化工原理课程设计完整版

1、 大 学化 工 原 理 课 程 设 计说 明 书专业：级：班学生姓名：学生学号：指导教师：提交时间：成绩：化工原理课程设计任务书一、设计题目分离 乙醇水 混合液（混合气）的 填料 精馏塔二、设计数据及条件生产能力：年处理乙醇-水 0.7 万吨（开工率 300天/原料：乙醇 含量为40 分离要求： 塔顶 乙醇 含量不低于（不高于） 93塔底 乙醇 含量不高于（不低于） 0.3建厂地址： 沈阳；。三、设计要求（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：1、前言；23、生产条件的确定和说明；4、精馏（吸收）塔的设计计算；5、附属设备的选型和计算；6、设计结果列表；7、设计结果的讨论与说明；8、注明参考和

2、使用的设计资料；9、结束语。（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）（三）绘制精馏（吸收）塔的工艺条件图（坐标纸）四、设计日期： 2012 年 03 月 07 日至2012 年 03 月 18 日沈阳化工大学化工原理课程设计目录目 录前言 .1第一章 流程确定和说明.21.1加料方式的确定.21.2进料状况的确定.21.3冷凝方式的确定.21.4回流方式的确定.31.5加热方式的确定.31.6再沸器型式的确定.3第二章 精馏塔设计计算.42.1操作条件与基础数据.4.2.1.1操作压力4.2.1.2气液平衡关系与平衡数据4.2.1.3回流比42.2精馏塔工艺计算.5.2.2.1物料衡算5.

3、2.2.2 热量衡算9.122.2.3理论塔板数的计算沈阳化工大学化工原理课程设计目录.132.2.4实际塔板数的计算2.3精馏塔主要尺寸的设计计算.15.2.3.1塔和塔板设计的主要依据和条件152.3.2. 塔体工艺尺寸的计算.18.212.3.3填料层高度的计算2.3.4填料层压降的计算.22.2.3.5填料层的分段24第三章 附属设备及主要附件的选型计算.253.1冷凝器的选择 .253.1.1 冷凝剂的选择.253.2再沸器的选择.26.263.2.1间接加热蒸气量3.2.2再沸器加热面积.263.3塔内其他构件 .273.3.1 接管的计算与选择.273.3.2 液体分布器.293

4、.3.3 除沫器的选择.303.3.4 液体再分布器.31.3.3.5填料及支撑板的选择31.313.3.6裙座的设计3.3.7手孔的设计.32沈阳化工大学化工原理课程设计目录3.3.8 塔釜设计.323.3.9 塔的顶部空间高度.323.4精馏塔高度计算.32第四章 设计结果的自我总结和评价.344.1精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表.344.2精馏塔主要工艺尺寸 .344.3同组数据比较 .354.4设计结果的自我总结与评价.35附录 .37一、符号说明.37二、不同设计条件下设计结果比较.38沈阳化工大学化工原理课程设计前言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、

5、萃取等单元操作传热目的的气液传质设备之一。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。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安装填料压板，以防被上升气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。气体从塔底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体分布装置）分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。当液体沿填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐

6、渐增大，这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分，上层填料流下的液体经液体收集器收集后，送到液体再分布器，经重新分布后喷淋到下层填料上。填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。填料塔也有一些不足之处，如填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，使传质效率降低；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精馏不太适合等。但近年来又倾向于认为在一定塔径范围内，采用新型高效填料（如鲍尔环或鞍型填料）可以得

7、到很好的经济效果。总之根据不同的具体情况（特别是在小直径塔，或压降有一定限制，或有腐蚀情况时），填料塔还是具有很多适用的。本次课程设计就是针对乙醇-水体系而进行的常压二元填料精馏塔的设计及相关设备选型。便修正。1沈阳化工大学化工原理课程设计第一章 流程确定和说明第一章 流程确定和说明选择精馏设备，首先应从经济考虑，在充分考虑整个系统热能的利用，降低操质量的均匀，具体情况如下： 度，可以得到稳定的流量和流速，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。如果采用自动控制泵来控

8、制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本设计采用高位槽进料。 进料状况一般有冷液进料和泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，节省加热费用。但冷液进料受环境影响较大，对于沈阳地区来说，存在较大温差，冷液进料会增加塔底蒸汽上升量，增加建筑费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。 塔顶冷凝采用全冷凝器，用水冷凝，在常压下乙醇和水不反应，且容易冷凝，故用全冷凝器符合要求。 2沈阳化工大学化工原理课程设计第一章 流程确定和说明装、检修和清理。在此情况下，可采用强制回流，塔

9、顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为小型塔，故采用重力回流。 部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接蒸汽加热。 费用，此外，蒸发釜的物料始终维持恒定的压力，传热情况稳定。在塔釜和蒸发釜以及相接管道内的落热量少，可以减少物料的停留时间，避免长期受热。3沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算 2.1.1 操作压力当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，对分离有利。但当压力太低时，对设备要求太高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏乙醇水系统在常压下挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压精馏。2.1

10、.2 气液平衡关系与平衡数据表 C00/2.1.3 回流比通常 R=（1.12.0）R ,此设计取 R=1.5Rminmin4沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算 2.2.1 物料衡算 物料衡算图图 F 原料流量，W 釜液流量， h； h；D馏出液流量， h；x 原料中易挥发组分的摩尔分数；Fx x WD 物料衡算已知:F t a,质量分数：x 40%, x 93%, x 0.3%FDW5沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算 3所以：F= .22 h 数。进料液、馏出液、釜残液的摩尔组成：0.4 46.07 0.4 46.07 1 0.4 18.02x 0.2068

11、乙醇Fx M 1 x MF乙醇F水同理可求得： x D 1 18.02 46.07x W 0.03/46.07 1 18.02 原料液的平均摩尔质量：M xM 1 x M乙醇水FF46.07 1-0.2068 18.0223.82kg/Kmol同理可求得：M 46.07 1- 18.02D 41.17kg/Kmol0.012046.071-0.012018.02MW18.36kg/Kmol塔顶液相、气相、塔釜、进料的温度分别为：t , t ，t ，tLDVDWF查表 2-1，用内插法解得0.83860.7472t 78.41LD塔顶液相：气相解得: t 78.25CLD0.89430.7472

12、 78.1578.410.83860.7815 t 78.41VD解得: t 78.28CVD0.89430.7815 78.1578.410.0190 95.5100塔釜：进料：解得： 92.88 Ct0.0120 t 100WW 82.784.1解得： 83.26 Ct t 84.1FFt t78.2583.26精馏段平均温度：t F80.75CD2216沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算t tW92.88 83.26提馏段平均温度：t 88.07CF222972.22原料液：F 40.82Kmol/h23.82总物料衡算： F D W易挥发组分衡算：F x Dx W xF

13、DW D9.62/h解得W 31.20/h塔顶产品的的平均相对分子质量：塔顶产品质量流量：D M D 41.179.62 396.06kg /hD塔釜产品质量流量：WM W /hW 相对挥发度的计算 精馏段：t C1液相组成 ：x181.580.7 0.32730.3965解得： x 0.392280.7580.7x0.39651气相组成 ：y181.580.7 解得： y 0.610380.780.75 y11精馏段：y xAy xy x 11 2y x2 1A1 1BB 提馏段：t 88.07C2液相组成x ：289.086.7 解得： x 0.062189.088.07x227沈阳化工大

14、学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算气相组成 ：y289.086.7 解得：y 0.369589.088.07 y22提馏段：0.3695 18.851 2 求最小回流比及操作回流比由于泡点进料q 所以 x x 0.2068。由气液平衡数据表2-1，用内插法求yqFq,y q 即解得： y 0.5303qx yDy x0.8386 0.5303R min0.953q0.53030.2068qq所以R 1.5R 1.50.9531.4min 精馏段的气液相负荷L RD1.49.6213.47Kmol/h L L q F 13.47 1 40.82 54.29/h V V R 1 D 1.4

15、1 9.62 23.09/h 物料衡算结果 /hF0.20680.8386D塔底釜液W31.200.0128沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算表 /hV13.4754.29VLL2.2.2 热量衡算 加热介质的选择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准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达到 1001000C ，适用于高温加热。烟道气的缺 300KPa(温度为 140C )的饱和水蒸气作加热介质。原因，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本相应降低，塔结构也不复杂。 冷凝剂的选择般为 1025C 本设计建厂地区为沈阳。沈阳市夏季最热月份平均气温

16、为 25C 。故选用的冷却水25C的冷却水，选升温13C，故冷却水的出口温度是38C 。 热量衡算塔顶温度t 78.25C ，塔底温度 ，进料温度t 83.26C92.88 CtDWFt 温度下：C 137.52 / KD1C KJ / KmolP2K C C x C 1x1 DP2D137.520.838675.48 10.83869沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算 / Kt 温度下：C 146.87KJ / KmolKW1C 75.79 / KP2 C C x C 1xPW1WP2W146.870.01275.79 10.01276.64KJ / KmolKt 温度下：C

17、 140.62 / KF1C 75.58 / KP2 C C x C 1 x1FP2F140.6275.5889.03KJ / KmolKt 温度下 : D842.50KJ /Kg1 2310.2KJ /Kg2 x 1x1D2D842.500.83862310.20.8386)1079.39KJ /Kg C时塔顶气体上升的焓塔顶以C为基准，QVQ V C t V MVPDDD23.09127.51(78.25273.15)23.091079.341.172060678.62KJ /h 回流液的焓QR注：此为泡点回流，求得组成下的泡点t ，用内插法求得回流液组成下的t 。DD求得t 78.25C

18、D10沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算此温度下：C 137.52 / K1C 75.48 /(K)P2C C x C x )P1DP2D137.520.838675.48 10.8386 / K注：回流液组成与塔顶组成相同Q LC tRPD9.62127.51(78.25273.15)603550.48KJ /h 塔顶流出液的焓QD因馏出口与回流口组成一样，所以C KJ /KmolKPQ DC tDPD9.62127.51(78.25273.15) /h 冷凝器消耗的焓QCQ Q Q QCVRD2060678.62603550.48431043.471026084.65KJ

19、/h 进料口的焓QFQ F C t 40.8289.03(83.26273.15)FF1295266.86 /h 塔底残液的焓QWQ WC t WPWW875239.2 /h 再沸器QB塔釜热损失为10%，=0.911沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算设再沸器损失能量Q 0.1Q ,Q Q Q Q Q Q损BBFCW损D加热器实际热负荷0.9Q Q Q Q QBCwDF1026084.65875239.2431043.471295266.86解得：Q 1152333.84KJ /hB表 / K89.03127.51Q1026084.65 1152333.84KJ h2.2.3

20、理论塔板数的计算Rx精馏段操作线方程： yxDR1R1x10.565x由图解法求理论塔板数，根据乙醇水的气液平衡数据可作气液相平衡方程，由图 2-2 可知理论板数 ，精馏段理1 (包括再沸器)，进料位置为第 9 块板N N9TF论板数N 8，提馏段理论板数N 4。T1T212沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算1y591012 11=XX x图 2.2.4 实际塔板数的计算用康奈尔法 o 对全塔效率进行估算： s表/C mPa7080900.430.330.340.28乙醇水根据表 2-5，利用内插法计算得：0.340.43 0.34乙醇：解得： 0.42mPas乙醇80.750

21、.280.28水：解得：0.326mPa s水80.75水0.340.340.43乙醇：乙醇解得： 0.36mPas88.0713沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算0.280.280.33水：解得：0.29mPa s水88.07水因为 xLii 精馏段粘度：x 1 x1 1水10.420.39220.3260.3922)s 提馏段粘度：1xx 2L2乙醇水20.360.06210.29 10.294s 塔板效率的估算 了实际塔板上传质过程进行的程度。塔板效率可用奥康尔公 计算。E 0.245TL式中： 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；塔顶与塔底平均温度下的液相粘度sL精馏段：

22、已知： ， s2.4311所以E ）0.245TL0.492.430.363）0.2450.51同理可知提馏段：已知 8.85，0.294mPas2L2所以0.245E 0.490.294)T 实际塔板数N10N 120块T1E0.51T14沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算4N P2块实际塔板数N N N 31块P1P2NN 100%45.16%全塔效率：E TP 2.3.1 塔和塔板设计的主要依据和条件表 C(kgm ) (kg m )33乙醇水t 78.25D744.33t 92.88W963.95t 83.26F 塔顶条件下的流量及物性参数M D x 1 x 1 744

23、.33 972.871DD1121.32110 kg m33756.77kg m3L1PM41.17 m3D(273.15V1V M V 41.1723.09950.62kg h1DL M L 41.1713.47 554.16kg h1D 进料条件下的流量及物性参数M 23.82kg KmolF x 1 x1 0.410.4F738.24 970.36FL21215沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算1.1610 kg m33862.07kg m3L2101.32523.82PMRT0.81kg m3F8.314(273.1583.26)V2V V M V 23.82 23.0

24、9 550.00kg h 22F精馏段： L M L 23.8213.47 320.86kg h2F提馏段：L M L 23.82 54.29 1293.19kg h2F 塔底条件下的流量及物性参数M kg KmolWx 1x 1 726.26 963.951WWL3121.03810 kg m33kg m3L3101.32518.368.314(273.15PM0.61kg m3WRTV3V VM V h 33WL M L h 3W 精馏段的流量及物性参数 1.430.81V1.12 m3V1V222 1756.77862.07809.42kg m3L222LV V 950.62550.00

25、1V L2750.31kg h22L L 554.12320.862437.49kg h12216沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算 提馏段的流量及物性参数0.81 0.61V2L2V30.71kg m322V862.07 963.39912.73kg m3L322LV V 550.00 423.9 2V L3486.95kg h22L L 1293.19 996.76 31145.00kg h222体积流量V950.62塔顶：V 1m s131.43V1V进料：V s2m s230.81V2V423.9塔底： V s3m s330.61V3V V0.18470.1886精馏段

26、：V 0.1866m s1s2322sV V0.18860.1930提馏段：V 0.1908m ss2s3322s 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算 ， x Lmii塔顶液相平均表面张力的计算查手册得， 62.89 m2 1x 0.838617.50.8386)62.89 24.83mN m xD1D2均表进料板平面张力的计算查手册得 61.98 m217沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算 1x 0.206817.0 10.2068 61.9852.68mN m xLFmF1F2精馏段液相平均表面张力的计算24.8352.6838.76mN mLDmLFm221塔

27、底液相平均表面张力计算60.15 m2 x 1x0.01216.2 10.012 60.1559.62mN mLWmW1W2提馏段液相平均表面张力的计算59.62 52.68LWmLFm56.15mN m22L22.3.2. 塔体工艺尺寸的计算 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。足生产要求，又能使设备的投资和操作费用最低或较低。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，气流阻力小液体分布均匀，与拉西环相比，其通量

28、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。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 38型填料。N18沈阳化工大学化工原理课程设计第二章精馏塔设计计算表厚 an3m环0.945365注：摘自化学工程手册第三卷 P13-44 表3-3精馏段1212 437.491.12Lx V 0.022V750.31 809.42 L代入 0.565 0.365 解得： 0.377yxy表 C密度kg m 3971.785965.304958.345100注：摘自化工原理附录三P359精馏段平均温度： Ct1内插法：解得：971

29、.30kg m3 水水809.42971.30又因 ， 0.363mPasLL水查得 117m (此为泛点填料因子) 注：见化工原理课程设计P95表5-71F由 u0.22y 0.377FVLFgL9.8809.42得 5.79m su1.120.3630.2F19沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算u取解得 u 2.86m suFV43.142.89因为 0.287mDsu因为常用的标准塔径最小是，故圆整后 D 400mm400mm式中 u 泛点气速，m s；F重力加速度，m s ；2G、 气相、液相密度，； m3VL液体粘度，mPas；LF泛点填料因子，m1； 液体密度校正系

30、数。 提馏段12 12LV1145.00 0.71 x 0.066V486.95 912.73 L代入 解得： y 0.565x 0.365 y 0.402提馏段平均温度： t C288.07内插法：解得：966.55kg m3 水水912.73 , 0.294mPa sL966.55L水m1F u0.22y 0.393FVLgL9.8912.73u F7.65m s0.710.2940.2u取 解得：u 3.825m suF20沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算V4D0.252msu3.14因为常用的标准塔径最小是，故圆整后 ，D 400mm400mm所以取全塔塔径 D 40

31、0mm。注：应尽量使两段求得的 相等。若不等，可通过调整D的取值，使两段相u uF等且尽量圆整成小塔径，节省材料；若无法使两段 相等，则将 圆整为数值较大D D的D 。 实际空塔气速的计算 精馏段的计算V40.1866u 1.48m ss3.140.4D22 提馏段的计算V40.1908u 1.51m ss3.140.4D222.3.3 填料层高度的计算 等板高度设计计算 精馏段 hln 1.47lnLL式中等板高度，；mmHETP 液体表面张力，N m；液体粘度，Pas；LLh常数；D 型其值为7.0779N已知：38.76mN m 38.7610 N m，0.363mPas 0.36310

32、 Pas，3311h 带入上式，ln HETP 7.07791.292ln 38.7610 1.47ln 0.36310 0.36733解得HETP0.69mZ N 0.696.9m1T121沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算 提馏段已知： 56.15mN m 56.1510 N m，0.294mPas 0.29410 Pas，33L2L2 同理得：ln HETP 7.07791.292ln 56.1510 1.47ln 0.29410 -1.15533HETP0.32mZ N 0.3241.28m2T2Z Z Z 6.98.18m12Z 1.21.5 Z的设计高度一般为 ，本

33、次取ZZ 。Z设计时的填料高度，m；Z 工艺计算时得到的填料高度，m；Z1.3Z 1.38.1810.634m2.3.4 填料层压降的计算 精馏段有上述计算可知809.42kg m ， s， 0.833，u m s，3LL查得 114m （压降填料因子）1P u20.2y PVLgL0.8331.120.363 1.4820.20.02409.81809.42由前计算x，查埃克特通用关联图见图 2-3P1.159.8111.28Pa mZPP Z 11.286.977.83PaZ1提馏段有上述计算可知912.73kg m ， 0.294s， 0.944，1kg33LLV22沈阳化工大学化工原理

34、课程设计第二章 精馏塔设计计算u 1.51m s u20.2y PVLgL0.9440.71 20.29.81912.73由前计算 x 0.066，查埃克特通用关联图见图 3-1PP0.379.813.63Pa m，PZ 3.631.284.65PaZZ2全塔填料层总压强P P P 77.834.6582.4812图 23沈阳化工大学化工原理课程设计第二章 精馏塔设计计算表 压降P Z Pam总压降 Pa11.2814.91177.836.982.48填料层高度 m等板高度 m2.3.5 填料层的分段由于Z10.634m h 6m，故填料层分两段，每段5.317m。24沈阳化工大学化工原理课程

35、设计第三章 附属设备及主要附件的选型计算 以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排除冷凝液。薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费。3.1.1 冷凝剂的选择本设计建厂地址为沈阳，沈阳市夏季最热月份平均气温为t 25C。1CC ，即冷却水出口温度为 。t 38 C2 冷却介质消耗塔顶液相温t 78.28C，即T 78.28C；t C ，即T 78.25C。由21表 2-4 可得Q 1026084.65KJ /hC 计算冷却水流量Q1026084.651355.1 G 58.25 hcC t tcp21冷凝器的计算与选择1逆流：22t T t 78.283840.28C11225沈阳

36、化工大学化工原理课程设计第三章 附属设备及主要附件的选型计算t T t 78.2553.25C221t t 53.2540.28t 146.5C2t53.2540.28m2t1 K 500kcal (m hC) 2090KJ m hC22Q KAtCmQ1026084.65A10.56m2CKt46.5m操作弹性为 1.2 ，1.2A12.67m2查取有关数据如下表 换热面积m 2108615001.69.46注：摘自金属设备上册 P118 表2-2-5 和 P132 表2-2-8。 沸器，经处理后，放在塔斧内，选择蒸气选择133.3饱和水蒸气加热，传热系数K 取600kcal (m hC)

37、2508KJ m hC ， 513Kcal kg。223.2.1 间接加热蒸气量Q1152333.84G 536.5 hBB3.2.2 再沸器加热面积t 92.88C 为再沸器液体入口温度；W1t 92.88C 为回流汽化为上升蒸气时的温度；W2t 133.3C 为加热蒸气温度；1t 133.3C为加热蒸气冷凝为液体的温度。226沈阳化工大学化工原理课程设计第三章附属设备及主要附件的选型计算用潜热加热可节省蒸气量从而减少热量损失t t t 133.392.88 40.42C11W1t t t 133.392.88 40.42C22W2因为t40.421 2 21t40.42t t40.42 4

38、0.42t 40.42C2122mQ KAtBmQ1152333.84A13.64m2BKt40.42m表公称直径mm管长换热面积公称压力MPammm2108615001.69.46注：摘自金属设备上册P118 表2-2-5 和P132 表2-2-8。 3.3.1 接管的计算与选择 进料管本次加料选用高位槽进料，所以 可取 0.40.8WF设计取W 0.7m s。F4 972.22d 0.0239m 3600 W36003.140.7862.07FFLF式中 F进料液质量流量，kg h；进料条件下的液体密度， m 。3L圆整后d 25mm内管重/(kg/m)F27沈阳化工大学化工原理课程设计第

39、三章 附属设备及主要附件的选型计算表 msd sHHdR22111225376475120150注：摘自浮阀塔P197 表 5-3。 回流管 为 W0.2 0.5m s 。W 0.3m sRR4L4544.1236003.140.3809.42d 0.0279m1 3600 WRRL圆整后d 28R表 msd sHH dR221112283573.550120150注：摘自浮阀塔P197 表 5-3。 塔顶蒸气接管中，过大压降会影响他的真空度。操作压力为常压，蒸气速度W 20m s ，本次设计取W 15m s 。PP4950.6236003.14151.12d 0.1415m，圆整后d142m

40、m1 3600 WPPPV 塔釜出料管塔釜流出液体的速度W 一般可取0.51.0m s，本次设计取W 0.6m s。WW4 572.83d W0.0192m 3600 W36003.140.6912.73WLW28沈阳化工大学化工原理课程设计第三章附属设备及主要附件的选型计算表 msd sHHdR221112253764753.3.2 液体分布器制造了和维修方便，喷洒比较方便，安装方便。回流液分布器测量系数 取 ，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 W 2 2 m s 小孔输液能力计算L1554.16Q2.03 m s42 756.771由 得Q fW小孔总

41、面积Q1.03104f W 2.78 m24所以，小孔数 fW2.78 0.894n 19.7 孔23.14d 42344式中，d小孔直径，一般取410 m,视介质污洁而异，本次设计取4mm。喷洒器球面中心到填料表面距离计算gr2hrcot W sin22D 2 400式中 r喷射圆周半径，r 75100 75125mm0.125m2喷射角，即小孔中心线与垂直轴线间的夹角， 40，取 40gr2h rcot W sin2229沈阳化工大学化工原理课程设计第三章 附属设备及主要附件的选型计算9.810.1252402 4022mmm 进料液分布器由前知，小孔流速W 0.89m s小孔的输液能力F

42、972.22Q 3.13 m s42 862.07L2取 ， d 4mm 小孔总面积Q4f W m24 34.16 孔f4.29104所以，小孔数n 23.144d 423440gr2h rcot 2W sin29.810.12522 0.12522mmm因为莲蓬头直径d 可取D，本设计选d 0.2D0.240080mm3.3.3 除沫器的选择折板除沫器、丝网除沫器以及旋流板除沫器。本设计塔径较小，且气液分离，故采用小型除沫器，装入设备上盖。气速计算 W K1V1V1K30沈阳化工大学化工原理课程设计第三章 附属设备及主要附件的选型计算式中常数，取 0.107；K 、 塔顶气体和液体密度 kg

43、 m3 。V11756.77W 2.46m sKV40.1847除沫气体器直径计算：D0.309m3.142.46WK式中，V 气体处理量3m s3.3.4 液体再分布器的填料不被润湿。塔径越小，对应单位截面积的周边越长，这种现象越严重。为将流分布装置，每段填料层得高度因填料种类而定，对鲍尔环，可为塔径的10倍，但通常不超过6 。m此次设计填料层的高度选塔径的10 倍，故每0.410 4m处装一再分布器。选用截锥式在分布器，因其适用于直径0.8m以下的小塔。3.3.5 填料及支撑板的选择本设计采用波纹板网板支撑板，板网支撑的结构简单，重量轻，自由截面大，但强度较低。本设计填料高度较低，所以此支撑板适用。表 N2545注：摘自塔设备设计P268 表 5-36。表 D 1397D 2337 N1094注：摘自塔设备设计P273 表 5-41。3.3.6 裙座的设计31沈阳化工大学化工原理课程设计第三章 附属设备及主要附件的选型计算沸器，裙座高度取0.3m,D 820mm,D 1100mm。