沈阳化工大学课程设计.pdf

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1、1/40 化工原理课程设计任务书 专业：化学工程与工艺 班级：设计人：一、设计题目 分离甲醇-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 甲醇-水 混合液（混合气）：16 万吨（开工率 300 天/年）；原 料：甲醇 含量为 14%（质量百分率，下同）的常温液体（气体）；分离要求：塔顶 甲醇 含量不低于（不高于）92%；塔底 甲醇 含量不高于（不低于）3%。建厂地址：XX 三、设计要求（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：1、前言；2、流程的确定和说明（附流程简图）；3、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；

2、7、设计结果的讨论与说明；8、注明参考和使用的设计资料；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 四、设计日期：2012 年 05 月 20 日至 2012 年 06 月 12 日 2/40 目 录 化工原理课程设计任务书 1 目录 2 前言 4 第一章流程确定和说明 4 1.1 加料方式的确定 5 1.2 进料状况的确定 5 1.3 冷凝方式的确定 5 1.4 回流方式的确定 5 1.5 加热方式的确定 6 1.6 加热器的确定 6 第二章精馏塔设计计算 6 2.1 操作条件与基础数据 6 2.1.1 操作压力 6 2.1.2 气液平衡关系

3、与平衡数据 7 2.2 精馏塔工艺计算 7 2.2.1 物料衡算 7 2.2.2 热量衡算 10 2.2.3 理论塔板数计算 14 2.3 精馏塔主要尺寸的设计计算 15 2.3.1 精馏塔设计主要依据和条件 15 2.3.2 塔径设计计算 22 2.3.3 填料层高度的设计计算 24 第三章附属设备及主要附件的选型计算 26 3/40 3.1 冷凝器 26 3.2 加热器 27 3.3 塔内其他构件 28 3.3.1 接管管径的选择 28 3.3.2 除沫器 30 3.3.3 液体分布器 31 3.3.4 液体再分布器 33 3.3.5 填料及支撑板的选择 33 3.3.6 塔釜设计 33

4、3.3.7 塔的顶部空间高度 34 3.4 精馏塔高度计算 34 第四章设计结果自我总结和评价 35 4.1 精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总 35 4.2 自我评价和总结 35 4.21 满足工艺和操作的要求 36 4.2.2 满足经济上的要求 36 4.2.3 保证生产安全 36 4.3 总结 36 附录 38 一、符号说明 38 二、参考文献 39 4/40 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密接触达到相际传质和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

5、。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

6、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 X 围内，采用新型高效填料（如鲍尔环或鞍型填料）可以得到很好的经济效果。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

7、时），填料塔还是具有很多适用的。本次课程设计就是针对甲醇-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。由于此次设计时间紧 X，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳请老师指出以便修正。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，降低操作费用。5/40 另外还应考虑到它对操作稳定性的影响，塔的操作如不稳定就不能保证产品质量的均匀，具体情况如下：1.1 加料方式的确定 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，建设费用相应增加；采用泵加料

8、，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。1.2 进料状况的确定 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 XX 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。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，

9、制造上较为方便。1.3 冷凝方式的确定 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。1.4 回流方式的确定 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本6/40 次设计为小型塔，故采用重力回流。1.5 加热方式的确定 加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进

10、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，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接蒸汽加热。1.6 加热器的确定 采用 U 形管蒸汽间接加热器，用水蒸气做加热剂。因为塔小，可将加热器放在塔内，即再沸器，这样釜液部分气化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。第二章 精馏塔设计计算 2.1 操作条件与基础数据 2.1.1 操作压力 精馏操作按操作压力可分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大，当7/40 压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不

11、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。2.1.2 气液平衡关系与平衡数据 表 2-1 常压下甲醇-水的气液平衡与温度关系 液相甲醇摩尔百分数(x)气相甲醇摩尔百分数(y)温度/C 0 0 100.0 5.31 28.34 92.9 7.67 40.01 90.3 9.26 43.53 88.9 13.15 54.55 85.0 20.83 62.73 81.6 28.18 67.75 78.0 33.33 69.18 76.7 46.20 77.56 73.8 5

12、2.92 79.71 72.7 59.37 81.83 71.3 68.49 84.92 70.0 85.62 89.62 68.0 87.41 91.94 66.9 100 100 64.7 注：摘自化工原理课程设计 P710 表 19-38（2）。2.2 精馏塔工艺计算 2.2.1 物料衡算 8/40 物料衡算图 图 2-1 物料衡算图 F原料流量，hKmol；D馏出液流量，hKmol；W釜液流量，hKmol；Fx原料中易挥发组分的摩尔分数；Dx馏出液中易挥发组分的摩尔分数；Wx釜液中易挥发组分的摩尔分数。物料衡算 已知:160000Ft a,质量分数：14%Fx,92%Dx,3%Wx 甲

13、醇M=32.04kg/kmol 水M=18.02kg/kmol 所以：F=3160000102222230024kg hkg h 进料平均相对分子质量：9/40 原料液：222221112.21/19.98FKmol h 总物料衡算：WDF 易挥发组分衡算：WDFxWxDxF 解得137.47/974.73/DKmol hWKmol h 塔顶产品的平均相对分子质量：DMmolkg/92.30)92.01(02.1892.004.32 塔顶产品质量流量：30.92 137.474250.35/DDMDkg h 塔釜产品的平均相对分子质量：WMmolkg/44.18)03.01(02.1803.0

14、04.32 塔釜产品质量流量：18.44974.7317947.61/WWMWkg h(3)物料衡算结果 表 2-2 物料衡算结果表 塔顶出料 塔底出料 进料 摩尔流量/（kmol/h）137.47 974.73 1112.21 摩尔分数/（%）92 3 14 （4）塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：LDt，VDt，Wt，Ft 查表 2-1，用内插法解得 塔顶：66.992.087.4110087.4164.766.9LDt 解得：66.9LDtC 64.710092.010091.9464.766.9VDt解得：66.88VDtC 塔釜：10003.005.3110092.9Wt 解得

15、：95.99WtC 进料：20.83 13.1581.685.014.0 13.1585.0Ft 解得：84.62FtC 精馏段平均温度：166.8886.6275.7522VDFtttC 提馏段平均温度：295.9984.6290.3122WFtttC（5）相对挥发度的计算 10/40 取 x-y 曲线上两端点的温度下的平均值。查表 2-1 得：05.731.5)34.28100()31.5100(34.28)1()1(1xyxyxyxyABBA t=92.9 时，64.141.87)94.91100()41.87100(94.91)1()1(2yxxy 所以，35.4264.105.722

16、1(6)求最小回流比及操作回流比 图 2-2 操作线图 由图 2-2 可知：225.0qx 086.1225.01)92.01(35.4225.092.0135.411)1(11minqDqDxxxxR 5.1minRR63.1R 2.2.2 热量衡算 11/40 1.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。烟道气的缺点是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难。本设计选用选用 300KPa(温度为 133C)

17、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。2.冷凝剂的选择 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1025C。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 XX。XX 市夏季最热月份平均气温为C25。故选用的冷却水C25的冷却水，选升温C10，故冷却水的出口温度是C35。3.热量衡算（1）冷凝器的热负荷(1)()CVDLDQRD II 式中 VDI塔顶上升蒸汽的焓;LDI塔顶馏出液的焓。又 (1)DDVDLDVVIIx HxH甲水 式中VH甲甲醇的蒸发潜热；VH水水的蒸

18、发潜热。蒸发潜热的计算：蒸发潜热与温度的关系：0.38211211VVTrHHTr 式中：Tr对比温度。12/40 表 2 沸点下蒸发潜热列表 沸点/C 蒸发潜热1/()VHkj kg/cTK 甲醇 64.7 1105 513.15 水 100 2257 648.15 注：摘自化工原理修订版，上册附录 4（P328329）及附录 18（P350351）。66.88时，甲醇：663.015.51388.6615.27322CrTTT 658.05.5137.6415.27311CrTTT 蒸发潜热：mol/k833.1098658.0-1663.0-1110538.0JHV甲 同理，水:525.

19、015.64888.6615.27322CrTTT 576.015.64810015.27311CrTTT 蒸发潜热：mol/k547.2356576.0-1525.0-1225738.0JHV水 所以：kgJHxHxIIVDVDLDVD/k403.822547.235692.0-1-833.109892.0-1-）（）（水甲所以：hkJIIDRQLDVDC/102.9403.82235.4250)163.1()()1(6（2）冷却水消耗量：)(12ttCQWPCCC 式中：13/40 所以:Cttt3023525221 此温度下冷水的比热容)/(25.4CkgkJCPC 所以：hkgttCQ

20、WPCCC/1016.2)2535(25.4102.9)12(56（3）加热器热负荷及全塔热量衡算 列表计算甲醇和水在不同温度下混合物的比热容PC(单位：)/(CkgkJ)塔顶 塔釜 进料 精馏段 提馏段 甲醇（1）3.037 3.449 3.297 3.179 3.373 水（2）4.262 4.268 4.280 4.275 4.283 精馏段：甲醇：kgkJttCFLDP/907.58)62.8409.66(179.3)(1 水：kgkJttCFLDP/216.79)62.8409.66(275.4)(2 提馏段：甲醇：kgkJttCFWP/351.38)62.8499.95(373.3

21、)(1 水：kgkJttCFWP/698.48)62.8499.95(283.4)(2 质量分数的计算：FWDxxx、)1(-1DDDDxxMxxM甲醇水）（)1()1(WWWWxxMxxM甲醇水)1(-1FFFFxxMxxM甲醇水）（%45.22%21.5%34.95FWDxxx 塔顶镏出液的比热容:)/(320.3275.4)9534.01(9534.0179.3)1(211CkgkJCxxCCPDDPP 塔釜镏出液的比热容：14/40)/(236.4283.4)0521.01(0521.0373.3)1(221CkgkJCxxCCPWWPP 为简化计算，现以进料焓，即84.62时的焓值为

22、基准。根据表2-2可得：hkgD/35.4250，hkgW/61.17974 hkJtCDdtCDQLDFttPPD/1054.2)62.8409.66(230.335.4250511 hkJtCWdtCWQWFttPPW/1066.8)62.8499.95(236.461.17974522 对全塔进行热量衡算：0FCWDSFQQQQQQ 所以：hkJQS/10812.9102.91066.81054.26655 由于塔釜热损失为%10,则%90 所以:hkJQQSS/1009.19.010812.976 式中：hkgHQWVSh/44.50271.21681009.17（4）热量衡算的结果

23、表 2-4 热量衡算结果表 符号 hkJQC/hkJWC/hkJQF/hkJQD/hkJQW/hkJQs/hkJWh/数值 6102.9 51016.2 0 51054.2 51066.8 71009.1 44.5027 2.2.3 理论塔板数计算 本次设计采用图解法。精馏段操作线方程为 11RxxRRyD 即：63.1192.0163.163.1xy 本次所选为冷夜进料，所以2.1q。15/40 图 2-3 塔板数图 由图 2-3 可知，精馏塔理论塔板数为8块，其中精馏段6块，提馏段2块。2.3 精馏塔主要尺寸的设计计算 2.3.1 精馏塔设计主要依据和条件 表 2-5 甲醇-水在不同温度下

24、的密度)/(3mkg 温度C/甲醇 水 50 760 988.1 60 751 983.2 70 743 977.8 80 734 971.8 90 725 965.3 100 716 958.4 16/40 表 2-6 甲醇-水在特殊点的粘度)(smPa 物质 甲醇 水 塔顶：C09.66 329.0 449.0 塔底：C99.95 235.0 296.0 进料：C62.84 0.265 0.338 塔顶条件下的流量及物性参数 92.0Dx,9534.0Dx,hkmolD/47.137(1)气相平均相对分子质量 kmolkgxMxMMDDVD/92.30)92.01(02.1892.004.

25、32)-1（水甲（2）液相平均相对分子质量 molkgMMVDLD/92.30（3）气相密度 300/1088.188.6615.27315.2734.2292.304.22mkgppTTMVDVD（4）液相密度 CtLD09.66,查表 2-5，用内插法得：3/128.746mkg甲，3/912.979mkg水 912.9799534.0-1128.7469534.0-11）（）（水甲DDLDxx 解得：3/516.754mkgLD（5）液相粘度 查表 2-6 得：CtLD09.66时，smPa 329.0甲，smPa 449.0水 17/40 smPaxxDDLD339.092.0-144

26、9.092.0329.0)1(）（水甲（6）塔顶出料的质量流量 hkgMDDLD/57.425047.13792.30 表 2-7 塔顶数据结果表 符号 kmolkgMLD/kmolkgMVD/kmolkgVD/3/mkgLD smPaLD hkgD/hkmolD/数值 92.30 92.30 1088.1 516.754 339.0 57.4250 47.137 塔釜条件下的流量及物性参数 03.0Wx,0521.0Wx,hkmolW/73.974(1)液相相对分子质量 kmolkgxMxMMWWVW/44.18)03.01(02.1803.004.32)-1（水甲 molkgMMVWLW/

27、44.18（2）气相密度 CtW99.95 300/609.099.9515.27315.2734.2244.184.22mkgppTTMVWVW（3）液相密度 CtW99.95 查表 2-5，内插法算得：3/61.719mkg甲，3/17.961mkg水 17.9610521.0-1610.7190521.0-11）（）（水甲WWLWxx 解得：3/65.944mkgLW 18/40(4)塔釜出料的质量流量 hkgMWWLW/1079.144.1873.9744(5)液相密度 查表 2-6 可得：CtW99.95 smPa 235.0甲，smPa 296.0水 smPaxxWWLW294.0

28、03.0-1296.003.0235.0)1(）（水甲 表 2-8 塔釜数据结果表 符号 kmolkgMLW/kmolkgMVW/kmolkgVW/3/mkgLW smPaLW hkgW/hkmolW/数值 44.18 44.18 609.0 65.944 294.0 73.974 41079.1 进料条件下的流量及物性参数 hkmolF/21.1112，14.0Fx，2245.0Fx 查表 2-1 得：Fx 83.20 0.14 15.13 Fy 73.62 Fy 55.54 由内插法可得：55.5415.131444.5473.6215.1383.20Fy 解得：5546.0%46.55F

29、y（1）气相平均相对分子质量 kmolkgyMyMMFFVF/79.25)5546.01(02.1804.325546.0)-1（水甲(2)液相平均相对分子质量 kmolkgxMxMMFFLF/98.19)14.01(02.1814.004.32)-1（水甲 19/40（3）气相密度 300/897.062.8415.27315.2734.2280.294.22mkgppTTMVFVF（4）液相密度 查表 2-5，内插法算得：3/84.729mkg甲，3/79.968mkg水 79.9682245.0-184.7292245.0-11）（）（水甲FFLFxx 解得：3/72.918mkgLF（

30、5）液相粘度 查表 2-6 得：CtF62.84 smPa 265.0甲，smPa 338.0水 smPaxxFFLF327.014.0-1338.014.0265.0)1(）（水甲(6)进料的质量流量 hkgF/22222 表 2-9 进料数据结果表 符号 kmolkgMVF/kmolkgMLF/kmolkgVF/3/mkgLF smPaLF hkgF/hkmolF/数值 79.25 88.19 879.0 72.918 327.0 22222 21.1112 精馏段的流量及物性参数（1）气相平均相对分子质量 20/40 kmolkgMMMVFVDV/355.28279.2592.302精（

31、2）液相平均相对分子质量 kmolkgMMMLFLDL/45.25298.1992.302精(3)气相密度 3/9939.02879.01088.12mkgVFVDV精(4)液相密度 3/633.836275.918561.7542mkgLFLDL精(5)液相粘度 smPaLFLDL333.02327.0339.02精(6)气相流量 摩尔流量 hkmolDRV/55.36147.137)163.1()1(精 质量流量 hkgMVVV/64.10251355.2855.361精精精（7）液相流量 摩尔流量 hkmolRDL/08.22447.13763.1精 质量流量 hkgMLLL/74.57

32、0245.2508.224精精精 表 2-10 精馏段数据结果表 符号 kmolkgMV/精 molkgML/精 3/mkgV精 3/mkgL精 hkmolV/精 hkgV/精 hkmolL/精 hkgL/精 smPaL精 数值 355.28 450.25 9939.0 633.836 55.361 64.10251 08.224 74.5702 333.0 21/40 提馏段数据及物性参数（1）气相平均相对分子质量 kmolkgMMMVWVFV/12.22279.2544.182提（2）液相平均相对分子质量 kmolkgMMMLWLFL/21.19298.1944.182提（3）气相密度 3

33、/744.02879.0609.02mkgVFVWV提(4)液相密度 3/685.931275.91865.9442mkgLFLWL提(5)液相粘度 smPaLFLWL311.02327.0294.02提(6)气相流量 摩尔流量 因为 FqVV）（提精1-所以 hkmolFqVV/99.58321.11121-2.155.3611）（）（精提 式中 2.1q(冷夜进料)质量流量 hkgMVVV/90.1291712.2299.583提提提（7）液相流量 摩尔流量 hkmolqFLL/73.155821.11122.108.224精提 22/40 质量流量 hkgMLLL/24.2994321.

34、1973.1558提提提 表 2-11 提馏段数据结果表 符号 kmolkgMV/提 molkgML/提 3/mkgV提 3/mkgL提 hkmolV/提 hkgV/提 hkmolL/提 hkgL/提 smPaL提 数值 12.22 21.19 744.0 685.931 99.583 90.12917 73.1558 24.29943 311.0 2.3.2 塔径设计计算 1.填料选择 填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相接触传质和传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。目前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料与规整填料两个方向进行。本设计选用规整填料，金属板波纹 250Y 型填料。规

35、整填料是一种在塔内按均匀几何图形排布、整齐堆砌的填料，规定了气液流路，改善了沟流和整流现象，压降可以很小，同时还可以提供更大的比表面积，在同等溶剂中可以达到更高的传质、传热效果。与散装填料相比，规整填料结构均匀、规则、有对称性，当与散装填料有相同的比表面积时，填料空隙率更大，具有更大的通量，单位分离能力大。250Y 型填料是最早研制并应用于工业生产的板波纹填料，它具有以下特点：第一，比表面积与通用散装填料相比，可提高近 1 倍，填料压降降低，通量和传质效率均有较大幅度提高。第二，与各种通用板式塔相比，不仅传质面积大幅度提高，而且全塔压降及效率有很大改善。第三，工业生产中气液介质均可能带入“第三

36、相”物质，导致散装填料及某些板式塔无法维持操作。鉴于 250Y 型填料整齐的几何结构，显示出良好的抗堵性能，因而能在某些散装填料塔不适宜的场合使用，扩大了填料塔的应用 X 围。鉴于以上 250Y 型填料的特点，本设计采用 Mellapok-250Y 型填料，因本设计塔中压力很低。23/40 2.塔径设计计算 精馏段空塔气速及塔径计算 查表 2-10 可知 hkgV/64.10251精，hkgL/74.5702精 3/9939.0mkgV精，3/633.836mkgL精，smPaL333.0精 得：125.025.02.032633.8369939.064.1025174.570275.1291

37、.0333.0633.8369939.097.02508.9lgFu 解得：smuF/046.4 因为空塔气速u可取Fu)8.06.0(所以smuuF/832.2046.47.07.0 又 smVMVVVVVS/865.29939.0360064.10251360036003精精精 所以 塔径 muVDS29.1832.214.3865.244 圆整后：mmD1400，代入上式可计算出此时的空塔气速smu/86.1 提馏段空塔气速及塔径计算 查表 2-11 可知 hkgV/90.12917提，hkgL/24.29943提 3/744.0mkgV提，3/685.931mkgL提，smPaL311

38、.0提 得：125.025.02.032685.931744.090.1291724.2994375.1291.0311.0685.931744.097.02508.9lgFu 解得：smuF/790.3 因为空塔气速u可取Fu)8.06.0(所以smuuF/660.2790.37.07.0 又 smVMVVVVVS/823.4744.0360090.12917360036003提提提 24/40 所以 塔径 muVDS52.1660.214.3823.444 圆整后：mmD1600，代入上式可计算出此时的空塔气速smu/39.2 选取整塔塔径 提馏段及精馏段圆整后mmD1600，为精馏塔的塔

39、径。2.3.3 填料层高度的设计计算 填料层高度计算（1）精馏段 动能因子 5.03)/(/854.19939.086.1mkgsmuFV 经查每米理论级数165.2)(mNTSM精 所以精馏段填料层高度为 mNTSMnZ260.265.26精精精）（式中 精n精馏段理论塔板数。（2）提馏段 动能因子 5.03)/(/290.2744.066.2mkgsmuFV 经查每米理论级数160.2)(mNTSM精 所以提馏段填料层高度为 mNTSMnZ769.060.22提提提）（式中 提n精馏段理论塔板数。填料层总高度 mZZZ029.3260.2769.0提精 25/40 填料层压降计算（1）精馏

40、段 液体负荷)/(953.7633.8369939.0854.13600360023hmmFlLV 用精馏段动能因子F查液体负荷l分别为5和10时的每米填料层压降，再用内插法算得)(953.723hmml时的每米压降。当)(953.723hmml时，mkPaZp/214.0 所以精馏段的压降：kPaZZpp484.0260.2214.0精精（2）提馏段 液体负荷)/(785.7685.931774.0290.23600360023hmmFlLV 用提馏段动能因子F查液体负荷l分别为5和10时的每米填料层压降，再用内插法算得)(785.723hmml时的每米压降。当)(785.723hmml时，

41、mkPaZp/173.0 所以提馏段的压降：kPaZZpp133.0769.0173.0精精 全塔填料层总压降：kPappp617.0484.0133.0提精 填料层持液量的计算（1）精馏段 由上可知：液体负荷)/(953.723hmml 气体动能因子5.03)/(/854.1mkgsmF 由内插法算得：当)/(953.723hmml时的Lh的值：所以 332/1090.3mmhL（2）提馏段 26/40 由上可知：液体负荷)/(785.723hmml 气体动能因子5.03)/(/290.2mkgsmF 由内插法算得：当)/(785.723hmml时的Lh的值：所以 332/1098.3mmh

42、L 表 2-12 精馏段、提馏段各参数表 精馏段 提馏段 全塔 气体动能因子)/(/(5.03mkgsmF 854.1 290.2 每米填料塔压降)/(mPaZp 214.0 173.0 填料压降)/(kPap 484.0 133.0 617.0 填料层高度)/(mZ 260.2 769.0 029.3 持液量)/(33mmhL 21090.3 21098.3 第三章 附属设备及主要附件的选型计算 3.1 冷凝器 本设计冷凝器选用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，

43、以便于及时排除冷凝液。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)/(2302)/(55022ChmkJChmkcalK 本设计建厂地址为XX，XX 市夏季最热月份平均气温为Ct 251。冷却剂用深井水，冷却水出口温度一般不超过C40，否则易结垢，选择升温为C10，即冷却水出口温度为Ct 352。T1 27/40 逆流：CCtCCT3525:88.6609.66:Ctttttm29.36)3508.66()2509.66(ln)3588.66()2509.66(ln1212 hkJQC/102.96 261

44、3.11029.363202102.9mtKQAmC 查取有关数据如下 表 3-1 mm公称直径 管程数 管数 mm管长 2m换热面积 MPa公称压力 800 II 488 3000 111110 10 注：摘自金属设备上册P118 表 2-2-5 和 P132 表 2-2-8 标准图号：114571 3 13JB 设备型号：80010 110GII 3.2 加热器 选用U型加热器，经处理后放在塔釜内。蒸汽选用C3.133饱和水蒸气，传热系数)/(4168)/(100022ChmkJChmkcalK Ct3.331003.133 由表 2-4 可得：hkJQS/1009.17 换热面积：272

45、0.783.3341861009.1mtKQAS 表 3-2 T2 t2 t1 28/40 mm公称直径 管程数 管数 mm管长 2m换热面积 MPa公称压力 500 I 177 6000 8280 25 注：摘自金属设备上册 P118 表 2-2-5 和 P132 表 2-2-8。标准图号：114571 343JB 设备型号：5002580GI 3.3 塔内其他构件 3.3.1 接管管径的选择 1.进料管 本次加料选用高位槽进料，所以FW可取 0.40.8 m/s（见浮阀塔P195）。本次设计取smWF6.0。mWFdLFFF1194.072.9186.014.336002222243600

46、4 式中 F进料液质量流量，hkg；L进料条件下的液体密度，3mkg。圆整后133Fdmm内管重/(kg/m)表 3-3 进料管参数表 内管22sd 外管11sd 半径R 1H 2H 内管重mkg 4133 6219 400 150 200 75.12 注：摘自浮阀塔P197 表 5-3。2.回流管 冷凝管安装在塔顶是，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RW为sm5.02.0，本次设计取smWR4.0。29/40 mWLdLRR090.0516.7544.014.336007.69284360041 式中 hkgDRL/07.692835.4

47、25063.1 L回流液体质量流量，3/mkg L塔顶液相密度，3/mkg 圆整后108Rdmm 表 3-4 回流管参数表 内管 22sd 外管11sd 半径R 1H 2H mkg内管重 4108 4.5159 325 150 200 26.10 注：摘自浮阀塔P197 表 5-3。3.塔顶蒸气接管 从塔顶至冷凝器的蒸气导管，尺寸必须适合，以免产生过压降，特别在减压过程中，过大压降会影响他的真空度。操作压力为常压，蒸气速度smWV2012，本次设计取smWV16。mWVdVVD472.01088.11614.3360042.111784360041，式中：hkgDRV/42.1117835.4

48、250)163.1()1(V塔顶蒸汽质量流量，hkg/；V塔顶气相密度，3/mkg。圆整后mmdP480 4.塔釜出料管 塔釜流出液体的速度WW一般可取sm0.15.0，本次设计取smWW5.0。30/40 mWWdLWW027.065.9445.014.3360073.974436004 式中：W塔釜蒸汽质量流量，hkg/L塔釜气相密度，3/mkg。圆整后：32dWmm 表 3-5 塔釜蒸气管参数表 内管22sd 外管11sd 半径R 1H 2H mkg内管重 32 3.5 76 4 120 120 150 2.46 3.3.2 除沫器 为了确保气体的纯度，减少液体的夹带损失，选用除沫器。常

49、用的除沫器装置有折板除沫器、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 VVLKKW 式中 K常数，取0.107；L、V精馏段气体和液体密度3mkg。smWK103.39939.209939,0633.836107.0 除沫气体器直径计算：KWVD4 式中，V气体处理量 sm3 smVVV/865.29939.0360064.1025136003精精 31/40 所以 mD084.1103.314.3685.24 3.3.3 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的润湿。结构简单，制造了和维修方便，喷洒比较方便，

50、安装方便。1.回流液分布器 测量系数取85.082.0，本次设计取84.0，推动力液柱高度H可取m15.012.0以上，本次设计取m17.0。则小孔中液体流速smgHW534.117.081.9284.02 小孔输液能力计算 smLQL2310095.2360075.91807.69283600 由fWQ得 小孔总面积 23310626.1534.184.010095.2mWQf 所以，小孔数 孔8383.82105414.310626.142332dfn 式中 W小孔流速，sm/；f小孔总面积，2m；H推动力液柱高度，m，取mH17.0；d小孔直径，一般取mm104,视介质污洁而异，本次设计