化工原理课程设计模板施

1、徐対1 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1.第一部分 概述3.1.1 概述3.

2、1.2文献综述3.填料类型3.填料塔4.填料选择4.1.3设计任务书4.设计题目4.设计条件 4.设计任务 5.1.4设计思路 5.第二部分 工艺计算 5.2.1平均相对挥发度的计算6.2.2绘希9 t-x-y图及x-y图6.2.3全塔物料衡算 7.进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 7平均摩尔质量.8.全塔物料衡算： &2.4最小回流比的计算和适宜回流比的确定 8最小回流比8.确定最适操作回流比 R9.2.5热量衡算9.2.6求理论板数及加料10精馏段和提馏段操作线方程的确定 1.0理论板数及加料板位置.1.12.7填料高度计算.1.13.8精馏塔主要尺寸的设计计算12流量和物性参数的

3、计算 1.2塔板效率14第三部分塔板结构设计143.1气液体积流量 15精馏段的气液体积流量 15提馏段的气液体积流量163.2塔径计算16321塔径初步估算 1.7第四部分换热器 184.1换热器的初步选型 1.8塔顶冷凝器.18塔底再沸器.184.2塔顶冷凝器的设计 1.8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20进料管20塔釜出料管21除沫器21液体分布器 21液体再分布器 22填料支撑板的选择 22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 235.2精馏塔配管尺寸的计算24塔顶汽相管径dp24回流液管径dR

4、24力卩料管径dF24釜液排出管径dw24再沸器返塔蒸汽管径 dv'256.3精馏塔工艺尺寸25第六部分结构设计结果26总结27.参考文献27附录28.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 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

5、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。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

6、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。1.2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

7、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，填料主要分为散堆填料、规整填料和毛细管填料。122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

8、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。

9、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 25mrK 0.8mm。表1金属拉西环 25mrt 25mM 0.8mm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 =0.8mm堆积密度p =640kg/m干填料因子a/ e =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

10、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92.41% （质量分数）的乙醇，产量为25吨/天;0.3% （质量分 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 数）； 塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比 R=1.12.0Rmi n； 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。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

11、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，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部 分入塔回流，其余经塔顶产品

12、冷却器冷却后，送至储罐，塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产5乙醇水溶液品冷却后，送入贮罐（附流程图）1离心泵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2.1平均相对挥发度的计算由相平衡方程xy(1-1)1(1)x得：y(x 1)(1-2)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x0.1800.2000.2500.3000.3500.400y0.5100.5250.5510.5750.5950.610x0.4500.5000.5500.6000.6500.700y0.6350.6570.6780.6900.7250.755由道

13、尔顿分压定律PPyVAiPa Xa（1-3）iyVbPb XbyA yy (1yA)得（1-4）Xa XbXa (1Xa)将上表数据代入得:序号12345a3.68153.15692.72542.35012.1263序号678910a1.91551.72281.54081.41961.3207则10厂123-.103.042.2绘制t-x-y图及x-y图表3乙醇一水系统tx 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99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2

14、299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.41

15、89.41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,打 100C精馏段平均温度：tm= (tF+tD)12= (84+79) /2=81 5C提馏段平均温度：tm= (tF+tw)/2=(84+100)/2=92C2.3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3 F=0.323 D=0.9241co W=0.003分子量M 乙醇=46.07kg/kmol M 水=18.01kg/kmol进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数F：进料量（kmol/h）D：塔顶产品流量（kmol/h）

16、W :塔底残液流量（kmol/h）XF :原料组成（摩尔分数。下同）XD :塔顶组成XW :塔底组成根据公式：nAWa兀WaWbM a Mb(1-5)原料液乙醇的摩尔组成0. 32 / 46. 07 = 0. 32 / 46. 070. 68 / 18. 010.1553塔顶产品乙醇的摩尔组成0.9241/ 46.07门 cc一x =0.82640.9241/ 46.070.0759 /18.01塔底残夜乙醇的摩尔组成0.003/46.07xw0.0011750.003/46.070.997 /18.01232平均摩尔质量根据公式可得：MXaMa (1 Xa)Mb原料液的平均摩尔质量：M F

17、0.1553 46.071 0.155318.01 22.37kg/kmol馏出液的平均摩尔质量：M 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(1-6)全塔物料衡算：进料量：30000 0.3230000 0.68F =30 吨/天=46.0718.012455.878kmol/h全塔物料衡算式：f=d+w错误！未找到引用源。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，k

18、mol/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最小回流比x3.04x3.04x平衡线方程1 (1)x1 (3.04 1)x12.04xxF 0.1553因为q 1xD 0.8264Xv 0.001175所以XqxF0.1553相平衡方程:yq0.359Yq最小回流比：XdYqYqXq°.8264 °.3592.2950.359 0.1553泡点进料：

19、确定最适操作回流比3.443因为 R 1.1 2.0 Rm所以取 R 1.5Rmin 1.5 2.2952.5热量衡算已求得：tD 78 CtW 100Ct2 =92 CtF 80°Ct1 =81.5CtD 温度下:Cp1 =139.36 kJ/(kmol K) C pD C p1 ?Xd Cp2 1 XdCp2 =75.59 kJ/(kmol K) (1-0.8264)Cp2 =76.04 kJ/(kmol K) xw=139.36 0.8264+75.59=126.63 kJ/(kmol K) tCtw 温度下： p1=152.22kJ/(kmol K)C pwCp1 ? XwC

20、p2 1=152.22 0.001175+76.04 (1-0.001175) =76.13 kJ/(kmol K) tD 温度下：1=84.15kJ/kg;2=2315.7kJ/kg;1 ? xD2 1 xD=84.15 0.8264+(1-0.8264) 2315.7 =417.55 kJ/kg(1) 0C时塔顶气体上升的焓Qv塔顶以0C为基准，QVV?CpD?tD V ? ?Md=46.367 126.63 78+46.367 417.55 41.20=1255627.63 kJ/h(2)回流液的焓QrtD 78C温度下 C p1 =139.36 kJ/(kmol K) p2 =75.5

21、9 kJ/(kmol K) C pD C p1 ? Xd C p2 1 Xd=139.36 0.8264+75.59 (1-0.8264)_=128.29 kJ/(kmol K) Qr L?Cp?tD=91.809 137.67 78=985868.91 kJ/h(3)塔顶馏出液的焓Qd 因馏出口与回流口组成一样，所以Qd(4)QcD?Cp?tD =10.436 137.67 78=112064.48 kJ/h冷凝器消耗的焓QcQv Qr Qd =1255627.63-985868.91-112064.48=157694.24 kJ/h 进料口的焓QfC p1(5)tF 温度下：2p1=152

22、.22kJ/(kmol K);C p C p1 ? XFCp2 1 XF=152.22 0.1553+76.04(1-0.1553)=87.87所以 Qff ?Cp?tF =55.878 87.87(6)塔底残液的焓QwQw W ? C p ? tw=45.442 87.87 100 =399298.85kJ/(kmol K)-(7)再沸器Qb塔釜热损失为10%，则Cp2 =76.04kJ/(kmol K)；80=392799.99kJ/(kmol K) 设再沸器损失能量加热器的实际热负荷0.9Qb Qc Qw Qdn =0.9 Q 损 0.1QbQb Q f QcQwQ 损QdQf=1576

23、94.24+399298.85+112064.48-392799.99=276257.58kJ/h2.6求理论板数及加料精馏段和提馏段操作线方程的确定精馏段：LRD3.443 10.436 35.931kmol/hV R1 D3.443 110.43646.367kmol/hRXdyn 1XnR1R 1精馏段操作线方程：yn 10.7749 Xn0.186提馏段：L LqF35.931 155.87891.809kmol /hV Vq 1F 35.93111 F 46.367kmol/hLWym 1XmXwVV提馏段操作线方程:ym 11.98Xm 0.001152(1262理论板数及加料板位

24、置精馏段：X由平衡线方程的：已知 y1=xD=0.8264y3.04 2.04 y 与 yn 10.7913X.0.172联立丄0.6103x1 = 3.04 2.04 %依次类推，可得:y20.7749x10.1860.6589X10.6103y10.6549X20.2301y20.4761X30.1528y30.3541X40.1199y40.2929X50.1070y50.2669X60.1020y60.2567由于 X3=0.1528>xf=0.1434x4=0.1199<xq=0.1434所以在第3和第4块塔板之间进料 提馏段y由平衡线方程的:3.04 2.04 y 与

25、ym1 2.0% 0.001677 联立y 2.01X5 0.001677 2.01 0.1070 0.001677 0.2134依次类推:X6y60.08193.04 2.04 y6X6=0.1013y6=0.2553X7=0.07572y7=0.1994X8=0.05651y8=0.1488X9=0.03922y9=0.1104X10=0.02653y10=0.07650X11=0.01750y11=0.05138X12=0.01127y12=0.03350X13=0.007061y13=0.02116X14=0.004257y14=0.01283X15=0.002405y15=0.007

26、277X16=0.001190y16=0.003610X17=0.0003964y17=0.0012044块,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 料板。提馏段为12块塔板,5块塔板为进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 填料塔总板数N=17 P=0.5KPa/m等板高度 HEPT=0.46m。所以，填料总高度为精馏段填料高度为Z HEPTN10.46177.82m提馏段填料塔高度为乙40.461.84m压力降计算 精馏塔的总压降Z2Z乙7.821.845.98m精馏段的压降PALLZP7.820.5

27、3.91KPa提馏段的压降PjING乙P1.840.50.92 KPaPtiZ2P5.980.52.99KPa由于是采用的常压操作，所以顶部压强为常压，即PD 101.3KPa进料口处压强为PfPdPJING101.30.92102.22KPa塔底的压强为RvPdFll101.33.91105.21KPa3.8精馏塔主要尺寸的设计计算流量和物性参数的计算水 / g ?ml表6乙醇-水在不同温度下的密度乙醇/ g ? mlt°=790.7330.971tw =1000.7030.958t F =840.7370.969塔顶条件下的流量和物性参数M D1L1M 1xDXDxd =46.0

28、7 &8264+18.02 (*0.8264)=41.20kg/kmol0. 826410. 95=1.179mL/g0. 7330. 971L1 =0.8482g/mL=848.2 kg/m3V1PMdRT101. 325 仏20=1.426 kg/m38. 314273. 1579V1 M d ?V=41.20 46.367=1910.32kg/hL1Md?L 41.20 91.809=3782.53kg/h进料条件下的流量和物性参数M F M,Xf M2 1 Xf =46.07 J0.1553+18.02 (*0.1553)=22.38kg/kmolV21pMF-RT101. 3

29、2522. 38=0.7723 kg/rni8. 314273. 1580XF 1 XFL20. 15530. 70310. 15530. 958=1.1026mL/gL2=0.90695g/mL=906.95 kg/m3V'V2Mf ?V =22.38 46.367=1037.69kg/h精馏段：L2Mf ? L 22. 38 35. 931=804.14kg/h提馏段：L2Mf ? L'22. 38 91.809=2054.69kg/h塔底条件下的流量和物性参数V3pMwRTM21 Xw =46.07 0.001175+18.02 (0.001175)=18.05 kg/k

30、mol101. 32518. 058. 314273. 15=0.5895 kg/m3100XwXw0. 001175L30. 70310. 0011750.958=1.0443mL/gL3=0.99572g/mL=995.72 kg/m3IIV3 Mw?V =18.13 46.367=840.63kg/hL3Mw ? l'18.13 91. 809=1664.50kg/h精馏段的流量和物性参数1.4260. 77233=1.0992 kg/m3V1V22L12V1V22L1L22L22848. 2906. 95 =877.58 kg/m32191°.321037.69=14

31、74.01kg/h23782. 53804.14 =2293.34kg/h提馏段的流量和物性参数0. 77230. 58953=0.6809 kg/m3V2V32L22L32906.952995.72=951.34 kg/m3仮7.6： 840.63=939.拠巾2054.69一1664. 50 =1859.60kg/h6.体积流量塔顶:进料:Va3V11910.32v11.426 3600V21037.69v20.7723 3600V3840.63Va20.5895 3600v3Vai0.3721m3/s30.3732m3/sVa20.3961m3/s塔底:精馏段:Va20.3721-320

32、.3727m3/s2提馏段:VaVa2 Va3°.3732 °.39610.3847 m3/s塔板效率LDLW2由于 3.040. 4210. 3530. 387 mPa-s全塔效率EtO.490.2450.490.2453.04 0.387=0 471表7不同温度下乙醇-水黏度（mPas）温度c20406080100错误！未找到引用源。乙醇1.150.8140.6010.4950.361水1.0050.6560.46880.35650.2838全塔的平均温度：f tDt W78100 =89 c2289800.495乙醇:100800.361 0.495错误!未找到引用源

33、。乙醇=0.435 mPas89800.3565水：10080O.2838 0.3565水=0.353 mPas因为LXi Li所以,LD0. 82640. 43510.82640. 3530. 421 mPasLW0. 0011750. 43510.0011750.3530. 353 mPasF0. 15530.43510.15530. 3530. 366 mPas全塔液体平均黏度:实际塔板数：NpNtEt17=36块（不含塔釜）0.471第三部分塔板结构设计3.1气液体积流量精馏段的气液体积流量MXaM a (1 Xa)Mb由图2乙醇-水相图可知，td=78C （塔顶第一块板）tf=80

34、C （加料版）tw=100 C （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精馏段的平均温度：td tftm 86.8 C提馏段的平均温度：t96.8 Cm2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=0.1553xd=0.8264yF=0.4821yD=0.8301摩尔质量kg/molMf=22.37M d=41.199Mvf=22.36M vd =53.29温度/C8078液相平均摩尔质量：M M F MD /222.37 41.199 /2

35、31.785kg/mol液相平均温度：tm (tF tD)/2(80 78)/279 C表9乙醇和水的密度温度（C）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79 C时用内插法求得：水的密度 水972kg / m3乙醇的密度 乙醇 736kg / *液相平均密度为精馏段的液相负荷L RD 3.443 10.436 35.93kmol/hLn -LM35.9331.7853 一1.4

36、28m /hlm800PVnRTmRTPMmRTPRT由MVPM1x'lm1-x'lm所以:RTlm乙醇水其中,平均质量分数x'lm(0.40.94)/20.67(1-14)10.6710.670.00125则：lm 735.110971.179所以3lm 800kg / m精馏段塔顶压强PD4 101.3 105.3KPa若取单板压降为0.7KPa贝U：进料板压强：PfFD0.711113.0KPacfdPF105.3 113.0PmD109.15KPa气相平均压强：22MvfMvd 29.85441.303M Vm35.578kg / kmol气相平均摩尔质量：22

37、Vm3气相平均密度：气相负荷：VnPFMVm113.0 35.578RT 8.314 （80.89 273.15）1.366kg/mV （R 1）D（5.078 1） 6.40438.924kmol / hVM Vmvm38.924 35.5781.3661013.79m3/h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/h1013.791.263提馏段的气液体积流量由图2乙醇-水相图可知，td=832C （塔顶第一块板）tf=90.4 C （加料版）tw=1032C （塔底）xF=0.1046, xW=0.0

38、0175 由相图查得 yF=0.4221,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=20.945M w=18.059Mvf=29.854M vw=18.385温度/C99.383.6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/h1353.831.9

39、513.2塔径计算321塔径初步估算ndo.ow0.002q ora D4 O tMOoecj0.20.6 c s EC 2fttsr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(1)精馏段L0.2L0. 17812293.341.0992 UfV由图查得纵坐标为 已知填料因子390m=0.0551 1474. 01877.58精馏段平均温度:t1 二 t VD t f=2=78 =280=79 C0.903L水0.387mPas泛点气速Uf”0. 252g l0. 2529. 81877.580.2V L3900. 9031. 09920. 3870.2l 877.

40、58kg / m3,水的密度 水972kg / m36. 7762m/ s泛点速率经验值u / Uy0. 5 0. 85，取空塔气速为50%uf，则u=0.5 忽.516=1.258m/sD 4Vs 4 0.3727u .3.14 1.258 (2)提馏段：IILvIIVL120.053由图查得纵坐标为已知填料因子390m 10.61m2Uf0.2L0.167提馏段平均温度:t2L 951.34kg /2 m3,水的密度水1002965. 3kg / m380 =90 CUf0. 9855l 0.387mPas0.105g l'0TV L0.105 9.81 951.34' 3

41、90 0.9855 0.6809 0.387°.22.1277m/s泛点速率经验值U / Uf0. 5 0. 85，取空塔气速为50%Uf，则D4 0.3847；3.14 1.0639u=0.5 21277=1.0639m/s0.46m圆整后：全塔塔径为650mm第四部分换热器4.1换热器的初步选型塔顶冷凝器热负荷 QC = (R+1)D(IVD - ILD)= (R+1)DMDrD = 4.63W5 kcal/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 =87.3C，取换热系数K = 350 w/m2C，则所需换热面积：S = 4.63 105X103 &

42、gt;4.18 / (3600 35区>87.3) = 17.7 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 = 2.08 >06 kJ/h。取导热油进口温度为260C，出口温度为250C，则换热平均温差tm =57.5C，取换热系数K = 500 w /m2 C；则所需换热面积：S = 2.08 >6X103 /(3600 500X57.5) = 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 32C，出口温度38C ;导热油：进口温度2

43、60C， 出口温度250 C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 -°C水水水水水水350-650450-850400-750350-4501500-2500450-550有机烝汽高沸点碳氢化合物蒸汽 有机蒸汽与水蒸汽混合物 油汽蒸汽 水蒸气 甲醇蒸汽选择水蒸气-水循环系统，选择换热器，具体参数见下表表14换热器参数图4换热器工艺尺寸图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2.5m/s一壳程流速12.5m/s一外壳直径500mm一管程数一双程管子长度3.0m管子尺寸 25K 2.5正方形排列表

44、15塔顶冷凝器设计计算结果汇总表外壳直径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/mm 25X 2.5管长l/m3管数NT/根248管心距t/mm32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第五部分精馏塔工艺条件5.1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。操作压力为常压，蒸汽速度Wp 1220m/s，本次设计取wp 15m/s。dp4V13600 WP V4 3395.193600 3.14 15 1.09920

45、.082m圆整后 dP 89mm表16塔顶蒸汽管参数内径d2 s2外径d1S!RH1H2内管重/(kg/m)76 4133 42251201577.10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dR；4L1R 3600 W l圆整后dR 45mmWr为0.20.5m,本次设计取WrI4 2337. 43.36003. 140. 5827. 610.5m/s00. 045m表17回流管参数内径d2 s2外径d1S!RH1H2内管重/(kg/m)18 357 3.5501201501.11进料管本次加料选用泵加料，所以由泵输送时

46、 Wf可取1.52.5m/s，本次设计取Wf =2.0m/sdF4F3600 W L236004689. 2753. 142. 0911. 160. 012m圆整后 dF14mm表18进料管参数内径d2 s2外径d1$RH1H2内管重/(kg/m)18 357 3.5501201501.115.14塔釜出料管塔釜流出液体的速度 Ww 一般可取0.51.0m/s本次设计取Wwdw4W3600 WW L34689. 275.36003. 140. 9957.120.9m/s00. 017m圆整后dw 18mm表19塔顶蒸汽管参数内径d2 S2外径d1 s1RH1H2内管重/(kg/m)18 357 3.5501201501.11除沫器除沫器用于分离塔顶出口气体中