空间高度 . 23 手孔的设计 . 23 裙座的设计 . 23 5.2 精馏塔配管尺寸的计算 . 24 5.2.1塔顶汽相管径dp . 24 5.2.2回流液管径dR .

5、24 5.2.3 加料管径dF . 24 5.2.4釜液排出管径dw . 24 5.2.5再沸器返塔蒸汽管径dv . 25 6.3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 概述 第一部分 概述1.1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

6、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。

7、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1.2 填料类型1.2.1

8、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，结束了填料塔只适用于小直径塔20m取代板式塔的趋势。最大直径规整填料塔已达14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，填料主要分为散堆填料、规整填料和毛细管填料。 填料塔1.2.2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

9、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。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。乱堆装卸比较方便，但以上的拉西环50mm50mm以下的拉西环用乱堆填料，直径在是压力降比较大，一般直径在时，各本身的填料分离效

10、率都明显下降。因此，20mm用整砌填料。当填料的名义尺寸小于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 5mm25mm0.8mm。2参数金属拉西环1 25mm25mm0.8mm表 参数项目参数项目 =220m/m比表面积D=25mm公称直径 =95%d=25mm空隙率外径 N=55000h=25mm个高度堆积个数/m =640kg/m壁厚=0.8mm堆积密度 H=0.46ma/=257/m等板高度干填料因子 p=0.5kPa/m=390/m湿填料因子平均压降 设计任务书1.3 设计题目1.3.1乙醇-水填料式精馏塔设计 设计条件1.3.2常压p=1atm（

11、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 设计任务1.3.31、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1.4乙醇-水溶液通过离心泵进入再

12、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

13、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 平均相对挥发度的计算2.1 ?x ?y）（由相平衡方程 1-1 ?1()x1?y(x?1) ?）1-2 得： （? x(y?1)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 0.4000.3000.350x0.1800.2000.250 y0.5100.5250.5510.5750.5950.610 x0.4500.5000.5500.6000.6500.700 y0.6350.6570.6780.690

14、0.7250.755 xPVAA ?A） 1-3由道尔顿分压定律 （?P?P iyixPVBBByyy(1?y) ABAA?）1-4 得 （?ixxx(1?x)ABAA将上表数据代入得： 53序号214 2.12632.72543.15693.68152.3501 1087序号69 1.32071.54081.91551.41961.7228 ? 则04?.?3.1010213 图x-yt-x-y图及2.2绘制表3乙醇水系统txy数据 /%t/乙醇摩尔数t/乙醇摩尔数/%沸点沸点 气相液相气相液相 56.44820.05327.399.90.004 99.80.040.5181.333.245

15、8.78 99.70.050.7780.642.0962.22 64.7048.920.121.5780.199.5 99.20.232.9079.8552.6866.28 99.00.313.72579.561.0270.29 98.750.394.5179.265.6472.71 97.650.798.7678.9568.9274.69 95.81.6116.3478.7572.3676.93 91.34.1629.9278.675.9979.26 87.97.4139.1678.479.8281.83 85.212.6447.4978.2783.8784.91 83.7517.4151.

16、6778.285.9786.40 82.325.7555.7478.1589.4189.41 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 ttt?100有图可知： 84, 79, ?DFwttt（=）/2=精馏段平均温度：（84+79+）/2=81.5 mDFtt（=t 提馏段平均温度：+）/2=(84+100)/2=92mwF 全塔物料衡算2.3 查阅相关文献，整理有关物性参数 表4 乙醇-水物性参数 数值项目 天处理原料能天F=30t/力 F=0.3D=0.92质量分数241W=0.003 M水分子量M乙醇=46.07kg/kmol=18.01kg/kmol

17、 进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数2.3.1x：原料组成（摩尔分数。下同） ：进料量（kmol/h）FFx：塔顶组成 kmol/h） D：塔顶产品流量（Dx：塔底组成 ） W：塔底残液流量（kmol/hWwA M A?n（ ） ： 1-5根据公式 AwwBA? MMBA0.32/46.07 ?=原料液乙醇的摩尔组成 x0.1553 F0.32/46.07?0.68/18.010.9241/46.07 ?0.8264 =塔顶产品乙醇的摩尔组成x D0.9241/46.07?0.0759/18.010.003/46.07 0.001175?塔底残夜乙醇的摩尔组成 =x W0.003/46.07?0

18、.997/18.01 平均摩尔质量2.3.2 _ （）1-6 根据公式可得： Mx)M?xM(1?baaa 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： 全塔物料衡算：2.3.3 进料量：68.0?.3230000?030000? 0118.46.07 =F =30吨天/h?55.878/kmol 24 F=D+W全塔物料衡算式： W=45.442kmol/h解之得： D=10.436 kmol/h ，物料衡算表表5 值 目数项 55.878kmol/h进料流量F， 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

19、尔分数）0.1553 塔顶产品组成，xD(摩尔分数）0.8264 0.00117塔釜残液组成，xW(摩尔分数） 5 最小回流比的计算和适宜回流比的确定2.4 最小回流比2.4.1?x3.04x3.04x?y ?1)x1?(3.04?1)1?(x1?2.04x 平衡线方程q?1 1553.?0x?x所以 因为 Fq?x 359?y0.? 相平衡方程：? q?x?11? ：泡点进料 y?yqx?y0.8264?0.359qD 295.?R?2 ：最小回流比 min1553.0?xy?359.0qq R确定最适操作回流比2.4.2 ? 因为R012R?.1.min 所以取443.295?3.?1.5

20、?2RR?1.5min 热量衡算2.5已求得： t?t?t?80100 78 WDF tt=92 =81.5 12CCtp12p=139.36 kJ/(kmolK) 温度下: 75.59 kJ/(kmolK) D?(1-0.8264) =139.360.8264+75.59 =126.63 kJ/(kmolK) CCtp2p1=76.04 kJ/(kmolK)=152.22kJ/(kmolK) 温度下：W?(1-0.001175) 0.001175+76.04 =152.22 =76.13 kJ/(kmolK) ?t=2315.7kJ/kg；=84.15kJ/kg 温度下：1D2?0.8264

21、+(1-0.8264)2315.7 = 84.15 =417.55 kJ/kg Q ）0时塔顶气体上升的焓（1V ?M?t?VQ?V?CDpDDV 塔顶以0为基准，?41.20 126.63417.55 =46.36778+46.367 =1255627.63 kJ/h Q ）回流液的焓（2RCC?tp2p1=75.59 kJ/(kmolK)78温度下=139.36 kJ/(kmolK) D?(1-0.8264) =139.360.8264+75.59 =128.29 kJ/(kmolK) Q?L?C?t?p78=985868.91 kJ/h 137.67=91.809DRQ ）塔顶馏出液的焓

22、（3D因馏出口与回流口组成一样，所以 Q?D?C?t?p78=112064.48 kJ/h 137.67=10.436DDQ ）冷凝器消耗的焓（4CQ?Q?Q?Q=1255627.63-985868.91-112064.48=157694.24 kJ/h DCRVQ 5（）进料口的焓FCCtp12p=温度下： 76.04kJ/(kmolK)； =152.22kJ/(kmolK)；F? (1-0.1553) =152.220.1553+76.04 =87.87 Q?F?C?t?p80=392799.99kJ/(kmolK) 87.87=55.878所以FFQ (6)塔底残液的焓W?87.87 =

23、45.442100 ? =399298.85kJ/(kmolK) Q 7）再沸器（B塔釜热损失为10%，则=0.9 Q?0.1QQ?Q?Q?Q?Q?Q ，设再沸器损失能量 DCBWBF损损加热器的实际热负荷 =157694.24+399298.85+112064.48-392799.99 =276257.58kJ/h 求理论板数及加料2.6精馏段： 精馏段操作线方程： 提馏段： 提馏段操作线方程：?1.98x?0y.001152 (1-12) m1m? 理论板数及加料板位置2.6.2 精馏段： yx? 172?0.y?0.7913xy3.04?2.04?由平衡线方程的：联立 与nn?1已知y1

24、=xD=0.8264 y1?0.6103 3.04?2.04yx1= 1依次类推，可得： x0.6103 y0.6549 11x0.2301 y0.4761 22x0.1528 y0.3541 33x0.1199 y0.2929 44x0.1070 y0.2669 55x0.1020 y0.2567 66由于x=0.1528x=0.1434 F3x=0.1199x=0.1434 q4所以在第3和第4块塔板之间进料。 提馏段 y?x 3.04?2.04?yy?2.01x?0.001677联立由平衡线方程的： 与m1?m 依次类推： =0.2553x=0.1013y 66=0.1994x=0.07

25、572y 77=0.1488=0.05651yx 88=0.1104 yx=0.03922 99=0.07650=0.02653xy 1010=0.05138x=0.01750y 1111=0.03350yx=0.01127 1212=0.02116x=0.007061y 1313=0.01283xy=0.004257 1414=0.007277yx=0.002405 1515=0.003610=0.001190yx 1616=0.00120=0.0003964x4y 1717X17=0.0003964xw=0.001175 由于块塔板为进块塔板，第5417块塔板，其中精馏段塔板数为块，提馏段

26、为12综上总共有 料板。 填料高度计算2.7 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 精馏塔主要尺寸的设计计算3.8表6乙醇-水在不同温度下的密度 温度 t=790.9710.733 Dt=1000.7030.958 Wt=840.7370.969 F 塔顶条件下的流量和物性参数? xM?1M?Mx?D=46.070.8264+1

27、8.02(1-0.8264)=41.20kg/kmol DD12xx0.82641?01.?195DD=1.179mL/g ? ?0.7330.971L211?3 =0.8482g/mL=848.2 kg/m1L pM101.325?41.20D3? =1.426 kg/m?V 1RT79?15.273?314.8 V?M?VD=41.2046.367=1910.32kg/h 1 LML=3782.53kg/h 80991.41.20?D1进料条件下的流量和物性参数 ? x1x?M?M?MF=46.070.1553+18.02(1-0.1553)=22.38kg/kmol F12F pM101

28、.325?22.38F3? =0.7723 kg/m? V2RT80?273.8.314?15xx?10.15531?01.1553FF=1.1026mL/g ? ?0.7030.958L212?3 =0.90695g/mL=906.95 kg/m2L VMVV=22.3846.367=1037.69kg/h ?F22 LML=804.14kg/h 精馏段：93135.22.?38?F2 LML=2054.69kg/h 提馏段：80991.?.?38?22F2塔底条件下的流量和物性参数 ? xM?1M?Mx?w=46.070.001175+18.02(1-0.001175)=18.05 kg/

29、kmol w12w pM101.325?18.05W3? =0.5895 kg/m?V 3RT100?.8.314?15273xx?10.00117511?0.001175WW=1.0443mL/g ? ?958.0703.0L213?3 =0.99572g/mL=995.72 kg/m3L VMV?W=18.1346.367=840.63kg/h 3 MLL=1664.50kg/h 80991.?13?18W3精馏段的流量和物性参数 ?1.426?0.77233VV21 =1.0992 kg/m? V22?848.2?906.953LL21? =877.58 kg/m? L22VV?1910

30、.32?1037.6921=1474.01kg/h V? 22LL?3782.53?804.1421L=2293.34kg/h ? 22提馏段的流量和物性参数 ?0.7723?0.58953VV32? =0.6809 kg/m?V 22?906.95?995.723LL32? =951.34 kg/m?L 22VV?1037.69?840.6332V=939.16kg/h ? 22LL?2054.69?1664.5032L=1859.60kg/h ? 22 6.体积流量V321910.31?/?s?0.V3721m1a?36004261?.塔顶： 1vV1037.6932/s?.3732mV?

31、02a?0.7723?3600 进料：2vV840.6333/s3961mV?0?.3a?0.5895?3600 塔底：3vV?V0.3721?0.3732321aa/msV?0.3727?a22 精馏段：V?V0.3732?0.396133aa2/s.3847mV?0a22 提馏段：表7不同温度下乙醇-水黏度（mPas） 温度20406080100 1.150.8140.6010.4950.361 乙醇1.0050.6560.46880.35650.2838 全塔的平均温度： tt78?100WD=89 t?22? ?0.49589?80?100?800.361?0.495 乙醇=0.435

32、 mPas 乙醇： ?0.356589?80 ? 100?800.2838?0.3565 =0.353 mPas水： 水?x? 因为LiiL所以， ?mPas 421?0.?0.4358264?0.?3531?0.8264?0.LD?0.353?0.3530.435?10.001175001175?0.? mPas LW?0.353?015531?0.366.?0.1553?0435? mPas F全塔液体平均黏度： ?0.421?0.353 LWLD mPas ?387?.?0L 22?3.04 由于?0.245245?0.?387.0.?049?3.04?49.?E0=0.471 全塔效率

33、LTN17TN=36块（不含塔釜）实际塔板数： ? PE0.471T第三部分塔板结构设计 气液体积流量3.1 精馏段的气液体积流量3.1.1 ) 水相图可知，td=78(塔顶第一块板) tf=80(加料版) tw=100 (塔底-乙醇2由图xF=0.1553, xD=0.8264由相图查得yF=0.4821， yD=0.8301,由公式 _M)1?x(MM?x?可得 baaaMVF= 22.36kg/mol，MVF=53.29kg/mol 精馏段的平均温度： 提馏段的平均温度： 精馏段溶液参数8 表 参数项目 块一塔顶第板进料板位置 =0.8264xx摩尔分数=0.1553 DF=0.8301

34、yy=0.4821 DF 量尔质摩=41.199M=22.37kg/molM DF=53.29=22.36MM VDVF 78温度/80 液相平均摩尔质量： 液相平均温度：表9乙醇和水的密度 11090100607080温度（）20304050 乙醇的密度3)795785777765755kg/m746735730716703（ 998.983.3995.7992.2998.12977.8971.8965.3958.4951水的密度（kg/m)2 79?C时 在平均温度为用内插法求得： 3mkg?3m?kg/972? 乙醇的密度水的密度 /736?水乙醇液相平均密度为精馏段的液相负荷 mmRT

35、PV?nRT?PRTRT?PM? MV 由,lmxlm11x-PM? ? RT （1-14所以：） lm乙醇水,xlm?(0.4?0.94)/2?0.67 其中，平均质量分数10.671?0.67?0.?00125 ?735.110971.179 则： lm3?800kg/m 所以lmKP3?105.?4?101.3P 精馏段塔顶压强aDKP70. 若取单板压降为则：， aKP113.011?P?0.7?P 进料板压强： aFDP?P113.0?105.3FDKP?P?109.15 am22 气相平均压强： MM?41.30329.854?vdVFkmolkg/?M?35.578 Vm22 气

36、相平均摩尔质量：MP35.578113.0?3?VmFm/?1.366kg VmRT?273.15)8.314?(80.89 气相平均密度： h/?38.924kmol6.404?R1)D?(5.078?1)?V?( 气相负荷：精馏段的负荷10表 液相名称气相 31.07235.578平均摩尔质量kg/kmol 3800平均密度kg/m1.366 1013.731.263/hm体积流量9 提馏段的气液体积流量3.1.2 (塔tf=90.4(加料版) tw=103.2 td=83.2(塔顶第一块板) 水相图可知，-乙醇2由图底) xF=0.1046, xW=0.00175由相图查得yF=0.42

37、21， yW=0.0124,由公式（1-6）可得MVF= 29.854kg/mol，MVF=18.385kg/mol 表11提馏段溶液参数 塔釜进料板位置 摩尔分数x=0.1046x=0.001175 WFy=0.4221y=0.0124 WF 摩尔质量kg/molM=20.945M=18.059 WFM=29.854M=18.385 VWVF 83.699.3温度/ 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 液相气相名称 28.196kg/kmol21.076平均摩尔质量 34.43924.5平均密度kg/m 1353.83/h31.951m体积流量 塔径计算

38、3.2 塔径初步估算3.2.1 填料塔泛点气速及气体压力降计算用关联图图3 V4SD 根据流量公式可计算塔径，即 ?u? (1)精馏段11?L2?0992.2293.3412V?=0.0551 ? ?V5801.8771474.?L2?u?20.Vf?1780.?L ?g? 由图查得纵坐标为 L1?m?390 已知填料因子tt?80?78 tFVD = =79精馏段平均温度：1 2233m?kgmkg?/972? 877.58 ,水的密度L水?L? ?0.387mPas 903?0?.L ?水g?2520.0.252?9.81?877.58L 泛点气速smu/7762.?6f0.022?390

39、?0.903?1.0992?0.387LVuuu850.50/?. 泛点速率经验值50%，取空塔气速为，则Ff u=0.52.516=1.258m/s (2)提馏段：1?2?LV?0.053 ? ?V?L2?u?Vf20.?167.0? L?g?L 由图查得纵坐标为 1?m390? 已知填料因子tt?80?100 tFW =90 提馏段平均温度：=?2 22?33mkgm?kg/?9653. 水的密度951.34,L水?L? 0.387mPas 9855.?0?L ?水uuu850./.?05 50%，则泛点速率经验值，取空塔气速为fF u=0.52.1277=1.0639m/s4V4?0.3

40、847s?0.D?46m?u3.14?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4.1 塔顶冷凝器4.1.1热负荷QC = (R+1)D(IVD - ILD)= (R+1)DMDrD = 4.63105 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?tm =87.3，取换热系数K = 350 w/m2，则所需换热面积： S = 4.631051034.18 / (360035087.3) = 17.7 m2 选择型号：标准系列JB1145-73 Fg20（单程） 热负荷QB = (R+1)DMBrB = 2.08106 kJ/h。

41、 取导热油进口温度为260，出口温度为250， 则换热平均温差?tm =57.5，取换热系数K = 500 w /m2； 则所需换热面积：S = 2.08106103 /(360050057.5) = 20.0 m2 选择型号：标准系列JB1145-73 Fg20（单程） 塔顶冷凝器的设计4.2 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 值推荐K2h /kcal/m低温流体高温流体 350-650水有机蒸汽 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450-550 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 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 管子尺寸正方形排列 252.5 折流