化工原理課程設(shè)計(jì)模板施

化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇-水填料式精餾塔設(shè)計(jì)學(xué)生姓名徐程學(xué)院名稱化學(xué)化工學(xué)院學(xué)號(hào)班級(jí)13級(jí)2班專業(yè)名稱應(yīng)用化學(xué)指導(dǎo)教師王菊2016年5月20日摘要填料式精餾塔是化工生產(chǎn)的重要化工設(shè)備。精餾塔不僅對(duì)產(chǎn)品本身，而且還對(duì)產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各方面都有重大影響。因此，掌握精餾塔的基本設(shè)計(jì)對(duì)化工專業(yè)學(xué)生十分重要的。本課程設(shè)計(jì)是關(guān)于乙醇-水的填料式精餾塔的設(shè)計(jì)，通過對(duì)填料式精餾塔的設(shè)計(jì)，熟練掌握以及運(yùn)用所學(xué)知識(shí)并投入到實(shí)際生產(chǎn)當(dāng)中去。關(guān)鍵詞乙醇；水；填料式精餾塔；化工生產(chǎn)；摘要 I第一部分概述 3概述 3文獻(xiàn)綜述 3填料類型 3填料塔 4填料選擇 4設(shè)計(jì)任務(wù)書 4設(shè)計(jì)題目 4設(shè)計(jì)條件 4設(shè)計(jì)任務(wù) 5設(shè)計(jì)思路 5第二部分工藝計(jì)算 6平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算 6繪制t-x-y圖及x-y圖 6全塔物料衡算 7進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 7平均摩爾質(zhì)量 8全塔物料衡算： 8最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的確定 8最小回流比 8確定最適操作回流比R 9熱量衡算 9求理論板數(shù)及加料 10精餾段和提餾段操作線方程的確定 10理論板數(shù)及加料板位置 11填料高度計(jì)算 11精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算 12流量和物性參數(shù)的計(jì)算 12塔板效率 14第三部分塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì) 14氣液體積流量 15精餾段的氣液體積流量 15提餾段的氣液體積流量 16塔徑計(jì)算 16塔徑初步估算 17第四部分換熱器 18換熱器的初步選型 18塔頂冷凝器 18塔底再沸器 18塔頂冷凝器的設(shè)計(jì) 18第五部分精餾塔工藝條件 20塔內(nèi)其他構(gòu)件 20塔頂蒸汽管 20回流管 20進(jìn)料管 20塔釜出料管 21除沫器 21液體分布器 21液體再分布器 22填料支撐板的選擇 23塔釜設(shè)計(jì) 23塔的頂部空間高度 23手孔的設(shè)計(jì) 23．裙座的設(shè)計(jì) 23精餾塔配管尺寸的計(jì)算 24塔頂汽相管徑dp 24回流液管徑dR 24加料管徑dF 24釜液排出管徑dw 24再沸器返塔蒸汽管徑dv’ 25精餾塔工藝尺寸 26第六部分結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)結(jié)果 27總結(jié) 28參考文獻(xiàn) 28附錄 29第一部分概述概述乙醇可用來制取乙醛、乙醚、乙酸乙酯、乙胺等化工原料，也是制取染料、涂料、洗滌劑等產(chǎn)品的原料，所以乙醇是一種重要的化工原料。如今能源消耗有枯竭的趨勢(shì)，作為一種可再生的能源，乙醇燃料成為未來代替?zhèn)鹘y(tǒng)化石燃料的重要能源之一。國(guó)內(nèi)乙醇生產(chǎn)方法主要有發(fā)酵法、乙烯水化法、合成氣經(jīng)醋酸制乙醇、合成氣直接制乙醇等，國(guó)外乙醇生產(chǎn)方法主要有滲透蒸發(fā)技術(shù)、新型耦合分離技術(shù)、滲透氣化膜分離技術(shù)、PVA膜滲透汽化等。塔設(shè)備作為工業(yè)生產(chǎn)上最重要的設(shè)備之一，在工業(yè)生產(chǎn)乙醇的分離中起重要作用。在塔設(shè)備中常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。乙醇-水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是十分重要的化工原料之一。長(zhǎng)期以來乙醇-水溶液通常都是通過蒸餾法生產(chǎn)，但由于乙醇-水的共沸現(xiàn)象，普通的精餾方法對(duì)于高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好，所以設(shè)計(jì)研究和改進(jìn)精餾設(shè)備是十分重要的。本課程設(shè)計(jì)主要是采用填料精餾塔對(duì)乙醇-水溶液進(jìn)行分離。塔設(shè)備在經(jīng)過長(zhǎng)期的發(fā)展，形成了形式繁多的結(jié)構(gòu)，以滿足各方面的特殊需要。在乙醇的工業(yè)生產(chǎn)中，主要是通過精餾塔將產(chǎn)物乙醇與水分離，制取高純度的乙醇。按塔的內(nèi)件結(jié)構(gòu)的不同可以分為板式塔和填料塔兩大類。填料塔是以塔內(nèi)的填料作為氣液兩相間接觸構(gòu)件的傳質(zhì)設(shè)備。填料塔的底部安裝填料支撐板，填料隨意亂堆或整砌的方式放置在支撐板上。填料上方安裝有填料壓板，以防填料被上升氣流吹動(dòng)。填料塔塔內(nèi)填充適當(dāng)高度的填料，以增加兩種流體間的接觸表面。液體沿填料表面呈膜狀向下流動(dòng)，作為連續(xù)相的氣體則自下而上地流動(dòng)，與液體逆流傳質(zhì)。兩相的組分濃度沿塔高呈連續(xù)變化。作為產(chǎn)物分離中的最重要的設(shè)備之一的塔設(shè)備，隨著塔設(shè)備技術(shù)的發(fā)展，國(guó)內(nèi)外制定了多種企業(yè)接觸的元件，從而改善塔設(shè)備質(zhì)量，縮短塔設(shè)備的制造、安裝周期，以此來減少設(shè)備的投資費(fèi)用。文獻(xiàn)綜述填料類型氣－液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔的設(shè)計(jì)將在其他分冊(cè)中作詳細(xì)介紹，故本書將只介紹填料塔。新型高效規(guī)整填料的不斷開發(fā)與應(yīng)用，沖擊了蒸餾設(shè)備以板式塔為主的局面，且大有取代板式塔的趨勢(shì)。最大直徑規(guī)整填料塔已達(dá)14～20m，結(jié)束了填料塔只適用于小直徑塔的歷史。這標(biāo)志著填料塔的塔填料、塔內(nèi)件及填料塔本身的綜合設(shè)計(jì)技術(shù)進(jìn)入了一個(gè)新階段。縱觀填料塔的發(fā)展，新型填料的研究始終十分活躍，尤其是新型規(guī)整填料不斷涌現(xiàn)。如今，填料主要分為散堆填料、規(guī)整填料和毛細(xì)管填料。填料塔填料塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，分離效率高，壓降小，持液量小操作彈性大等。填料塔的缺點(diǎn)是填料造價(jià)高；當(dāng)液體負(fù)荷較小時(shí)不能有效地潤(rùn)濕填料的表面，使傳質(zhì)效率下降；不能直接用于有懸浮物或容易聚合的物料；對(duì)側(cè)線進(jìn)料和出料等復(fù)雜蒸餾不太適合等。拉西環(huán)是最古老、最典型的一種填料，由于它結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造容易，價(jià)格低廉，性能指數(shù)較為齊全以及機(jī)械強(qiáng)度高，因此長(zhǎng)久以來，盡管它存在嚴(yán)重缺點(diǎn)，但是仍受到廠家的歡迎，沿用至今。拉西環(huán)的缺點(diǎn)是結(jié)構(gòu)不常開，有效空隙率比實(shí)際空隙率小得多，所以壓力降比較大。拉西環(huán)在塔內(nèi)的填料方式有兩種：亂堆和整砌。亂堆裝卸比較方便，但是壓力降比較大，一般直徑在50mm以下的拉西環(huán)用亂堆填料，直徑在50mm以上的拉西環(huán)用整砌填料。當(dāng)填料的名義尺寸小于20mm時(shí)，各本身的填料分離效率都明顯下降。因此，25mm的填料可以認(rèn)為是工業(yè)填料中選用比較合理的填料。本次設(shè)計(jì)采用的為金屬拉西環(huán)25mm×25mm×。表1金屬拉西環(huán)25mm×25mm×參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)公稱直徑D=25mm比表面積σ=220m/m外徑d=25mm空隙率ε=95%高度h=25mm堆積個(gè)數(shù)N=55000個(gè)/m壁厚Δ=堆積密度ρ=640kg/m干填料因子a/ε=257/m等板高度H=濕填料因子Φ=390/m平均壓降Δp=m設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目乙醇-水填料式精餾塔設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)條件=1\*GB3①常壓p=1atm（絕壓）。=2\*GB3②原料來自粗餾塔，為95~96℃飽和蒸汽，由于沿程熱損失，進(jìn)精餾塔時(shí)，原料溫度約為90℃=3\*GB3③塔頂濃度為含乙醇%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的乙醇，產(chǎn)量為25噸/天；=4\*GB3④塔釜采用飽和蒸汽直接加熱，從塔釜出來的殘液中乙醇濃度要求不大于%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）；=5\*GB3⑤塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，回流比R=~；=6\*GB3⑥廠址：徐州地區(qū)設(shè)計(jì)任務(wù)1、完成該精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，包括輔助設(shè)備及進(jìn)出口管路的計(jì)算和選型；2、畫出帶控制點(diǎn)工藝流程圖、x~y相平衡圖、塔板負(fù)荷性能圖、塔板布置圖、精餾塔工藝條件圖；3、寫出該精餾塔的設(shè)計(jì)說明書，包括設(shè)計(jì)結(jié)果匯總和設(shè)計(jì)評(píng)價(jià)。設(shè)計(jì)思路乙醇-水溶液通過離心泵進(jìn)入再沸器中，經(jīng)過加熱接近或達(dá)到泡點(diǎn)后，從底部進(jìn)入填料式精餾塔中，在填料上易揮發(fā)組分乙醇進(jìn)入氣相，而難揮發(fā)組分水進(jìn)入液相。易揮發(fā)組分乙醇通過塔頂管道進(jìn)入冷凝器中，在冷凝器中由于溫度降低乙醇冷凝，為了保證塔頂濃度為含乙醇%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），將冷凝器中的溶液重新回到填料式精餾塔中，重新蒸餾。精餾塔底部的液體回到再沸器中重新加熱至泡點(diǎn)溫度。經(jīng)過重復(fù)多次精餾，在冷凝其中可以得到高純度的乙醇，然后將乙醇通入儲(chǔ)罐中。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成乙醇和水的分離。乙醇—水混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進(jìn)料狀況為汽液混合物q=1送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后，送至儲(chǔ)罐，塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品冷卻后，送入貯罐(附流程圖)。圖1流程示意圖第二部分工藝計(jì)算平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算由相平衡方程（1-1）得：（1-2）查閱相關(guān)資料，常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)如下表表2常溫常壓下乙醇-水的平衡數(shù)據(jù)xyxy由道爾頓分壓定律（1-3）得（1-4）將上表數(shù)據(jù)代入得：序號(hào)12345α序號(hào)678910α則繪制t-x-y圖及x-y圖表3乙醇—水系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/℃乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/℃乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相82根據(jù)上面表中的數(shù)據(jù)繪制乙醇-水的t-x-y相圖，如下：圖2乙醇-水相圖有圖可知：84℃,79℃,100℃精餾段平均溫度：=（+）/2=（84+79）/2=℃提餾段平均溫度：=（+）/2=(84+100)/2=92℃全塔物料衡算查閱相關(guān)文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性參數(shù)表4乙醇-水物性參數(shù)項(xiàng)目數(shù)值天處理原料能力F=30t/天質(zhì)量分?jǐn)?shù)ωF=ωD=ωW=分子量M乙醇=kmolM水=kmol進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)F：進(jìn)料量（kmol/h）：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)。下同）D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h）：塔頂組成W：塔底殘液流量（kmol/h）：塔底組成根據(jù)公式：（1-5）原料液乙醇的摩爾組成=塔頂產(chǎn)品乙醇的摩爾組成=塔底殘夜乙醇的摩爾組成=平均摩爾質(zhì)量根據(jù)公式可得：（1-6）原料液的平均摩爾質(zhì)量：餾出液的平均摩爾質(zhì)量：塔釜?dú)堃旱钠骄柫浚喝锪虾馑悖哼M(jìn)料量：F=30噸/天=全塔物料衡算式：F=D+W解之得：D=kmol/h，W=h表5物料衡算表項(xiàng)目數(shù)值進(jìn)料流量F，kmol/h塔頂產(chǎn)品流量D，kmol/h塔釜?dú)堃毫髁縒，kmol/h進(jìn)料組成，xF(摩爾分?jǐn)?shù)）塔頂產(chǎn)品組成，xD(摩爾分?jǐn)?shù)）塔釜?dú)堃航M成，xW(摩爾分?jǐn)?shù)）最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的確定最小回流比平衡線方程因?yàn)樗韵嗥胶夥匠蹋号蔹c(diǎn)進(jìn)料：最小回流比：確定最適操作回流比R因?yàn)樗匀崃亢馑阋亚蟮茫?8℃100℃80℃=℃=92℃溫度下:EQ=kJ/(kmol·K)=EQkJ/(kmol·K)==kJ/(kmol·K)溫度下：=(kmol·K)=EQkJ/(kmol·K)=EQ=kJ/(kmol·K)溫度下：=kg；=kg；==kJ/kg（1）0℃時(shí)塔頂氣體上升的焓塔頂以0℃為基準(zhǔn)， ==kJ/h（2）回流液的焓78℃溫度下EQ=kJ/(kmol·K)=EQkJ/(kmol·K)==kJ/(kmol·K)=kJ/h（3）塔頂餾出液的焓因餾出口與回流口組成一樣，所以=kJ/h（4）冷凝器消耗的焓EQ=kJ/h（5）進(jìn)料口的焓溫度下：=(kmol·K)；=EQ(kmol·K)； =EQ=所以=塔底殘液的焓==EQkJ/(kmol·K)（7）再沸器塔釜熱損失為10%，則η=設(shè)再沸器損失能量，加熱器的實(shí)際熱負(fù)荷=++=h求理論板數(shù)及加料精餾段：精餾段操作線方程：提餾段：提餾段操作線方程：(1-12)理論板數(shù)及加料板位置精餾段：由平衡線方程的：與聯(lián)立已知y1=xD=x1=依次類推，可得：x1y1x2y2x3y3x4y4x5y5x6y6由于x3=>xF=x4=<xq=所以在第3和第4塊塔板之間進(jìn)料。提餾段由平衡線方程的：與聯(lián)立依次類推：x6=y6=x7=y7=x8=y8=x9=y9=x10=y10=x11=y11=x12=y12=x13=y13=x14=y14=x15=y15=x16=y16=x17=y17=由于X17=<xw=綜上總共有17塊塔板，其中精餾段塔板數(shù)為4塊，提餾段為12塊塔板，第5塊塔板為進(jìn)料板。填料高度計(jì)算由于采用的是25mm鋼制拉西環(huán)，所以壓力降取ΔP=m,等板高度HEPT=。填料塔總板數(shù)N=17所以，填料總高度為精餾段填料高度為提餾段填料塔高度為壓力降計(jì)算精餾塔的總壓降精餾段的壓降提餾段的壓降由于是采用的常壓操作，所以頂部壓強(qiáng)為常壓，即進(jìn)料口處壓強(qiáng)為塔底的壓強(qiáng)為精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算表6乙醇-水在不同溫度下的密度溫度℃=79=100=84塔頂條件下的流量和物性參數(shù)=×+×=kmol=g=mL=kg/m3=kg/m3=×=h=h進(jìn)料條件下的流量和物性參數(shù)=×+×=kmol=kg/m3=g=mL=kg/m3=×=h精餾段：EQ=h提餾段：=h塔底條件下的流量和物性參數(shù)=×+×=kg/kmol=kg/m3=g=mL=kg/m3=×=h=h精餾段的流量和物性參數(shù)=kg/m3=kg/m3=h=h提餾段的流量和物性參數(shù)=kg/m3=kg/m3=h=h6.體積流量塔頂：進(jìn)料：塔底：精餾段：提餾段：表7不同溫度下乙醇-水黏度（mPa·s）溫度℃20406080100QUOTE乙醇全塔的平均溫度：=89℃乙醇：QUOTE乙醇=mPa·s水：=mPa·s因?yàn)樗?，mPa·smPa·smPa·s全塔液體平均黏度：mPa·s由于全塔效率=實(shí)際塔板數(shù)：=36塊（不含塔釜）第三部分塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)氣液體積流量精餾段的氣液體積流量由圖2乙醇-水相圖可知，td=78℃(塔頂?shù)谝粔K板)tf=80℃(加料版)tw=100℃(塔底)xF=,xD=由相圖查得yF=，yD=,由公式可得MVF=mol，MVF=mol精餾段的平均溫度：提餾段的平均溫度：表8精餾段溶液參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)位置進(jìn)料板塔頂?shù)谝粔K板摩爾分?jǐn)?shù)xF=xD=yF=yD=摩爾質(zhì)量kg/molMF=MD=MVF=MVD=溫度/℃8078液相平均摩爾質(zhì)量：液相平均溫度：表9乙醇和水的密度溫度（℃）2030405060708090100110乙醇的密度（kg/m3)795785777765755746735730716703水的密度（kg/m3)951在平均溫度為時(shí)用內(nèi)插法求得：水的密度乙醇的密度液相平均密度為精餾段的液相負(fù)荷由所以：（1-14）其中，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)則：所以精餾段塔頂壓強(qiáng)若取單板壓降為，則：進(jìn)料板壓強(qiáng)：氣相平均壓強(qiáng)：氣相平均摩爾質(zhì)量：氣相平均密度：氣相負(fù)荷：表10精餾段的負(fù)荷名稱氣相液相平均摩爾質(zhì)量kg/kmol平均密度kg/m3800體積流量m3/h提餾段的氣液體積流量由圖2乙醇-水相圖可知，td=℃(塔頂?shù)谝粔K板)tf=℃(加料版)tw=℃(塔底)xF=,xW=由相圖查得yF=，yW=,由公式（1-6）可得MVF=mol，MVF=mol表11提餾段溶液參數(shù)位置進(jìn)料板塔釜摩爾分?jǐn)?shù)xF=xW=yF=yW=摩爾質(zhì)量kg/molMF=MW=MVF=MVW=溫度/℃采用與精餾段相同的計(jì)算方法可以得到提餾段的氣液相負(fù)荷表12精餾段的負(fù)荷名稱氣相液相平均摩爾質(zhì)量kg/kmol平均密度kg/m3體積流量m3/h塔徑計(jì)算塔徑初步估算圖3填料塔泛點(diǎn)氣速及氣體壓力降計(jì)算用關(guān)聯(lián)圖根據(jù)流量公式可計(jì)算塔徑，即 (1)精餾段=由圖查得縱坐標(biāo)為已知填料因子精餾段平均溫度：===79℃,水的密度·s泛點(diǎn)氣速泛點(diǎn)速率經(jīng)驗(yàn)值，取空塔氣速為50%，則u=×=s(2)提餾段：由圖查得縱坐標(biāo)為已知填料因子提餾段平均溫度：==90℃,水的密度·s泛點(diǎn)速率經(jīng)驗(yàn)值，取空塔氣速為50%，則u=×=s

圓整后：全塔塔徑為650mm第四部分換熱器換熱器的初步選型熱負(fù)荷QC=(R+1)D(IVD-ILD)=(R+1)DMDrD=×105kcal/h。取冷卻水的進(jìn)口溫度為32℃，出口溫度為38℃，則換熱平均溫差tm=℃，取換熱系數(shù)K=350w/m2℃，則所需換熱面積：S=×105×103×/(3600×350×=m2選擇型號(hào)：標(biāo)準(zhǔn)系列JB1145-73Fg20（單程）熱負(fù)荷QB=(R+1)DMBrB=×106kJ/h。取導(dǎo)熱油進(jìn)口溫度為260℃，出口溫度為250℃，則換熱平均溫差tm=℃，取換熱系數(shù)K=500w/m2℃；則所需換熱面積：S=×106×103/(3600×500×=m2選擇型號(hào)：標(biāo)準(zhǔn)系列JB1145-73Fg20（單程）塔頂冷凝器的設(shè)計(jì)公用工程：循環(huán)冷卻水：進(jìn)口溫度32℃，出口溫度38℃；導(dǎo)熱油：進(jìn)口溫度260℃，出口溫度250℃表13不同流體的K值推薦高溫流體低溫流體K值推薦/kcal/m2·h·℃有機(jī)蒸汽水350-650高沸點(diǎn)碳?xì)浠衔镎羝?50-850有機(jī)蒸汽與水蒸汽混合物水400-750油汽蒸汽水350-450水蒸氣水1500-2500甲醇蒸汽水450-550選擇水蒸氣-水循環(huán)系統(tǒng)，選擇換熱器，具體參數(shù)見下表表14換熱器參數(shù)外殼直徑D/mm500公稱壓力P/Mpa公稱面積A/m257管程數(shù)Np2管子排列方式正方形管子尺寸/mmΦ25╳管長(zhǎng)l/m3管數(shù)NT/根248管心距t/mm32圖4換熱器工藝尺寸圖表15塔頂冷凝器設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表項(xiàng)目數(shù)值備注換熱器類型—固定管板式換熱器面積57m2—管程流體—冷卻水殼程流體—塔頂汽相管程流速s—?dú)こ塘魉賡—外殼直徑500mm—管程數(shù)—雙程管子長(zhǎng)度管子尺寸Φ25╳正方形排列折流板型式—弓形折流板折流板間距200mm—?dú)こ虊航怠艹虊航怠谖宀糠志s塔工藝條件塔內(nèi)其他構(gòu)件從塔頂只冷凝器的蒸汽導(dǎo)管，尺寸必須適合，以免產(chǎn)生過大壓降，特別在減壓過程中，過大壓降會(huì)影響塔德真空度。操作壓力為常壓，蒸汽速度圓整后表16塔頂蒸汽管參數(shù)內(nèi)徑外徑R內(nèi)管重/(kg/m)225120157冷凝器安裝在塔頂時(shí)，回流液在管道中的流速一般不能過高，否則冷凝器高度也要相應(yīng)提高，對(duì)于重力回流，一般取速度為~，本次設(shè)計(jì)取。圓整后 表17回流管參數(shù)內(nèi)徑外徑R內(nèi)管重/(kg/m)50120150本次加料選用泵加料，所以由泵輸送時(shí)可取~s，本次設(shè)計(jì)取=s。圓整后表18進(jìn)料管參數(shù)內(nèi)徑外徑R內(nèi)管重/(kg/m)50120150塔釜流出液體的速度一般可取~s，本次設(shè)計(jì)取。圓整后表19塔頂蒸汽管參數(shù)內(nèi)徑外徑R內(nèi)管重/(kg/m)50120150除沫器用于分離塔頂出口氣體中所夾帶的液滴，以降低有價(jià)值的產(chǎn)品的損失，并改善塔后動(dòng)力設(shè)備的操作。近年來，在國(guó)內(nèi)石油化工設(shè)備中，廣泛應(yīng)用絲網(wǎng)除沫器。除沫器的直徑取決于氣體量及選定的氣體速度。影響氣體速度的因素很多，如霧沫夾帶量，氣、液體的密度，液體的表面張力和粘度以及絲網(wǎng)的比表面積等。其中，氣體和液體的密度對(duì)氣體速度的影響最大。氣速計(jì)算式中K－－常數(shù)，?。唬敋怏w和液體密度（kg/m）除沫器直徑計(jì)算：采用蓬頭式噴淋器。選此裝置的目的是能使填料表面很好地潤(rùn)濕，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造和維修方便，噴灑比較均勻，安裝簡(jiǎn)單。（1）回流液分布器流量系數(shù)取~，本次設(shè)計(jì)取，推動(dòng)力液柱高度H取。則小孔中液體流速小孔輸液能力由Q=得小孔總面積所以，小孔數(shù)，即為86個(gè)小孔。式中，d－－小孔直徑，一般取4~10mm，本設(shè)計(jì)取4mm。噴灑器球面中心到填料表面距離計(jì)算式中r－－噴灑圓半徑，－－噴灑角，即小孔中心線與垂直軸線間的夾角，（2）進(jìn)料液分布器采用蓮蓬頭由前知W=s取d=4mm，，即為28個(gè)小孔。蓮蓬頭的直徑范圍為液體在亂堆填料層內(nèi)向下流動(dòng)時(shí)，有偏向塔壁流動(dòng)的傾向，偏流往往造成塔中心的填料不被潤(rùn)濕。塔徑越小，對(duì)應(yīng)于單位截面積的周邊越長(zhǎng)，這種現(xiàn)象越嚴(yán)重。為將流動(dòng)塔壁處的液體重新匯集并引向塔中央?yún)^(qū)域，可在填料塔層內(nèi)每隔一定高度設(shè)置液體再分布器，每段填料層的高度因填料種類而定，對(duì)鮑爾環(huán)，可為塔徑的5~10倍，但通常不超過6m。此次設(shè)計(jì)填料層的高度選塔徑的5倍，故每處裝一個(gè)再分布器。選取截錐式再分布器，因其適用于直徑以下的小塔。本次設(shè)計(jì)選用分塊式氣體噴射式支撐板。這種設(shè)計(jì)板可提供100%的自由截面，波形結(jié)構(gòu)系統(tǒng)承載能力好，空隙率大，宜于1200mm以下的塔。在波形內(nèi)增設(shè)加強(qiáng)板，可提高支撐板的剛度。他的最大液體負(fù)荷為145，最大承載能力為40kPa，由于本塔較高，故選此板。表20分塊式氣體噴射式支撐板的設(shè)計(jì)參考數(shù)據(jù)塔徑D/(mm)板外徑D/mm分塊數(shù)近似重量/N300294228表21支撐圈尺寸塔徑/(mm)圈外徑/(mm)圈內(nèi)徑/(mm)厚度/(mm)重量/N3002972573料液在釜內(nèi)停留15min，裝料系統(tǒng)取。塔底高（h）：塔徑（d）=1:2塔底液料量塔底體積因?yàn)椋运捻敳靠臻g高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭切線的距離。為了減少塔頂出口氣體中夾帶的液體量，頂部空間一般取~，本設(shè)計(jì)取。手孔是指手和手提燈能伸入的設(shè)備孔口，用于不便進(jìn)入或不必進(jìn)入設(shè)備即能清理、檢查或修理的場(chǎng)合。手孔又常用作小直徑填料塔裝卸填料之用，在每段填料層得上下方各設(shè)置一個(gè)手孔。由于塔徑為，所以手孔可設(shè)計(jì)為直徑為大小的圓孔。塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形?？紤]到工藝中采用直立式再沸器，裙座高度取,,表22精餾塔各部分高度單位：mm塔頂塔釜鞍式支座填料層高度塔釜法蘭高122017803006000200噴淋高度塔頂接管高度噴夾彎曲半徑進(jìn)料口噴頭上方高次設(shè)計(jì)的填料塔的實(shí)際高度為：H=1220+1780+300+6000+200+174+150+90+200=10114mm精餾塔配管尺寸的計(jì)算塔頂汽相出口流速uv與塔的操作壓力有關(guān)，常壓可取12~20m/s，減壓可取20~30m/s。選擇常壓20m/s根據(jù)國(guó)標(biāo)管徑規(guī)格向上圓整，塔頂汽相管徑dp=150mm，塔頂汽相管型號(hào)選擇DN150回流量前已算出，自回流的流速范圍為~s；若用泵輸送回流液，流速uR可取1~m/s。采用自回流，流速取s根據(jù)國(guó)標(biāo)管徑規(guī)格向上圓整，回流液管徑dR=4