苯甲苯分离装置设计

1、中南民族大学化学工程与工艺专业化工原理课程设计苯甲苯分离装置设计设计者 :田源学号 :10081220班级:10级3班指导老师 :刘冰设计时间课程设计任务书课程名称化工原理课程设计课程代码设计时间2013.11.18 2013.12.22指导教师专 业化学工程与工艺班 级3 班一、课程设计任务（题目）及要求（一） 设计题目 ：苯甲苯分离装置设计原料液中含苯45%，含甲苯55%(均为质量分数 );处理量 4 万吨 / 年。塔顶馏出液中含苯不低于98%，塔底釜残液中含乙醇不高于2% (均为质量分数 )。操作条件如下：塔顶压力常压进料热状况自选回流比自选塔底加热蒸汽压力0.5MPa（表压 )工作日每

2、年 300 天，每天24 小时连续运行。厂址为湖北地区，填料类型和规格自选。（二）设计要求1、学生应在老师指导下独立完成，题目不可更换。2、查阅相关资料，自学具体课题中涉及到的新知识。3、最后提交的课程设计成果包括：课程设计说明书纸质文件及电子文件。课程设计相关设计图纸质文件及电子文件。二、对课程设计成果的要求（包括课程设计说明书、图纸、图表等软硬件要求）1、分析课程设计题目的要求；2、写出详细设计说明；3、写出详细计算过程、经验值的取舍依据；4、设计完成后提交课程设计说明书及相关设计图；5、设计说明书应内容充实、写作规范、项目填写正确完整、书面整洁、版面编排、图表绘制符合要求。6、计算过程使

3、用的符号符合参考资料中的要求，设计内容按参考资料设计示例执行。三、主要参考资料贾绍义，柴诚敬 .化工原理课程设计 .天津大学出版社 ,2002 年 6 月.陈敏恒，潘鹤林 .化工原理 .华东理工大学出版社， 2008 年 8 月 .朱有庭 ，曲文海 ，于浦义 . 化工设备设计手册 ( 上下 ). 化学工业出版社 ; 2008 年 5 月 .中国石化集团上海工有限公司编 .化工工艺设计手册 . 化学工业出版社 ; 2009 年 6 月 .指导教师（签名）：教研室主任（签名）：目录61.1与物性有关的因素 .61.2与操作条件有关的因素 .62 流程的确定及说明 .62.1塔板形式 .62.2精馏

4、方式 .62.3进料状态 .72.4冷凝方式 .72.5加热方式 .72.6加热器 .72.7操作压力 .82.8回流方式 .83 精馏塔的设计计算 .83.1基础数据 .83.2物料衡算 .83.3塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：tVD 、 t LD 、 tF 、 tW. 93.4 平均相对挥发度 .103.5回流比的确定 .103.6热量衡算 .103.6.1加热介质的选择 .103.6.2冷却剂的选择 .113.6.3热量衡算 .113.7理论塔板数计算 .133.7.1板数计算 .133.7.2塔板效率 .143.8精馏塔主要尺寸的设计计算 .153.8.1流量和物性参数的计算

5、 .153.8.2塔径设计计算 .174 附属设备及主要附件的选型计算.204.1冷凝器 .204.2再沸器.214.3塔内其他构件 .214.3.1.塔顶蒸汽管 .214.3.2.回流管 .224.3.3.进料管 .224.3.4.塔釜出料管 .224.3.5除沫器 .234.3.6液体分布器 .234.3.7液体再分布器 .244.3.8填料支撑板的选择 .25塔釜设计25塔的顶部空间高度25手孔的设计26裙座的设计265 精馏塔高度计算26附录29参考文献31前 言在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。 塔设备就是使气液成两相通过精

6、密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔， 后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，精馏过程在能量剂驱动下， 使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。 根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯- 甲苯连续精，即需设计一个精馏塔用来

7、分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。 分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。概述1.1 与物性有关的因素易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，故选用填料塔为宜。因为填料不易形成泡沫。本设计为分离苯和甲苯，故选用填料塔。对于易腐蚀介质，可选用陶瓷或其他耐腐蚀性材料作填料，对于不腐蚀的介质，则可选金属性质或塑料填料，而本设计分离乙醇和水，腐蚀性小可选用金属填料1.2 与操作条件有关的因素传质速率受气膜控制的系统， 选用填料塔为宜。 因为填料塔层中液相为膜状流、 气相湍动，有利于减小气膜阻力

8、。难分离物系与产品纯度要求较高，塔板数很多时，可采用高效填料。若塔的高度有限制，在某些情况下，选用填料塔可降低塔高，为了节约能耗，故本设计选用填料塔。要求塔内持液量、停留时间短、压强小的物系，宜用规整填料流程的确定及说明2.1 塔板形式目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。2.2 精馏方式精馏的特点是，可以连续大规模生产，产品浓度、质

9、量可以保持相对稳定，能源利用率高，操作易于控制。2.3 进料状态进料状态直接影响到进料线（q 线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比，若采用冷进料， 在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需要预热器，但塔釜热负荷( 一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下。所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大， 同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、 提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制

10、造和操作控制。2.4 冷凝方式冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。 如果塔顶蒸汽温度低， 可选用冷冻盐水或深井水做冷却剂。如果能用常温水作冷却剂， 是最经济的。 水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。 冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小。传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过 50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。2.5 加热方式采用间接加热， 因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的馏出液组成及回收率时， 利用直接蒸汽加热时，所需理论塔板数比用间接蒸汽时要多一些，待分离的混合液为水溶液，且水

11、是难挥发组分，釜液近于纯水，这时可以采用直接加热方式。由于本次分离是苯- 甲苯混合液，故采用间接加热。2.6 加热器选用壳管式换热器，只有在工艺物料的特征或工艺条件特殊时才适用其他塑式。2.7 操作压力精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低。 适合于常压下操作而不需要进行减压操作或者加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且液体（不是混合气体）。所以， 不必要用加压减压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大。在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。2.8回流方式宜采用重力回流，对于小型塔，冷凝液由重力作用会流入塔。优点：回流冷凝器无需支撑结构。缺点：回流控制较难安装，但

12、强制回流需用泵，安装费用、电耗费用大，故不用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝冷却器以冷凝回流入塔内。精馏塔的设计计算3.1 基础数据表 1 两个组分的分子量和沸点分子式相对分子量沸点临界温度临界压力 MPa苯C6H678.11g/mol80.1288.954.898甲苯C7H892.14g/mol110.6318.574.109表 2苯，甲苯的气液平衡数据温度 t/ 1141061029995928986.884.482.381.280.2气相苯 y/021.2375062717985.391.495.797.9100（ mol%）液相苯 x/08.820304049597080.390.395

13、100（ mol%）3.2 物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量：M A78.11kg/km ol ；甲苯的摩尔质量：M B92.14kg/km ol进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为XF,X D,X W.XF=(0.45/78.11)/(0.45/78.11+0.55/92.14)=0.4911XD=(0.98/78.11)/(0.98/78.11+0.02/92.14)=0.9830XW=(0.02/78.11)/(0.02/78.11+0.98/92.14)=0.0235M=0.491178.11 + (1-0.4911)92.14=85.25Kg/KmolFM=0.

14、983078.11 + (1-0.9830)92.14=78.35Kg/KmolDM=0.023578.11 + (1-0.0235)92.14=91.81 Kg/KmolW设年开工300 天每天 24 小时F=40000000/(3002485.25)=65.17 Kmol/h由： F=D+WFX F=DX +WXW联立得 D=31.75 Kmol/hW=33.42 Kmol/h3.3 塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：tVD、t LD、t F、tW由表中数据，用内差法计算得塔顶：（0.979-0.9830 ） / （ 0.979-0.903） =（ t LD -82.3 ） / （

15、81.2-82.3）t LD =82.4 （0.979-0.9830 ） / （ 0.979-0.957） =（ 81.2- tVD ） / （ 81.2-82.3）tVD =81 塔釜：(0-0.0235)/(0-0.088)=(114-tW )/(114-106)t W =92.64 进料：（ 0.49-0.40） / （0.4911-0.40） =（92-95 ）/ （ t F -95 ）t F =91.96 精馏段平均温度：t 1 =（ tVD +t F提馏段平均温度：t 2 =（ t W +t F/2= （ 81+91.96 ） /2=86.48 /2= （ 92.64+91.96

16、）/2=92.3 3.4 平均相对挥发度在 tF 温度下乙醇和水的饱和蒸汽压分别为：精馏段： t 1 =86.48 （ 86.48-95 ） / （ 92-95 ）=（ x1-0.4 ）/ （ 0.49-0.4） =(y 1-0.62)/(0.71-0.62)11=0.8756x =0.6556 y精馏段： t2=92.3 （ 92.3-95） / （ 92-95 ） =（ x1-0.4） / （ 0.49-0.4） =(y 1-0.62)/(0.71-0.62)x =0.481 y2=0.7012将 x1 , x2 , y1, y2分别代入 yx得 1=3.6975 2=2.52971 (1

17、)x= = 3.0584123.5 回流比的确定由于是泡点进料，xq xF =0.4911yqxq=3.05840.4911/(1+2.05840.4911)=0.7469(1) xq1RminxDyq =(0.983-0.7469)/(0.7469-0.4911)=0.9230y qxq一般操作回流比取最小回流比的1.12 倍，本设计取 1.5倍。即 R=1.5 Rmin =1.50.923=1.3845L=R D=1.384531.75=43.96 kmol/hL =L+qF=43.96+165.17=109.13 kmol/hV =V=（ R+1） D=43.96+31.75=75.71

18、 kmol/h3.6 热量衡算加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时的传热系数很高， 可以通过改变蒸汽压力控制加热温度。 燃料燃烧所排放的烟道气温度可达 1001000，适合于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数较低，加热温度控制困难。 本设计选用 300kPa（温度为 133.3 ）的饱和水蒸气做加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不会复杂。冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为1025 . 如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐

19、水、氟利昂等。 本设计建厂地区为湖北，夏季最热月份日平均气温为30。故选用30的冷却水，选升温10，即冷却水的出口温度为40。3.6.3 热量衡算已求得：t LD 82.4 t VD81tW 92.64 t F91.96 t 1 =86.48 t2=92.3 t LD 温度下 :C p1 =146.92 kJ/(kmolK)C p2 =175.25 kJ/(kmol K)C pD C p 1 ? xDC p 2 1 x D=146.920.983+175.25(1-0.983)=147.4 kJ/(kmol K)t W 温度下： C p1 =152.54kJ/(kmol K)C p2 =181

20、.52 kJ/(kmolK)C pWCp1 ? xWCp2 1xW=152.540.0235+181.52(1-0.0235)=180.83 kJ/(kmolK)t LD 温度下：1 =394.1kJ/kg；2 =379.4kJ/kg；1 ? xD2 1xD= 394.10.983+379.4(1-0.983)=393.85kJ/kg（1） 0时塔顶气体上升的焓QV塔顶以 0为基准，QVV ? C pD ? t DV ? M D=75.71147.482.4+75.71393.8578.35=3255825.84 kJ/h（2）回流液的焓QRtVD81温度下 C p1 =146.92 kJ/(

21、kmol K)C p 2 =175.25 kJ/(kmol K)C pDC p1 ? xDC p 2 1xD=146.920.983+175.25(1-0.983)=147.4 kJ/(kmol K)QRL ? C p ?tVD =43.96147.481=524856.02 kJ/h（3）塔顶馏出液的焓Q D因馏出口与回流口组成一样，所以QDD ? C p ? t LD =31.75147.481=379075.95 kJ/h（4）冷凝器消耗的焓QCQCQVQRQD =3255825.84-524856.02-379075.95=2351893.87 kJ/h（5）进料口的焓 Q Ft F

22、温度下： C p1 =152.54kJ/(kmolK) C p2 =181.52 kJ/(kmol K)C p C p1 ? xF C p 2 1 xF=152.54 0.4911+181.52(1-0.4911)=167.29所以 QF F ? C p ? t F =65.17167.2991.96=1002574.52kJ/(kmol K)(6) 塔底残液的焓 QWQWW ?C p ? t W=33.42180.8392.64=559854.89kJ/(kmolK)（7）再沸器 QB塔釜热损失为10%，则 =0.9设再沸器损失能量Q损0.1QB ，QBQFQCQWQ损QD加热器的实际热负荷

23、0.9QBQCQWQDQF=2351893.87+559854.89+379075.95-1002574.52=2288250.19 kJ/h3.7 理论塔板数计算板数计算相平衡方程y n x n1（ - 1） x n精馏段操作线方程：yRxx D1. 3845x0. 983x0. 412nR1n 1R 11. 38451n 10. 581n 11. 38451提馏段操作线方程：RV 75. 712. 26633. 42y n 1R1x W2. 266 10. 02351. 441x n 0. 01x nR2. 266x n2. 266R因为泡点进料，所以q=1.xW0. 0235 xF0.

24、4911 x D0. 983精馏段Y1=XD=0.983Y带入得 X =0.9497Y1Y =0.9637X2=0.8967Y2Y3=0.9330X3=0.8198YY =0.8883X4=0.7221Y4Y =0.8315X5=0.6172Y5Y6=0.7706X6=0.5233Y7=0.716X7=0.4517 X q提馏段8=0.641X8=0.36859X9=0.2622=0.52110=0.3678X10=0.159811 =0.2203X 11=0.084512=0.1118X=0.03951213=0.0469X=0.0158 X313由上得理论板数为13 块第 7 块加料精馏段

25、需6 块板塔板效率表 3 苯和甲苯的温度与液体粘度的关系温度 K273.15293.15313.15333.15353.15373.15393.15苯 mPa*s0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯 mPa*s0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228全塔的平均温度：tDt W81. 7 92. 64t2=87.17 287. 1780苯0. 308苯：800. 2550. 308100苯 =0.118 mPa s甲苯：87. 1780水0. 311100800. 264甲苯 =0.157 mPa s0. 311因为 LxiLi所以，LDL

26、W0. 9830. 11810. 9830. 1570. 119 mPa s0. 02350. 11810. 02350. 1570. 156 mPa sF0. 4911 0. 11810. 49110. 1570. 138 mPa s全塔液体平均黏度：LLDLW0. 1190. 1560. 138mPa s22已知 t87. 17 ，由表2，利用内插法计算得：8986. 80. 590. 70. 790. 85387. 1786. 8x0. 7y0. 853因此： x=0.6815 y=0.747已求得3.0584全塔效率 ET0.490.2450. 493. 05840. 1380. 24

27、5L=0.605实际塔板数： NPNT13块ET=220. 6063.8 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 4 苯 - 甲苯在不同温度下的密度温度苯 / g ? ml 1甲苯 / g ? ml 1t D =87.170.8060.804tW =92.640.7990.797t F =91.960.8020.7991.塔顶条件下的流量和物性参数M DM 1 xDM 2 1xD=78.11 0.983+92.14 (1-0.983)=78.35kg/kmol1xD1x D0. 98310. 983=1.2407mL/gL1120. 8060. 804L1 =0.80599

28、7g/mL=806 kg / m3V 1p MD101. 32578. 35=2.65 kg / m3RT8. 314273. 1587. 17V1M D ? V =78.35 75.71=3395.19kg/h1MD? L78. 3543. 96=3444.27kg/hL2.进料条件下的流量和物性参数M FM 1 xFM 21xF=78.11 0.4911+92.14 (1-0.4911)=85.25kg/kmolV 2pMF101. 32585. 25=2.84 kg / m3RT8. 314273. 1591. 961x F1x F0. 491110. 49110. 8020. 799=

29、1.2492mL/gL 212L 2 =0.80051g/mL=800.51 kg / m3V2V2M F?V =82.25 75.71=6227.15kg/h精馏段：2F?L85. 2543. 96 =3747.59kg/hLM提馏段： L2MF ? L85. 25109. 13 =9303.33kg/h3. 塔底条件下的流量和物性参数M wM 1 xwM 2 1xw =78.11 0.0235+92.14 (1-0.0235)=91.81 kg/kmolpM101. 325 91. 81W=3.0589 kg / m3V 3RT8. 314273. 1592. 641xW1 xW0. 02

30、3510. 0235=1.2546mL/gL 3120. 7990. 797L 3 =0.797066g/mL=797.07kg / m3V3M W ?V =91.81 75.71=6950.94kg/hL3MW ?L91. 81109. 13=10019.23kg/h4. 精馏段的流量和物性参数VV1V 22. 652. 84=2.745 kg / m322LL1L2806800. 51=803.26 kg / m322V1V23395. 196227. 15V22=4811.17kg/hL1L23444. 273747. 59L22=3595.93kg/h5. 提馏段的流量和物性参数 VV

31、 2V32. 843. 0589=2.9495 kg / m322 LL2L3800. 51 797. 07=798.79 kg / m322V V2V36227. 156950. 94=6589.04kg/h22LL2L39303. 3310019. 23=9661.28kg/h22体积流量塔顶： Va1V13395. 190. 3559m3 / sv 12. 653600V 6227. 153进料： Va220. 6091m /s2. 843600v 26950. 94塔底： Va3V30. 6312m3/ s3. 0589 3600v 3精馏段：VVa1Va20. 35590. 6091

32、3/s0. 4825a22提馏段： VaVa 2Va30. 60910. 63120. 6202m3/ s223.8.2 塔径设计计算1. 填料选择填料塔内所用的填料应根据生产工艺技术的要求进行选择，并对填料的品种、材质及尺寸进行综合考虑，应尽量选用技术资料齐全，使用性能成熟的新型塔填料。 对性能相近的填料， 应根据它们的特点进行技术、经济评价，使所选用的填料既能满足生产要求，又能使设备的投资和操作费用最低或较低。填料是填料塔中汽液接触的基本构件，其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的选择是填料塔设计的重要环节。鲍尔环由于环壁开孔， 大大提高了环内空间，及环内表面的利用率，

33、气流阻力小液体分布均匀，与拉西环相比，其通量可增加50%以上，传质效率可提高30%左右，鲍尔环是目前应用较广的填料之一。对填料的基本要求有比表面积和孔隙率较大， 堆积密度较小， 有足够的机械强度， 有良好的化学稳定行及液体的湿润性，价格低廉等。综合以上因素及鲍尔环的优点，本设计选用D N 38 型填料。2. 塔径设计计算表 5 填料尺寸性能填料名称金属鲍尔环外径高厚Hmm mm mm ）38380.8堆积个数堆积密度比表面空隙率nDa（ 个 / m 3 ）( kg / m3 )（ m 2 / m3 ）（ %）130003651290.945图 1填料塔泛点气速及气体压力降计算用关联图4VS根据

34、流量公式可计算塔径，即Du精馏段LV12VL3595. 932. 7454811. 17803. 2512=0.0437由图查得纵坐标为uf2V0. 20. 135gLL已知填料因子117m 1t1= tVDt F8191. 96=86.48 精馏段平均温度：=22L 803.26 kg / m3,甲苯799kg /m3L1. 005L0.298mPa s水泛点气速 uf0. 135g L0. 1359. 81 803. 262. 049m / s0. 21171. 0052. 745 0. 2980. 2VL泛点速率经验值u/u F0.5 0.85 ，取空塔气速为uf，则50%u=0.5 2

35、.049=1.0245m/s440. 4825Du3. 140. 7746m1. 0245提馏段：12LVV 0.033 Luf2V0. 20. 198由图查得纵坐标为LgL已知填料因子117m1提馏段平均温度：t 2t Wt F92. 6491. 96=2=92.3 2L798.79 kg / m3, 甲苯798kg / m3L1. 001L 0.298mPas甲苯uf0. 198g L0. 1989. 81798. 792. 3921m / s0. 21170. 2VL1. 001 2. 9495 0. 298泛点速率经验值u/u F0.5 0.85 ，取空塔气速为uf，则50%u=0.5

36、 2.3921=1.1961m/s4VS40. 6202D3. 140. 813mu1. 1961圆整后：全塔塔径为850mm填料层高度设计计算1）等板高度设计计算精馏段Fu31动能因子2V1. 02452. 7451. 697m / s ? kg / m经查每米填料理论板数为4-4.5块取 n=4HETP=1/n=0.25Z 精 =NT* HETP精馏段： Z 精 =6?0.25=1.5mZ1 精 =1.51.5=2.25m提馏段： Z 精 =70.25=1.75mZ2 精=1.751.5=2.625mZ= Z 1 精 +Z2 精 =4.125m2） . 填料层压强降计算精馏段l3600FV

37、36001. 6972. 74512. 6m3 / m2 / hL803. 26p 精p 精Z 精0. 41. 51. 5 0. 9kPaZ提馏段l3600FV3600 1. 6972. 949513. 13m3 / m2 / hL798. 79p提p提Z提0. 41. 751. 5 1. 05kPaZpp 精p提0. 91. 051. 95kPa附属设备及主要附件的选型计算4.1冷凝器本次设计冷凝器选用壳程式冷凝器。对于蒸馏塔的冷凝器，一般选用列管式、空气冷凝螺旋板式换热器。因本次设计冷热流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体方向相反，即

38、逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。湖北最热月平均气温t 1=30。冷却剂用深井水，冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取t 2 =38。泡点回流温度 t VD81, t LD82. 4计算冷却水流量GCQC559854. 89Cpt 2 t 14. 216662 . 35 kg/h38 302. 冷凝器的选型冷凝器选择列管式，逆流方式表 6 冷凝器相关参数公称直径 /mm管程数管子数量管长 /mm换热面积 / m 2公称压力 MPa2733820005255.664.2 再沸器选用 U 型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择3.6

39、9atm ， 140的水蒸气，传热系数 K=600kcal/(m2 h )=2520kJ/(m 2 h ) ，=513kcal/k4.3 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WP12 20m / s，本次设计取 WP15m / s。d P4V14 3395. 190. 165m3600 W36003. 14 152. 9495P V表 7 塔顶蒸汽管参数内径 d 2 s2外径 d1s1RH 1H 2内管重 /(kg/m)76413342251201577.10回流管冷凝器安装在塔顶时

40、，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 0.20.5m，本次设计取 WR0.5m / s 。d R4L143444. 270. 055m3600 W36003. 140. 5 803. 26R L表 8 回流管参数内径 d 2s2外径 d1 s1RH 1H 2内管重 /(kg/m)183573.5501201501.11进料管本次加料选用泵加料， 所以由泵输送时WF 可取 1.52.5m/s，本次设计取 W F =2.0m/s 。d F4F 4689. 2750. 012m3600W36003. 14L22. 0 800. 51F圆整后

41、d F14mm表 9 进料管参数内径 d 2s2外径 d1 s1RH 1H 2内管重 /(kg/m)183573.5501201501.11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 WW 0.9m / s 。dW4W4689. 2753600WW L33600 3.140. 018m0. 9 797. 07圆整后dW18mm表 10 塔顶蒸汽管参数内径 d 2s2外径 d1s1RH 1H 2内管重 /(kg/m)183573.5501201501.114.3.5 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

42、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WKKL1V1V 1式中 K 常数，取0.107 ；L1、 V1 塔顶气体和液体密度（kg/m3 ）W0. 1078062. 651. 86m/ sK2. 65除沫器直径计算： D4V40. 60770. 645mW3. 141. 86K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

43、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W2gH0.8229.810.060.89m / s小孔输液能力由 Q= fW 得QL13444. 2711. 87 10 4 m2 / sL13600806 3600小孔总面积fQ11. 8710 41. 61032W0. 820. 89m所以，小孔数nf? W1.6 1030. 89113. 4 , 即为 114 个小孔。23.1432d10444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hr cotgr 22W

44、2sin 2式中 r 喷洒圆半径，rD75 10030075mm 0.075m2752喷洒角，即小孔中心线与垂直轴线间的夹角，40 ,取40h0. 075 cot 409. 810. 07520. 174m174mm20. 892sin 240（2）进料液分布器采用莲蓬头由前知 W=0.89m/sQF 972. 223. 3710 4 m2 / s3600L 23600800. 51取 d=4mm，0.85fQ3. 3710 44. 451042W0. 850. 89mnf? W4. 451040. 89个小孔。3. 1431. 53 ，即为 32d24103244取40h0.075 cot 409.810.07520.174m174mm20.89 2 sin 240( y3 1D), 取160mm莲蓬头的直径范围为5D5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0. 6553. 25m处装一个再分布器。选取截锥式再分布器，因其