食工原理课程设计

食工原理教研室食工原理课程设计DesignoffoodEngineeringPrinciple设计题目：甲醇---水填料提留塔设计设计者姓名：方远指导教师：张凌云系别：生物与环境工程系专业:08食品科学与工程学号：0802061040目录ITOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"第一章绪论 3\o"CurrentDocument"第二章设计方案的选择及流程说明 5\o"CurrentDocument"第一节设计方案的选择 5\o"CurrentDocument"第二节流程说明 7\o"CurrentDocument"第三章塔体工艺尺寸设计 10\o"CurrentDocument"第一节 操作条件与基础数据 10第二节 精馏塔工艺计算 13\o"CurrentDocument"第三节 精馏塔主要尺寸的设计计算 21\o"CurrentDocument"第四节 填料的选择 27第五节 塔径设计计算 29\o"CurrentDocument"第四章 辅助设备选型与计算 31\o"CurrentDocument"第五章 设计结果小结 36\o"CurrentDocument"第六章 工艺流程图及填料精馏塔主体设备图 37第_章绪论_、前言课程设计是食工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。通过课程设计，要求我们能综合利用本课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求我们了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养我们分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。二、食工原理课程设计的目的和要求课程设计是《食工原理》课程的一个总结性教学环节，是培养我们综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养我们独立工作能力的重要作用。它的目的主要有以下几点：1、 使我们掌握化工设计的基本程序与方法；2、 结合设计课题，培养我们查阅有关技术资料及物性参数的获取信息能力;3、 通过查阅技术资料，选用设计计算公式，搜集数据，分析工艺参数与结构尺寸间的相互影响，增强我们分析问题、解决问题的能力；4、 对我们进行化工工程设计的基本训练，使我们了解一般化工工程设计的基本内容与要求；5、 通过编写设计说明书，提高我们文字表达能力，掌握撰写技术文件的有关要求；6、 了解一般化工制图基本要求，对我们进行绘图基本技能训练。通过设计，我们应培养和掌握：正确的设计思想和认真负责的设计态度独立的工作能力及灵活运用所学知识分析问题和解决问题的能力精馏装置设计的一般方法和步骤正确运用各种参考资料，合理选用各种经验公式和数据第二章 设计方案的选择及流程说明第一节设计方案的选择一、 设计任务及操作条件1、 设计任务生产能力（进料量）35000吨/年操作周期7200小时/年进料组成15%（质量分率，下同）塔顶产品组成70%塔底产品组成05%2、 操作条件操作压力塔顶为常压进料热状态泡点进料加热方式间接蒸汽3、 填料的选择金属阶梯Dg25型填料4、 厂址合肥二、 塔设备的选择填料塔填料塔是最常用的气液传质设备之一，它广泛应用于蒸馏、吸收、解吸、汽提、萃取、化学交换、洗涤和热交换等过程。几年来，由于填料塔研究工作已日益深入，填料结构的形式不断更新，填料性能也得到了迅速的提高。金属鞍环，改型鲍尔环及波纹填料等大通量、低压力降、高效率填料的开发，使大型填料塔不断地出现，并已推广到大型汽一液系统操作中，尤其是孔板波纹填料，由于具有较好的综合性能，使其不仅在大规模生产中被采用，且由于其在许多方面优于各种塔盘而越来越得到人们的重视，在某些领域中，有取代板式塔的趋势。近年来，在蒸馏和吸收领域中，最突出的变化是新型填料，特别是规整填料在大直径塔中的采用，它标志作塔填料、塔内件及塔设备的综合设计技术已进入到一个新的阶段。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。填料塔的塔身是一百立式圆筒，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。选塔的基本原则：1、 生产能力大，有足够的弹性。2、 满足工艺要求，分离效率高。3、 运行可靠性高，操作、维修方便，少出故障。4、 结构简单，加工方便，造价较低。5、 塔压降小。本设计目的是分离甲醇-水混合液，处理量不大，故选用填料塔。第二节流程说明设计的流程大致如下：1、收集基础数据设计所需的基础数据包括：进料流量及组成。分离要求。原料的热力学状态。冷却介质及其温度、加热介质及温度。物性数据（如密度、表面张力等）。2、工艺流程的选择（1） 加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，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；如采自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本次实验采用高位槽进料。（2） 进料状况进料状况一般有冷液进料、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，对于合肥地区来说，存在较大温差，且增加塔底蒸汽上升量，增大建设费用。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。具体进料温度由后面相关计算数据推导出。（3） 塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应。且容易冷凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高无需进一步冷却。此次分离也是想得到液体甲醇，选用全凝器符合要求。（4） 加热方式加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热是用蒸汽直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液有稀释作用，但理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热是通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸汽与回流下来的冷液进行传质，其优点是使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次实验采用间接蒸汽加热。（5） 加热器采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸汽作加热剂。因为塔小，可将加热器放在塔内，即再沸器，这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少了理论板数。第三章塔体工艺尺寸计算第一节 操作条件与基础数据一、 操作压力精馏操作按操作压力分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大。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，相对挥发度将增大，对分离有利。但当压力不太低时，对设备的要求较高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏。当常压下无法完成操作时，则采用加压或减压蒸馏。对于甲醇-水系统在常压下相对挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压精馏。二、 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。本设计为分离甲醇和水，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，而本设计分离甲醇和水，腐蚀性小可选用金属填料。三、 操作条件有关的因素①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。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。四、气液平衡关系及平衡数据表1甲醇-水平衡时的t、x、y数据（摘于化工工艺手册）平衡温度t10092.990.388.985.081.678.0液相甲醇X05.317.679.2613.1520.8328.18气相甲醇y028.3440.0143.5354.5562.7367.75平衡温度t73.872.771.370.068.066.964.7液相甲醇X46.2052.9259.3768.4985.6287.41100气相甲醇y77.5679.7181.8384.9289.6291.94100根据以上数据绘出x-y平衡图

图1 x-y平衡图三、物料平衡计算（1）物料衡算已知： F'=350001Xf=15%Xd=70%七,=15%心甲=32.04kg/kmolm=18.02kg/kmol摩尔分率：1532.S：2：518.02=°.°903=9.03%7032.04 =0.5682=56.82%7032.04+3018.02

0.532.04x= =0.0028=0.28%0.532.04w0.532.04+99.518.02进料平均相对分子质量M=0.0903x32.04+G-0.0903)x18.02=19.29Rg/kmol塔釜温度t，进料温度tF匕，a.塔顶温度tD，tVD56.82-52.92tLD-72.7塔釜温度t，进料温度tF匕，a.塔顶温度tD，tVD56.82-52.92tLD-72.759.37—52.92—7^3-72.7^七。—”'京C0.28-09.030.28-09.03-7.67 )-90.3第二节精馏塔工艺计算81.83-56.82 71.3-181.83-79.71一71.3-727^'°塔釜温度tw'w1°°nt=99.63。C5.31-092.9-100wC.进料温度tF9.26—7.6788.9—90.3 = ntf=89.100C1、物料衡算（1）物料衡算a.已知：F'=350001，35000x103=a.已知：F'=350001，35000x103=252.00kmol/h进料摩尔流量：F=300x24x19.29Xf=9.03%xD=56.82%、=0.28%总物料F=D+W易挥发组分F-乂广D-xD+W-、解得：D=39.00kmol/h W=213.00kmol/hb.塔顶产品的平均相对分子质量M]=32.04x56.82%+18.02x(1-56.82%)=25.99kg/kmol塔顶产品流量：D=39.00x25.99=1013.61kg/h塔釜产品的平均相对分子质量M2=32.04x0.28%+18.02x(1-0.28%)=18.06kg/kmol塔釜产品流量：W=213.00x18.06=3846.78kg/hF=D+W=4860.39kg/h(2)物料衡算结果表单位进料F塔顶D塔釜W物料kg/h4860.391013.613846.78kmol/h252.0039.00213.00组成质量分率15%70%0.5%摩尔分率9.03%56.82%0.28%2、热量衡算①热量衡算加热介质和冷却剂的选择加热介质的选择常用的加热介质有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时的传热膜系数很高，可以通过改变蒸汽的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100~1000°C,适用于高温加热。缺点是烟道气的比热容及传热膜系数很低，加热温度控制困难。本设计选用300kPa(温度为133.3C)的饱和水蒸气作加热介质，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为10~25C。如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。本设计建厂地区为合肥。合肥市夏季最热月份日平均气温为24C。故选用24C的冷却水，选升温10C，即冷却水的出口温度为34C。冷凝器的热负荷冷凝器的热负荷QC=D-(ID-ID)其中城一塔顶上升蒸汽的焓；峪一塔顶馏出液的焓。I-1=尤AH+(1—x)AHVDLDDV甲 D V水其中A丑件一甲醇的蒸发潜热；A丑咻一水的蒸发潜热。蒸发潜热与温度的关系如表3所示：其中写一对比温度。表3沸点下蒸发潜热列表沸点/C蒸发潜热A五『/(kcal・kmolT)4/K甲醇64.658430512.6水1009729647.3由沃森公式计算塔顶温度下的潜热TOC\o"1-5"\h\z1—T 0.38aH=AH( !2)2V11—TY154.78°C时，对甲醇：t=T2=273-15+54.78=0640，2Tc 512.6Tr1二=273」5+64.7=0庭Tr1TC 512.6蒸发潜热AH =8430x(1—0.640)0.38=8605.495kc。//kmolv甲 1—0.659对水，同理得：T2=0.507，七=0.576蒸发潜热AH =9729x(1—0.507)0.38=10303.011kcol/kmolV水 1—0.576对全凝器作热量衡算(忽略热量损失)选择泡点回流，因为塔顶甲醇含量很高，与露点相接近，所以I-1=尤AH+（1—x）AHVDLDDV甲 D V水代入数据得：Ivd-ID=0.5682x8605.495+(1-0.5682)x10303.011=9338.48kcal/kmolQC=39.00x9338.48=364200.72kcal/hc.冷却介质消耗量=36420.72kg/=36420.72kg/hCpc(t；-\)—1x(39-29)加热器的热负荷及全塔热量衡算选用300kPa（温度为133.3°C）的饱和水蒸气为加热介质列表计算甲醇、水在不同温度下混合的比热容［单位：kcal/（kg・C）］表4 甲醇在不同温度下的比热容温度（摄氏度）6080100比热容J/mol.k88.394.29101.3表5 水在不同温度下的比热容温度（摄氏度）708090100比热容(kJ/kg.k)4.1874.1954.2044.212

由内插法计算有:甲醇：c =0.742kcal/kg.0CC =0.800kcal/kg.0CP1FC =0.836kcal/kg.0CP1WCP1P1TDpiF0.742+CP1P1TDpiF0.742+0.8002=0771kcal/kg.0C——'Cpi0.836+0.8002=0.818kcal/kg.0C水：同理可得c =1.02383Cp2=1.03526C22=1.04315-=皿2383+皿3526=1.02955kcal/kgoCP2 2一，Cp2=1.03921kcal/kg.0C甲醇：C^^x(tD-七)=0.771x(71.85-89.10)=—13.30C'x(t-1)=0.818x(99.63-89.10)=8.61P1 WF水：qx(tD-tF)=1.02955x(71.85-89.10)=-17.76一，Cp2x(tw-tF)=1.03921x(99.63-89.10)=10.94-————'——'jCp1dt=Cp1.xd+Cp2(1-Xd)=(0.771x0.7+0.3x1.02955)x(71.85-89.10)=-14.64.一 一''一''jCp2dt=Cp1.x+C2(1-七)=(0.818x0.005+1.03921x0.995)x(99.63-89.10)=10.93木艮据表2,d=1013.61kg/hW=3846.78kg/h

Q=D7fcdt=D.CAt=1013.61x(—14.64)=—14839.25kcal/hD P1 P1Q=w"9fC~dt=WC~At=3846.78x10.93=42045.31kcal/hW p2 P289.10对全塔进行热量衡算：Q+Q=Q+Q+QFSDWC为了简化计算，以进料焓，即89.10°C时的焓值为基准做热量衡算Q=Q+Q+Q—QSDWCF=-14839.25+42045.31+364200.72-0=391406.78kcal/h=3.91x105kcal/h塔釜热损失为10%,则疗爵，则q，=普=3.90；105=4.34x105kcal/h式中么一加热器理想热负荷；俄一加热器实际热负荷；叫一塔顶馏出液带出热量；&叩一塔底带出热量。加热蒸汽消耗量AH冰蒸气=2168.1KJ/Kg(333K,300kPa)4.34x104.34x1052168.14.2=840.74kg/hQW=sh AH林蒸气

热量衡算数据结果列表第三节精馏塔主要尺寸的设计计算r=i第三节精馏塔主要尺寸的设计计算r=i符2cQfQdQw数值3.64x1053.64x1040-14839.2542045.31434000840.74单位kcal/hkg/hkcal/hkcal/hkcal/hkg/h3、理论板数计算精馏塔设计的主要依据和条件表7不同温度下甲醇和水的密度物质密度kg/m3温度/笆5060708090100甲醇750741731721713704水988983978972965958

表8 不同温度下甲醇的粘度温度6080100粘度（mpa.s）0.3440.2770.288表9不同温度下水的粘度温度7374929399100粘度（mPa.s）0.390.38940.39050.3060.28680.2838由表8和表9整理得甲醇-水特殊点粘度:表10物质粘度mPa・s塔顶71.85°C塔底99.63C进料89.10C甲醇0.30430.2300.255水0.39660.2840.31841、塔顶条件下的流量及物性参数 ‘一 …一x^=0.5682 x^=0.7D=39.00kmol/h气相平均相对分子质量

MD=M甲-Xd+M水(1-xD)=32.04x0.5682+18.02x(1-0.5682)=25.99kg/kmol液相平均相对分子质量M=M=25.99kg/kmol气相密度M——VD-22.4M——VD-22.4T P 25.99X0x——= xT P 22.4273.15273.15+71.85=0.9186kg/m3P甲=729.15kg/m3液相密度tD=P甲=729.15kg/m3P水=976.89kg/m31x1-x0.7 0.3=―^+ a= +np=789.27kg/m3PldP甲P水. .液相粘度查表10得：tD=71.850C，四甲=0.3043旦水=0.3966日=日x+日(1-x)=0.3043x0.5682+0.3966x(1—0.4318)=0.3458mP。-sLD甲D水D塔顶出料口质量流量D=39.00x25.99=1013.61kg/h表11塔顶数据结果表符Pld住您7底里,施如再尔F加&E1)数值25.9925.990.9186789.270.34581013.6139.00

2、塔底条件下的流量物性参数 ‘ x=0.0028x=0.005液相相对分子质量：由于很小，所以液相可视为纯水M睥=M^=M=18kg/kmol气相密度：tw=99.630CP=EWP=EWxTvw22.4TP18

x—= xP22.4273.15273.15+99.63=0.589炫/m液相密度：t=99.630C-1000C视同纯水，查表7得，P=P=958kg/m3查表10得:液相粘度查表10得:tw=99.630C，旦水=0.284,旦甲=0.230旦=旦x+旦(1-x)=0.230x0.0028+0.284x(1-0.0028)=0.284LW甲D水D塔底流量W=3846.78炫/h表12塔底数据结果表符kg•kmol-L也湃Mg，m口I-1尸旧流童昭底里/施用T建尔，修gLhL)数值18.0218.020.5899580.2843846.78213.00

3、进料条件下的流量及物性参数x=15%F=252.00kmol/hxx=15%查表1得:7.679.039.2640.01y43.53y=4302%=0.4302①气相平均相对分子质量:Mvf=M甲yf+M水(]f=32.04x0.4302+18.02x(1-0.4302)=24.05kg/kmol②液相平均相对分子质量MLF=M甲XF+M水x(1-x)=32.04x0.0903+18.02x(1-0.0903)=19.29kg/kmol③气相密度p =Mv^xTxpp =Mv^xTxpvf22.4T273.1524.05 xp0 22.4 273.15+=0.8096kg/m389.10液相密度由表7由表7数据，同上用内插法，求出p甲=713.72kg/m3 p水=965.63kg/m31=。甲1-a甲=0.15 1-0.15713.72965.63"p中LF甲

713.72965.63所以p =917.43kg/m3LF液相粘度查表10得：tF=89.100C，旦甲=0.255旦水=0.3184旦=旦%+旦(1-%)=0.255x0.0903+0.3184x(1-0.0903)=0.313m尸。-sLF甲F水F进料流量厂35000x103F= =4860.39kg/h300x24表13进料数据结果表符炫,切2。尸虬Fkg，imojT您•u如质屋4铤•/津尔儿碰函疽）数值24.0519.290.8096917.430.3134860.39252.004、提馏段流量及物性参数①气相平均相对分子质量:广=七+广=七+、VT 224.05+18.022=21.04kg/kmol②液相平均相对分子质量:MLFM+M^LFMLFM+M^LF219.29+18.022=18.66kg/kmol③液相密度:p=Plf+P或③液相密度:p=Plf+P或LT 2917.43+958=937.72kg/m3④气相密度:P=P仔+P四VT 2。.8。96+0.589=0.6993炫/m3液相流量:L=F=252.00kmol/hL'=252.00x18.66=4702.32kg/h⑤液相粘度：日二义里匕=0.284+0.313=0.2985mPa-slt2 2V'=39.00x21.04=820.56kg/h气相流量：VV'=39.00x21.04=820.56kg/h表14提馏段数据结果表提馏段气相平均相对分子质量慕/(kg・kmolT)21.04液相平均相对分子质量财上/(kg・kmolT)18.66气相密度％/(kg・m-3)0.6993液相密度冉/(kg・m-3)937.72气相摩尔流量/(kmol・h-1)39.00气相质量流量/(kg・h-1)820.56液相粘度/(mPa・s)0.2985液相摩尔流量/(kmol-h-1)252.00液相质量流量/(kg・h-1)4702.32第四节 填料的选择填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。日前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料与规整填料两个方面进行。本设计选用金属阶梯填料，型号为Dg25型填料。阶梯环填料是对鲍尔环的改进，与鲍尔环相比，阶梯环高度减少了一半并在一端增加了一个锥形翻边。由于高径比减少，使得气体绕填料外壁的平均路径大为缩短，减少了气体通过填料层的阻力。锥形翻边不仅增加了填料的机械强度，而且使填料之间由线接触为主变成以点接触为主，这样不但增加了填料间的空隙，同时成为液体沿填料表面流动的汇集分散点，可以促进液膜的表面更新，有利于传质效率的提高。阶梯环的综合性能优于鲍尔环，成为日前所使用的环形填料中最为优良的一种。金属阶梯环的优点：1、减少压力降：金属阶梯环在气液流的路径上空隙大，通量大，可以有效的减少气压降。

2、 增大反应塔容量：反应塔容量的增大是压力降减少的直接原因。金属阶梯环使反应触点远离伴有溢流现象的压力降触点，这意味着能处理更多的气液，反应塔容量加大。3、 增强防污能力：金属阶梯环的指向位置使气液流方向上的空隙达到最大值，因此任何固体的圬垢都能随着气液流通过填料层。4、 提高反应效率：金属阶梯环最大限度保证其环面垂直而非平行，这种设计运用在传质中优势更为突出。因为反应效率取决于接触面的大小。平行面的设计会使环内侧面接触不到液体，从而形成干面。干面在传质中几乎不起作用，但是金属阶梯环的垂直设计大大降低干面的可能性，从而有效的提高效率。第五节 塔径和填料层高度设计计算一、提馏段塔径计算一、提馏段塔径计算由气速关联式lg由气速关联式lg(LI=A-1.75-"G)式中：F—干填料因子；疆—液体粘度，mPa・s；A—Dg25型为0.287；L、G—液体、气体质量流速;*缶一液体、气体密度；g—重力加速度。Pv=0.6993kg/m3p乙=937.72kg/m3L=4702.32kg/hV=820.56kg/h『^2x颂/6993x0.30.21=0.287—1.75严2.32]4f爵99邛9.810.972937.72 "820.56)\937.72)所以p=5.29m/s空塔气速：p=0.5p=0.5x5.29=2.65m/sf三=d=89.10+99.63=94.370C2体积流量：V，=39.00x&314x(94.37+273.15)x103=0.473m3/,0.6993x105x3600,'4V7 ,'4x0.473■——s= =0.477m'兀u3.14x2.65圆整后：D=500mm，空塔气速p=2.41m/s、填料层高度的计算1、提馏段已知空塔气速 pg=2.41m/s pv=0.6993kg/m3

-V2a（P:-2.4122500.6993…]—t -日0.2=X X X0.30.2_g£3IPLlL_9.810.973937.72纵坐标:=0.09506'2 _=0.1564702.32仲.6996]1820.56"937.72/横坐标:F=U如=2.015横坐标:第三版王志魁编248根据图5-29填料塔泛点气速及气体压力降计算用关联图(化工原理查得勇/=96pa/m提馏段填料高度第三版王志魁编248Z=_n_=4=1.45mNTSM2.75提馏段总压降aP=（APZ）XZ=96X1.45=139.2Pa2、全塔填料层压降ap=139.2Pa3、填料总高度Z=1.45m第四章辅助设备选型与计算一、冷凝器本设计冷凝器重力回流直立或管壳式冷凝器原理。对于蒸馏塔的冷凝器，一般选用列管式，空冷凝螺旋板式换热器。因本设计冷凝器与被冷凝流体温差不大，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。冷却水循环与气体方向相反，即逆流式。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，取冷凝器传热系数K=600kcal/(m2•h・°C)合肥地区夏季最高平均水温24C，温升10C逆流：T54.78CT71.85Ct24C-34C△H1=(71-85-34)一邮78-24)=34.230Cm,At |71.85-34In―a InAt 54.78-241传热面积：A=Q=364200.72=17.73m2冷凝K-At 600x34.23查取有关数据如下公称直径/mm管程数管数管长/mm换热面积/m2公称压力/MPa5001179300040/41.750.6加热器选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择133.3C饱和水蒸气，传热系数K=W嫩函血、笔)At=133.3-100=33.3C由表5得qf=4.34X105kcal/hA加热 S—KxAt4.34x1051000x33.3=13.03m2三、塔内管径的计算及选择(1)进料管df， 4F _, 4x4860.39：3600兀W^p-'3600x3.14x0.6x917.43=0.0559m圆整后df=6°mm内管d2Xs2外管dlXslRHlH2内管重(kg/m)18X357X3.5501201501.11(2)塔顶蒸汽接管操作压力常压，蒸汽速度吼=2°诚占「 - 4Vd= v)13600x叫Pv: 4x1013.311'3600x3.14x20x0.6993=0.16m内管d2Xs2外管d1Xs1RH1H2内管重(kg/m)108X4159X4.532515020010.26圆整后d^=160mm⑴塔釜出料塔釜流出液体速度％取0.6m/s4W4x4W4x3846.78d. ,w\〔360顷匕pl \3600x3.14x0.6x937.72=0.0492m圆整后d^=100mm内管d2Xs2外管dlXslRHlH2内管重(kg/m)10X357X3.5501201501.11四、液体分布器采用莲蓬头式喷淋器。选用此装置能使截面积的填料表面较好地润湿。结构简单，制造和维修方便，喷洒比较方便，安装简便。(1)进料液分布器个一流速系数取0.82~0.5,H取0.06W=7冥H=0.82x*2x9.81x0.06=0.89（m/s）小孔输液能力计算Q= L= 4702.32 =1.39x10一3（m2/s）plx3600937.72x3600取d=0.003m，e=0.821.39x1.39x10-30.82x0.89=1.9x10-3（m2/s）n=—!—=―1.9、10一3—=268.93^269（孔）"d23・14x（0.003）24 4式中W一小孔流速,m/s；研一孔系数取0.82；F一小孔点面积；n一小孔数；H一推动力液柱高度H=60mm；D一小孔直径取3mm；Q一小孔输液能力。喷洒球面中心到填料表面距离计算,… gr2h=rCOt以+ . 2①2S1R2以式中r一喷射圆周半径；a一喷射角。取^=40。r=^--（75-100）=^-75=Z2=O.75xC0t4O°+ ——=12mm2x（0.89）2xfsin40°）2莲蓬头直径40mm，喷射角约为40°，莲蓬头高度为72mm。五、填料及支承板的选择本设计采用波纹板网支承板，板网支撑的结构简单