化工原理填料精馏塔课程设计.docx

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1、设计任务书一、设计题目丙酮-水连续精馏塔设计二、设计条件处理量10000kg/h,进料含丙酮70%塔顶操作压力常压（绝压），饱和液体进料填料塔精馏设计塔顶产品丙酮浓度不低于96% （质量分率）塔底釜液丙酮不高于10% （质量分率）三、设计任务书的要求1. 目录2. 绪论（简述选取的设计方案依据、主要设备的特征与比较）3. 设备的物料计算4. 设备的热量计算5. 设备的工艺计算6. 设备的结构计算7. 流体阻力的校核8. 辅助设备的选型9. 结束语（对本设计的评价、建议）10. 参考文献四、设计图纸内容1. 操作装置的工业流程图（3#图纸）2. 主要设备的结构装配图（2#图纸）绪论-1 -第一章

2、.流程的确定和说明-2 -一. 加料方式-2 -二. 进料状况-2 -三. 塔顶冷凝方式-2 -四. 回流方式-2 -五. 加热方式-3 -六. 加热器-3 -第二章精馏塔的设计计算-4 -.操作条件与基础数据-4 -2.1.1. 操作压力-4 -2.1.2. 气液平衡关系及平衡数据-4 -二. 精馏塔的工艺计算-5 -2.2.1. 物料横算-5 -2.2.2. 热量衡算-8 -2.2.3. 理论塔板数的计算-11-三. 精馏塔主要尺寸的设计计算-13-2.3.1. 精馏塔设计的主要依据和条件-13-2.3.2. 塔径设计计算-15-2.3.3. 填料层高度设计计算-18 -第三章.附属设备及

3、主要附件的选型计算-21 -一 .冷凝器-21 -二. 再沸器-22 -三. 塔内其他构件-22-3.3.1. 接管管径的计算和选择 -22-3.3.2. 除沫器-24-3.3.3. 液体分布器-253.3.4 .液体再分布器 -263.3.5 .填料支撑板的选择 -263.3.6 .塔釜设计 -273.3.7 .塔的顶部空间高度 -273.3.8 .手孔的设计 -273.3.9 .裙座的设计-27-四. 精馏塔高度计算-28-第四章.设计结果的自我总结与评价 -29-.精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表-29-二. 设计结果的自我总结与评价 -29-附录-31-一. 符号说明-31- 参

4、考文献-32-绪论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。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。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

5、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

6、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。本次课程设计就是针对丙酮-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。由于数据有限，本次填料选取数据较为完整的陶瓷拉西环。第一章流程的确定及说明.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，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，

7、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。二. 进料状况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，省加热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度受季节、气 温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料时，基于恒 摩尔流假定，精馏段和提镏段的塔径基本相等，无论是设计计算还是实际加工制造这 样的精馏塔都比较容易。综合考虑，设计上采用泡点进料。三. 塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，塔顶出来的气体温度不

8、高，用水冷凝。四. 回流方式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。本次设计为小型塔，故采用重力回流。五. 加热方式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 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

9、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。六. 加热器采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸气作加热剂。因为塔较小，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，减少理论塔板数。第二章精馏塔的设计计算一. 操作条件及基础数据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。由于丙酮-水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压101.325kPa。2.1

10、.2汽液平衡时，x、队七数据理想系统Antoin。方程式中：P。在温度T时的饱和蒸汽压mmHg；T温度，C；A、B、CAntoine 常数表2-1-2丙酮的Antoine常数名称ABC丙酮6.356471277.03237.23水7.074061657.46227.02非理想系统表2-1-2常压下丙酮-水气液平衡与温度关系丙酮/%（mol分率）温度/C丙酮/% （mol分率）温度/C丙酮/%（mol分率）温度/C液相气相液相气相液相气相0.000.00100.00.200.81562.10.800.89858.20.010.25392.70.300.83061.00.900.93557.50.

11、020.42586.50.400.83960.40.950.96357.00.050.62475.80.500.84960.01.001.0056.130.100.75566.50.600.85959.70.150.79863.40.700.87459.0得出丙酮一水的温度-组成相图如下-u- 5三.精馏工艺计算进料流量F组成xW2.2.1物料衡算馏出液流量D组成xD釜液流量W组成xw1. 物料衡算图（如图）2. 物料衡算已知：F = 10000kg/h, 质量分数：*=70%, *=96.0%, x =10.0% FDWM 丙酮=58.08kg/kmol, M =18.02kg/kmol70

12、/58.08进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为七、七、xw :x = 0.420f 70/58.08 + 30/18.0=0.88296/58.08xD = 96/58.08 + 4/18.02x =一冬8 = 0.033W 10/58.08 + 90/18.02进料平均相对分子质量：Mf =0.420X 58+(1-0.420) X 18=34.8kg/kmol原料液：F=10000 =287.36kmol/h34.84总物料：F=W+D (1)易挥发组分：F x广D xD+W xw (2)由(1)、(2)代入数据解得：D=130.99kmol/hW=156.37kmol/h塔顶产品的平

13、均相对分子质量：、二58X0.882+18X(1-0.882)二53.28kg/kmol塔顶产品质量流量：D =MD D=53.28X 130.99=6976.74kg/h塔釜产品平均相对分子质量：%=58X0.033+18X(1-0.033)二19.32kg/kmol塔釜产品质量流量：W =W%二156.37X 19.32=3021.06kg/h3. 物料衡算结果表2-2-1(1)物料衡算结果表塔顶出料塔底出料进料质量流量/ (kg/h)6976.743021.0610000质量分数/%961070摩尔流量/(kmol/h)130.99156.37287.36摩尔分数/%88.23.342.

14、04.塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：，、r、，、，VD LD F W查表2-1-2 (1)，用内插法算得:塔顶:0.882-0.80 t - 58.2=0.90-0.80 57.5-58.20.935-0.882 57.5 -1 =VD-0.935-0.898 57.5-58.2n tvD = 58.50C塔釜:0.02 - 0.03386.5 -1W0.02 - 0.0586.5 - 75.8n tw 81.86C进料:0.50-0.4060.0-60.40.420-0.40 t 60.4Fn 仃 60-32C精馏段平均温度：一二=翌50 +知32 =59.41C122提馏段平均温

15、度：厂=仁小81.86 + 60.32 =71.09C2225.平均相对挥发度a在给温度下丙酮和水的饱和蒸汽压分别为:精馏段：?=59.41C59.41-59 x - 0.70 y - 0.874 1159.7-590.60-0.70 0.859-0.874x 64.14%, y1 - 86.52%提馏段：r=71.09C71.09 - 66.50 _ x- 0.10 _ y - 0.75575.80 - 66.50 0.05 - 0.10 0.624 - 0.755 = %7.53%, y2 69.03%将x , x , y , y分别代入y 1212竺得: 1 + (a-1) x以-3.4

16、7, a 2 27.36 a -肖 乂气 f 3.47x 27.36 9.746.回流比的确定由于是泡点进料，x = XF =0.420_ 阪 二9.74x0.420顼 Q7”七1 + (以：1) x1 + (9.74 -1) x 0.420 .QRmin0.882 0.870.87 0.4200.014该种方法算得最小回流比太小，不适用。舍去。从同组同学数据中得到最小回流比R=0.08969一般操作回流比取最小回流比的1.12倍，本设计取1.8倍。即 R=1.8 Rmin=1.8 x 0.08969=0.16L=R - D=0.16X130.99=20.96kmol/hL =L+q - F=

17、20.96+1X287.36=308.32kmol/h=V= (R+1) D= (0.16+1)X 130.99=151.95kmol/h2.2.2热量衡算1. 热量示意图（图略）2. 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1001000C，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133.3C） 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

18、也不会复杂。3. 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。本次设计选用25C的冷却水，选升温10C，即冷却水的出口温度为35C。4. 热量衡算已求得:tD = 57.63CtD = 58.50C 匕=81.86C)= 60.32C精馏段平均温度：厂=vd + * =59.14C12提馏段平均温度：r = 71.09CtLD温度下：C 1 =135.91kJ/(kmol - K)； C 2 =76.04kJ/(kmol - K)；cd = c 1 七 + C 2G-七)二 13

19、5.91X0.882+76.04X (1-0.882)=128.82kJ/(kmol . K)；tw 温度下：C 1 =140.77kJ/(kmol - K)； C 2 =76.27kJ/(kmol - K)；Cpw = * 1 七 + * 2 G -、) 二140.77X0.033+76.27X (1-0.033) =78.40kJ/(kmol K)tLD温度下:y 1=525kJ/kg；y =2812.5kJ/kg；2二525X0.882+2812.5X(1-0.882) =794.93kJ/kg塔顶： M d = M1 Xd + M 2 G - xD) =58X0.882+18X (1-

20、0.882) =53.28kg/kmol（1）0C时塔顶气体上升的焓QV塔顶以0C为基准，Q = V CpD tD + V药 MD= 151.95 X 128.82 X 57.63+151.95 X 794.93 X 53.28=7563731.70kJ/h(2) 回流液的焓QR、=58.50C温度下：C 1 =135.88kJ/(kmol - K) ； C 2 =75.99kJ/(kmol - K)；Cp = c 1 七 + c 2G-七)二 135.88X0.882+75.99X (1-0.882)=128.81kJ/(kmol K)Qr = L Cp tD = 20.96X128.81X

21、57.40=154971.83kJ/h(3) 塔顶馏出液的焓QD因馅出口与回流口组成一样，所以Qd = D Cp tD = 130.99 X 128.81X57.63=972380.73kJ/h(4) 冷凝器消耗的焓QCQc = Qv Qr QD =7563731.70-154971.83-972380.73=6436379.14kJ/h(5) 进料口的焓QFtF 温度下：C 1=135.81kJ/(kmolK)； C 2 =75.95kJ/(kmol - K)；C p = C x + C G x)= 135.81X0.42+75.95 X (1-0.42)=101.09kJ/(kmol K)

22、所以 Qf = F Cp=287.36X 101.09X60.32=1745395.23kJ/h(6) 塔底残液的焓QWQw = W Cp t =156.37X 101.09X81.86=1293997.31kJ/h(7) 再沸器2B塔釜热损失为10%,则n=0.9设再沸器损失能量 2损=0.12B，QB + Qf = QC + QW + 2损+ QD加热器的实际热负荷0.9QB = QC + Qw + QD - Qf二6436379.14+1293997.31+972380.73-1745397.23=6957359.95QB二7730399.94kJ/h(8) 热量衡算结果表2-2-2 (

23、1) 热量衡算表项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热,平均比热叱101.09128.81/ kJ kmol -1 K -1101.09热量 Q/kJ h-11745395.23 6436379.14 972380.731293997.31 7730399.942.2.3理论塔板数计算1. 板数计算本次设计采用图解法精馏段操作线方程：R = - = 0.160.160.882x += 0.138 x + 0.76n-1DR x y =x+ dnR +1 n-1 R +1 0.16 +1 n-1 0.16 +1提馏段操作线方程:V151.95W 156.37=0.9717R +1 x 0

24、.9717 +1yn+1 R xn 节0.9717 xn0.0330.9717=2.029x - 0.034因为饱和液体进料(即泡点进料)，所以q=1.x = 0.033七=0.420xD = 0.882图2-2-3理论板数图解法Nt= 4.8 (不含再沸器)进料板Nf = 4精馏段2.9块，提馏段1.9块。2. 塔板效率表 2-2-3 (1)不同温度1、内酮-水黏度(mPa s)温度C5060708090100U丙酮U1-水0.260.2330.2150.1980.1850.1710.54940.4700.4060.3550.3150.28357.63 + 81.86二59.75C,全塔的平

25、均温度:22由表2-2-3 (1)，利用内插法计算得:丙酮:U- 0.26丙酮 60 - 500.233 - 0.2659.75 - 50a r 丙酮=0.234 mPa s水:r . - 0.549水60 - 500.470 - 0.54959.75 - 50ar 水=0.477 mPa 因为RL所以，RD = 0.882x0.234 + G-0.882)x0.477 = 0.263 mPa sr lw = 0.033 x 0.234 + G - 0.033)x 0.477 = 0.469 mPa - sr f = 0.42 x 0.234 + G - 0.42)x 0.477 = 0.37

26、5 mPa - s全塔液体平均黏度:R = Rld + RLWL 20.263 + =0.366 mPas三. 精馏塔主要尺寸的设计计算2.3.1. 精馏塔设计的主要依据和条件表2-3-1 (1)丙酮-水在不同温度下的密度温度。Cp 水 / Q ml -i)tD=57.630.7420.987W=81.860.6960.970t =60.320.7360.983F见化工原理书附录五P361及附录三P3591. 塔顶条件下的流量和物性参数M D = M 1 xD + M2 G xD )=58 X 0.882+18 X (1-0.882)=53.28kg/kmol=& +1 = 096 +1 -

27、0.96 =1.3343mL/g ppp 0.7420.987L112p =0.7495g/mL=749.5 kg / m 3pM 101.325 x 53.28 D =1=1.963 kg / m 3RT8.314 x(273.15 + 57.63；匕=MD V =53.28 X 151.95=8095.896kg/hL1 = MD L = 53.28x 20.96 = 1116.749kg/h2. 进料条件下的流量和物性参数MF = M1 + M2 G - )=58 X 0.42+18 X (1-0.42)=34.8kg/kmolP = PMf =性325 x34.82718 kg / m

28、 3V 2RT8.314 x(273.15 + 60.32)上=土 + 工=些 +10 = 1.1607mL/gPL2P1P20.7360.983P =0.8616g/mL=861.6 kg / m 3V = V2 = MF V =34.8X 151.95=5287.86kg/h精馏段：L2 = M F L = 34.8 x 20.96 =729.408kg/h提馏段：L2 = MF L = 34.8x308.32 = 10729.536kg/h3. 塔底条件下的流量和物性参数=PMWRTMw = M1 工 + M2G -工)=58X0.033+18X(1-0.033)=19.32kg/kmo

29、l=0.6612 kg / m3101.325 x19.328.314 x(273.15 + 81.86)上=靖 + 工=蛭 += 1.0443mL/gPL3P1P20.6960.970P L3=0.9576g/mL=957.6 kg / m 3V = MW V，=19.32X 151.95=2935.674kg/hL3 = MW L = 19.32x308.32=5956.742kg/h4. 精馅段的流量和物性参数P =P = L963 + 技718 =1.6174 kg / m 3v 22pl = *1 ； PL2 _ 749.5 + 861.6 =805.55 kg /m3v = = =

30、 8095.896 + 5287.86 *9.878kg/h 2L _ 工 _ 1116 + 729.408 =923.0785kg/h 25. 提馏段的流量和物性参数Pv2 ； Pv3 _ L2718 +。.6612 =0.9665 kg / m3PlPl2 ； Pl3 _ 749.5 + 957.6 =853.55 kg / m3_ 心 _ 5287.86 + 2935.674 =4111.767kg/h 2=8343.139kg/hL_ L + 10729.536 + 5956.742 _ 22 36. 体积流量塔顶:valv 1p vl8095.896 =1.1456m 3 / s 1

31、.963 x 3600进料:v2Pv 25287.86 =1.1549m3 / s 1.2718 x 3600塔底:va3v2935.674_ 1.2333m3 / sp0.6612 x 3600v3精馅段：匠匕二 _ L1456 + nW _ 1.15025m3 /s 2v _ 些+性 _ 1.1941m 3/s 22.3.2 .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

32、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。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。根据现有数据，本设计选用25X25X2.5mm瓷质乱堆拉西环填料。2.塔径设计计算表2-3-2 (1)填料尺寸性能填料名称外径X高X厚 d x H x5 (mm x mm x mm )堆积个数 n(个 / m 3)堆积密度P D(kg / m 3)比表面a(m 2 / m 3 )空隙率(%)金属鲍尔环25 x 25 x 2.

33、5490005051900.78根据流量公式可计算塔径，即D=S，兀u(1)精馏段92冬 f 冬 丫2 =0.0066691.8781805.55 J由图查得纵坐标为U 2时 -fgAc ALJ日 0.2 = 0.263L已知填料因子4 = 450m-1精馏段平均温度：11 =59.或P l = =805.55 kg /m3, p = 982.332kg / m3水.甲=4 = 0.8203P水H L = 0.366mPa s0.263 x 9.81x805.55泛点气速u = ： ?，263gP% = ：*= 2.081m / sf V 的 PV 3.2i 450 x 0.8203 x1.6

34、174 x 0.3660.2对于散装填料，其泛点速率经验值u / uF = 0.5 - 0.85 ,取0.7,则u=0.7X 2.081=1.457m/s=1.00m4：4 x 1.15025 S =、兀 u 3.14 x 1.457圆整后：塔径为1.00m(2)提馏段:由图查得纵坐标为u 2帔fg日 0.2 = 0.163L上也 丫2= 8!4 f 冬 丫2 =0.068 V Ip L )4111.767 1853.55 )已知填料因子4 = 450m-1提馏段平均温度：厂=l-wt = 71.09 C22pL = =853.55 kg / m3,P 水=971.540kg / m3.甲=台

35、=0.879日=0.366mPa s；0.163 gp =,L =中pv 日 450 x 0.9665 x 0.3660.2对于散装填料，其泛点速率经验值u / uF = 0.5 - 0.85，取0.7，则u=0.7X 1.959=1.3713m/s泛点气速:0.163x9.81x853.55=1.959m / s.4: 4x 1.1941D =S =兀u=0.5546m3.14 x 1.3713圆整后：塔径为0.6m(3)全塔塔径圆整后：全塔塔径为1.0m图2-3-2 填料塔泛点气速及气体压力降计算用关联图2.3.3 .填料层高度设计计算1. 等板高度设计计算查表可得HETP=0.46所以填

36、料层高度H=0.46X4.8=2.208根据设计经验，填料层用上述方法计算出填料层高度后，还应留出一定安全系数 的设计高度一般为Z，=（1.21.5，本次取Z = 1.5Z。Z设计时的填料高度，m ；Z工艺计算时得到的填料高度，m ；Z= 1.5Z = 1.5 x 2.208 = 3.312m2. 填料层压强降计算（1）精馏段动能因子 F = 厂= 1.457x 同.6174 = 1.853m/s液体负荷l = 3600F- = 3600 x 1.8531.6174 = 10.53次 / （n 2 / Dp乙805.55用精馏段动能因子F查出液体负荷l为10和20的每米填料层压降分别为0.22

37、和0.25，算出l为10.53时的每米填料层压降为0.2216kPa/m。则精馏段的压降：pp =-精 x Z = 0.216 x 0.46 x 2.9 x 1.5 = 0.4322/。精 Z 精（2）提馆段F = h0 = 1.3713x 10.9665 = 1.3481m/s （g /m3液体负荷l = 3600FJ = 3600 x 1.3481 x 重竺5= 5.590m3 / （n 2/h ）p乙853.55用提馏段动能因子F查出液体负荷l为5和10的每米填料层压降分别为0.166 和0.179,算出l为5.59时的每米填料层压降为0.168kPa/m。则提馏段的压降：p =提 x

38、Z = 0.168 x 0.46 x 1.9 x 1.5 = 0.2202kPa提 Z 提全塔填料层总压降：p = Ap 精 + Ap 提=0.4322 + 0.2202 = 0.6524kPa3. 填料层持液量的计算（1）精馅段 由上可知: 动能因子 F = 1.853m/s (kg /m3，液体负荷 l = 10.53m3 /(n2 /h)由l分别10m3 /.2 / h)和15m3 /m2 / h)的持液量h值，利用内插法求得l为 10.53m3 /Cm2 /h)时的七值为5.28 x 10-2m3 /m3（2）提馆段 由上可知:动能因子 F = 1.348m/s Cg /m3)2，液体

39、负荷 l = 5.59m3 /m2 /h)由l分别3m3 /2 / h)和6m3 /2 / J的持液量h值，利用内插法求得l为 5.59m3 /Cm2 /h)时的 h 值为3.53x10-2m3 /m3L表2-3-2 (2)精僧段提僧段各参数精馏段提馏段全塔1气体动能因子F/ (m/s (kg /m3)2 )1.8531.348每米填料层压降竺/ (kPa / m )Z0.22160.168填料压降 p/kPa0.43220.22020.6524填料层高度Z/m)1.3340.8742.208持液量 h / m 3 m 3)5.28 x 10 -23.53 x 10 -2第三章.附属设备及主要

40、附件的选型计算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。沈阳最热月平均气温t=25C。冷却剂用深井水，冷却水出口温度一般不超过40C，否则易结垢，取2=38C。 泡点回流温度t = 57.40, tD = 57.121.计算冷却水流量G =T=呷3794 = 664363.914 kg/hc C xtj 1x（35-25）2.冷凝

41、器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方式At =*）、匕d、=27.75Cm in&yD七。-七）iQC = KAAtA = L = 648706.23 = 13.91m 2K At1680 x 27.75操作弹性为 1.2，A，=1.2 A = 16.7m 2表3-1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MPa273I38200055.6625标准图号 JB1145-71-2-39设备型号G273II-25-3二. 再沸器选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择3.69atm, 140C的水蒸 气，传热系数 K=600kcal/(m 2 hC)=2520kJ

42、/(m 2 hC)，y =513kcal/kg1.间接加热蒸汽量Q 7730399 94G = Qb = 7730399.9= 3596.366kg /hb y 513.4 x 4.18682.再沸器加热面积，广81.86 C为再沸器液体入口温度；tw2 = 81.86 C为回流汽化为上升蒸汽时的温度;匕=59.415 C为加热蒸汽温度；12 =59.415 C为加热蒸汽冷凝为液体的温度； 用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失 = t1 -1 1 = 81.86 -59.415 = 29.445 C At2 = 12 -1 2 = 81.86 - 59.415 = 29.445 C At =

43、 28.39 CA = 4 = 7730399.94 =162.08” 2 kAt1680 x 28.39三. 塔内其他构件3.3.1. 接管管径的计算和选择1.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JJ1112321x 4378 x 47.10过程中，过大压降会影响塔德真空度。d = 4 匕一4 展095.896= 0.3眼p 3600p 3600x 3.14x15 x1.963圆整后d = 321mm p表 3-3-1(1)塔顶烝汽官参数表操作压力为常压，蒸汽速度K =1220m / s，本次设计取K = 15m / s。内径d2 x s2外径d1 x s RHH内管重/(kg/m)注：摘自浮阀塔P197表5-3