化工原理填料精餾塔課程設計

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上設計任務書一、設計題目 丙酮-水連續(xù)精餾塔設計 二、設計條件處理量10000kg/h，進料含丙酮70%塔頂操作壓力常壓（絕壓），飽和液體進料填料塔精餾設計塔頂產(chǎn)品丙酮濃度不低于96%（質(zhì)量分率） 塔底釜液丙酮不高于10%（質(zhì)量分率）三、設計任務書的要求1.目錄2.緒論（簡述選取的設計方案依據(jù)、主要設備的特征與比較）3.設備的物料計算4.設備的熱量計算5.設備的工藝計算6.設備的結(jié)構(gòu)計算7.流體阻力的校核8.輔助設備的選型9.結(jié)束語（對本設計的評價、建議）10.參考文獻四、設計圖紙內(nèi)容 1.操作裝置的工業(yè)流程圖（3#圖紙） 2.主要設備的結(jié)構(gòu)裝配圖（2#圖紙）目 錄緒論

2、 1 第一章流程的確定和說明 2 一加料方式 2 二進料狀況 2 三塔頂冷凝方式 2 四回流方式 2 五加熱方式 3 六加熱器 3 第二章精餾塔的設計計算 4 一操作條件與基礎數(shù)據(jù) 4 2.1.1. 操作壓力 4 2.1.2.氣液平衡關系及平衡數(shù)據(jù) 4 二精餾塔的工藝計算 5 2.2.1.物料橫算 5 2.2.2.熱量衡算 8 2.2.3.理論塔板數(shù)的計算 11三精餾塔主要尺寸的設計計算 132.3.1.精餾塔設計的主要依據(jù)和條件 132.3.2.塔徑設計計算 152.3.3.填料層高度設計計算 18專心-專注-專業(yè)第三章附屬設備及主要附件的選型計算 21一冷凝器 21二再沸器 22三塔內(nèi)其他

3、構(gòu)件 223.3.1.接管管徑的計算和選擇 223.3.2.除沫器 243.3.3.液體分布器 253.3.4液體再分布器 263.3.5填料支撐板的選擇 263.3.6塔釜設計 273.3.7塔的頂部空間高度 273.3.8手孔的設計 273.3.9裙座的設計 27 四精餾塔高度計算 28第四章設計結(jié)果的自我總結(jié)與評價 29一精餾塔主要工藝尺寸與主要設計參數(shù)匯總表 29二設計結(jié)果的自我總結(jié)與評價 29附錄 31一 符號說明 31二 參考文獻 32緒 論在化學工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設備必不可少。塔設備就是使氣液成兩相通過精密接觸達到相際傳質(zhì)和

4、傳熱目的的氣液傳質(zhì)設備之一。塔設備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔，在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔與浮閥塔。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)設備。填料塔的塔身是一直立式圓筒，底部裝有填料支承板，填料以亂堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安裝填料壓板，以防被上升氣流吹動。液體從塔頂經(jīng)液體分布器噴淋到填料上，并沿填料表面流下。氣體從塔底送入，經(jīng)氣體分布裝置（小直徑塔一般不設氣體分布裝置）分布后，與液體呈逆流連續(xù)通過填料層的空隙，在填料表面上，氣液兩相密切接觸進行傳質(zhì)。填料塔屬于連續(xù)接觸式氣液傳質(zhì)設備，兩相組成沿塔高連續(xù)變化

5、，在正常操作狀態(tài)下，氣相為連續(xù)相，液相為分散相。 當液體沿填料層向下流動時，有逐漸向塔壁集中的趨勢，使得塔壁附近的液流量逐漸增大，這種現(xiàn)象稱為壁流。壁流效應造成氣液兩相在填料層中分布不均，從而使傳質(zhì)效率下降。因此，當填料層較高時，需要進行分段，中間設置再分布裝置。液體再分布裝置包括液體收集器和液體再分布器兩部分，上層填料流下的液體經(jīng)液體收集器收集后，送到液體再分布器，經(jīng)重新分布后噴淋到下層填料上。 填料塔具有生產(chǎn)能力大，分離效率高，壓降小，持液量小，操作彈性大等優(yōu)點。填料塔也有一些不足之處，如填料造價高；當液體負荷較小時不能有效地潤濕填料表面，使傳質(zhì)效率降低；不能直接用于有懸浮物或容易聚合的物

6、料；對側(cè)線進料和出料等復雜精餾不太適合等。本次課程設計就是針對丙酮-水體系而進行的常壓二元填料精餾塔的設計及相關設備選型。由于數(shù)據(jù)有限，本次填料選取數(shù)據(jù)較為完整的陶瓷拉西環(huán)。第一章 流程的確定及說明一.加料方式加料方式有兩種：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速，通過重力加料，可以節(jié)省一筆動力費用，但由于多了高位槽，建設費用相應增加；采用泵加料，受泵的影響，流量不太穩(wěn)定，流速也忽大忽小，從而影響了傳質(zhì)效率，但結(jié)構(gòu)簡單，安裝方便。如果采用自動控制泵來控制泵的流量和流速，其控制原理較復雜，且設備操作費用高。本設計采用高位槽進料。二.進料狀況進料狀況一般

7、有冷液進料和泡點進料。對于冷液進料，當組成一定時，流量一定，對分離有利，省加熱費用，但其受環(huán)境影響較大；而泡點進料時進料溫度受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點進料時，基于恒摩爾流假定，精餾段和提鎦段的塔徑基本相等，無論是設計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易。綜合考慮，設計上采用泡點進料。三.塔頂冷凝方式塔頂冷凝采用全凝器，塔頂出來的氣體溫度不高，用水冷凝。四.回流方式回流方式可分為重力回流和強制回流。對于小塔型，回流冷凝器一般安裝在塔頂，其優(yōu)點是回流冷凝器無需支撐結(jié)構(gòu)，其缺點是回流冷凝器回流控制較難。如果需要較高的塔處理量或塔板數(shù)較多時，回流冷凝器

8、不適合于塔頂安裝，且塔頂冷凝器不易安裝、檢修和清理。在此情況下，可采用強制回流，塔頂上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次設計為小型塔，故采用重力回流。五.加熱方式加熱方式分為直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱，直接蒸汽加熱時蒸汽直接由塔底進入塔內(nèi)，由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下塔底蒸汽對回流液有稀釋作用，使理論塔板數(shù)增加，費用增加。間接蒸汽加熱時通過加熱器使釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論板數(shù)，缺點是增加加熱裝置。本次設計采用間接蒸汽加熱。六.加熱器采用U型管蒸汽間接加熱器，用水蒸氣作加熱劑。因為塔較小，可將加熱器放在塔內(nèi)，即再沸器。這樣釜液部分汽化，維持了原有濃

9、度，減少理論塔板數(shù)。第二章 精餾塔的設計計算一.操作條件及基礎數(shù)據(jù)2.1.1操作壓力精餾操作按操作壓力可分為常壓，加壓和減壓操作，精餾操作中壓力影響非常大。當壓力增大時，混合液的相對揮發(fā)度將減小，對分離不利；當壓力減小時，相對揮發(fā)度將增大，對分離有利。由于丙酮-水體系對溫度的依賴性不強，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓101.325kPa。2.1.2汽液平衡時，x、y、t數(shù)據(jù)理想系統(tǒng)Antoine方程式中:在溫度T 時的飽和蒸汽壓 mmHg；T溫度 ,；A、B、CAntoine 常數(shù)表2-1-2 丙酮的Antoine 常數(shù)名稱ABC丙酮6.356471277.03237.23

10、水7.074061657.46227.02非理想系統(tǒng)表2-1-2 常壓下丙酮-水氣液平衡與溫度關系丙酮（mol分率）溫度丙酮(mol分率)溫度丙酮（mol分率）溫度液相氣相液相氣相液相氣相0.000.00100.00.200.81562.10.800.89858.20.010.25392.70.300.83061.00.900.93557.50.020.42586.50.400.83960.40.950.96357.00.050.62475.80.500.84960.01.001.0056.130.100.75566.50.600.85959.70.150.79863.40.700.87459

11、.0得出丙酮水的溫度-組成相圖如下三 精餾工藝計算釜液流量W組成餾出液流量D組成進料流量F組成2.2.1物料衡算1. 物料衡算圖（如圖） 2物料衡算已知：=10000kg/h， 質(zhì)量分數(shù)：=70%, =96.0%, =10.0% =58.08kg/kmol, =18.02kg/kmol進料液、餾出液、釜殘液的摩爾分數(shù)分別為、： = = =進料平均相對分子質(zhì)量:=0.420×58+(1-0.420)×18=34.8kg/kmol原料液： F=287.36kmol/h總物料： F=W+D （1）易揮發(fā)組分： F=D+W （2）由（1）、（2）代入數(shù)據(jù)解得： D=130.99km

12、ol/h W=156.37kmol/h塔頂產(chǎn)品的平均相對分子質(zhì)量： =58×0.882+18×（1-0.882）=53.28kg/kmol塔頂產(chǎn)品質(zhì)量流量： =D=53.28×130.99=6976.74kg/h塔釜產(chǎn)品平均相對分子質(zhì)量： =58×0.033+18×（1-0.033）=19.32kg/kmol塔釜產(chǎn)品質(zhì)量流量： =W=156.37×19.32=3021.06kg/h3.物料衡算結(jié)果表2-2-1(1) 物料衡算結(jié)果表塔頂出料塔底出料進料質(zhì)量流量/（kg/h）6976.743021.0610000質(zhì)量分數(shù)/%961070

13、摩爾流量/(kmol/h)130.99156.37287.36 摩爾分數(shù)/%88.23.342.04.塔頂氣相、液相，進料和塔底的溫度分別為：、查表2-1-2（1），用內(nèi)插法算得：塔頂： 57.63 58.50塔釜： 81.86進料： 60.32精餾段平均溫度： =59.41提餾段平均溫度： =71.095.平均相對揮發(fā)度在溫度下丙酮和水的飽和蒸汽壓分別為：精餾段： =59.41 提餾段： =71.09將分別代入得：6.回流比的確定由于是泡點進料，=0.420=0.8758= 0.014該種方法算得最小回流比太小，不適用。舍去。從同組同學數(shù)據(jù)中得到最小回流比R=0.08969一般操作回流比取最

14、小回流比的1.12倍，本設計取1.8倍。即R=1.8=1.80.08969=0.16 L=R·D=0.16×130.99=20.96kmol/h =L+q·F=20.96+1×287.36=308.32kmol/h =V=（R+1）D=（0.16+1）×130.99=151.95kmol/h2.2.2熱量衡算1. 熱量示意圖（圖略）2. 加熱介質(zhì)的選擇常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣。飽和水蒸氣是一種應用最廣泛的加熱劑。由于飽和水蒸氣冷凝時的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽壓力控制加熱溫度。燃料燃燒所排放的煙道氣溫度可達1001000，適合于高溫

15、加熱。煙道氣的缺點是比熱容及傳熱系數(shù)較低，加熱溫度控制困難。本設計選用300kPa（溫度為133.3）的飽和水蒸氣做加熱介質(zhì)。水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不但成本會相應降低，塔結(jié)構(gòu)也不會復雜。3. 冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣，應因地制宜地加以選用。受當?shù)貧鉁叵拗?，冷卻水一般為1025.如需冷卻到較低溫度，則需采用低溫介質(zhì)，如冷凍鹽水、氟利昂等。本次設計選用25的冷卻水，選升溫10，即冷卻水的出口溫度為35。4. 熱量衡算已求得：57.63 58.50 81.86 60.32精餾段平均溫度： =59.14提餾段平均溫度： =71.09溫度下: =135.91kJ/(kmol

16、83;K)； =76.04kJ/(kmol·K)； =135.91×0.882+76.04×(1-0.882) =128.82kJ/(kmol·K)；溫度下： =140.77kJ/(kmol·K)； =76.27kJ/(kmol·K)； =140.77×0.033+76.27×(1-0.033) =78.40kJ/(kmol·K)溫度下： =525kJ/kg； =2812.5kJ/kg； =525×0.882+2812.5×（1-0.882） =794.93kJ/kg塔頂： =58&#

17、215;0.882+18×(1-0.882) =53.28kg/kmol（1）0時塔頂氣體上升的焓塔頂以0為基準， =151.95×128.82×57.63+151.95×794.93×53.28 =.70kJ/h（2）回流液的焓58.50溫度下： =135.88kJ/(kmol·K)； =75.99kJ/(kmol·K)； =135.88×0.882+75.99×(1-0.882) =128.81kJ/(kmol·K)= 20.96×128.81×57.40=.83kJ/h

18、（3）塔頂餾出液的焓因餾出口與回流口組成一樣，所以=130.99×128.81×57.63=.73kJ/h（4）冷凝器消耗的焓=.70-.83-.73=.14kJ/h（5）進料口的焓溫度下：=135.81kJ/(kmol·K)； =75.95kJ/(kmol·K)； =135.81×0.42+75.95×(1-0.42) =101.09kJ/(kmol·K)所以 =287.36×101.09×60.32=.23kJ/h(6)塔底殘液的焓 =156.37×101.09×81.86=.31

19、kJ/h（7）再沸器塔釜熱損失為10%，則=0.9設再沸器損失能量 ， 加熱器的實際熱負荷 =.14+.31+.73-.23=.95=.94kJ/h（8）熱量衡算結(jié)果表2-2-2（1） 熱量衡算表項目進料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱/101.09128.81101.09熱量Q/.23.14.73.31.942.2.3理論塔板數(shù)計算1.板數(shù)計算本次設計采用圖解法精餾段操作線方程： 提餾段操作線方程：因為飽和液體進料（即泡點進料），所以q=1. 圖2-2-3 理論板數(shù)圖解法（不含再沸器） 進料板 精餾段2.9塊，提餾段1.9塊。2.塔板效率表2-2-3（1） 不同溫度下丙酮-水黏度（mP

20、a·s）溫度50607080901000.260.2330.2150.1980.1850.1710.54940.4700.4060.3550.3150.283全塔的平均溫度：=59.75， 由表2-2-3（1），利用內(nèi)插法計算得：丙酮： 0.234 mPa·s水： 0.477 mPa·因為所以， mPa·s mPa·s mPa·s全塔液體平均黏度： mPa·s三.精餾塔主要尺寸的設計計算2.3.1.精餾塔設計的主要依據(jù)和條件表2-3-1（1）丙酮-水在不同溫度下的密度溫度=57.630.7420.987=81.860.696

21、0.970=60.320.7360.983見化工原理書附錄五P361及附錄三P3591. 塔頂條件下的流量和物性參數(shù)=58×0.882+18×(1-0.882)=53.28kg/kmol=1.3343mL/g=0.7495g/mL=749.5=1.963=53.28×151.95=8095.896kg/h=1116.749kg/h2. 進料條件下的流量和物性參數(shù)=58×0.42+18×(1-0.42)=34.8kg/kmol=1.2718=1.1607mL/g=0.8616g/mL=861.6=34.8×151.95=5287.86k

22、g/h精餾段：=729.408kg/h提餾段：=10729.536kg/h3. 塔底條件下的流量和物性參數(shù)=58×0.033+18×(1-0.033)=19.32kg/kmol=0.6612=1.0443mL/g=0.9576g/mL=957.6=19.32×151.95=2935.674kg/h=5956.742kg/h4. 精餾段的流量和物性參數(shù)=1.6174=805.55=6691.878kg/h=923.0785kg/h5. 提餾段的流量和物性參數(shù)=0.9665=853.55=4111.767kg/h=8343.139kg/h6.體積流量塔頂：進料：塔底：

23、精餾段：提餾段：2.3.2.塔徑設計計算1.填料選擇填料塔內(nèi)所用的填料應根據(jù)生產(chǎn)工藝技術的要求進行選擇，并對填料的品種、材質(zhì)及尺寸進行綜合考慮，應盡量選用技術資料齊全，使用性能成熟的新型塔填料。對性能相近的填料，應根據(jù)它們的特點進行技術、經(jīng)濟評價，使所選用的填料既能滿足生產(chǎn)要求，又能使設備的投資和操作費用最低或較低。填料是填料塔中汽液接觸的基本構(gòu)件，其性能的優(yōu)劣是決定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的選擇是填料塔設計的重要環(huán)節(jié)。對填料的基本要求有比表面積和孔隙率較大，堆積密度較小，有足夠的機械強度，有良好的化學穩(wěn)定行及液體的濕潤性，價格低廉等。根據(jù)現(xiàn)有數(shù)據(jù)，本設計選用25×25

24、×2.5mm瓷質(zhì)亂堆拉西環(huán)填料。2.塔徑設計計算表2-3-2（1）填料尺寸性能填料名稱（）堆積個數(shù)n（）堆積密度()比表面a（）空隙率（%）金屬鮑爾環(huán)490005051900.78根據(jù)流量公式可計算塔徑，即(1)精餾段=0.006由圖查得縱坐標為 已知填料因子精餾段平均溫度： =59.14 =805.55, 0.366mPa·s泛點氣速 對于散裝填料，其泛點速率經(jīng)驗值，取0.7，則u=0.7×2.081=1.457m/s圓整后：塔徑為1.00m(2)提餾段：=0.068由圖查得縱坐標為 已知填料因子提餾段平均溫度： =853.55, 0.366mPa·s

25、泛點氣速 對于散裝填料，其泛點速率經(jīng)驗值，取0.7，則u=0.7×1.959=1.3713m/s圓整后：塔徑為0.6m(3)全塔塔徑圓整后：全塔塔徑為1.0m圖2-3-2 填料塔泛點氣速及氣體壓力降計算用關聯(lián)圖2.3.3.填料層高度設計計算1.等板高度設計計算查表可得HETP=0.46所以填料層高度H=0.46×4.8=2.208用上述方法計算出填料層高度后，還應留出一定安全系數(shù)。根據(jù)設計經(jīng)驗，填料層的設計高度一般為，本次取。設計時的填料高度，；工藝計算時得到的填料高度，；2. 填料層壓強降計算（1） 精餾段動能因子 液體負荷 用精餾段動能因子F查出液體負荷為10和20的每

26、米填料層壓降分別為0.22和0.25，算出為10.53時的每米填料層壓降為0.2216kPa/m。則精餾段的壓降： （2） 提餾段液體負荷 用提餾段動能因子F查出液體負荷為5和10的每米填料層壓降分別為0.166和0.179，算出為5.59時的每米填料層壓降為0.168kPa/m。則提餾段的壓降： 全塔填料層總壓降： 3.填料層持液量的計算（1）精餾段由上可知：動能因子 ，液體負荷 由分別和的持液量值，利用內(nèi)插法求得為時的值為（2）提餾段由上可知：動能因子 ，液體負荷 由分別和的持液量值，利用內(nèi)插法求得為時的值為表2-3-2（2） 精餾段提餾段各參數(shù)精餾段提餾段全塔氣體動能因子F/（m/s&#

27、183;）1.8531.348每米填料層壓降0.22160.168填料壓降p/kPa0.43220.22020.6524填料層高度Z/m1.3340.8742.208持液量第三章附屬設備及主要附件的選型計算一冷凝器 本次設計冷凝器選用殼程式冷凝器。對于蒸餾塔的冷凝器，一般選用列管式、空氣冷凝螺旋板式換熱器。因本次設計冷熱流體溫差不大，所以選用管殼式冷凝器，被冷凝氣體走管間，以便于及時排出冷凝液。 冷凝水循環(huán)與氣體方向相反，即逆流式。當氣體流入冷凝器時，使其液膜厚度減薄，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費用。沈陽最熱月平均氣溫t=25。冷卻劑用深井水，冷卻水出口溫度一般不超過40，否則易結(jié)垢

28、，取=38。泡點回流溫度1.計算冷卻水流量 kg/h2.冷凝器的計算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方式 =27.75 操作彈性為1.2， 表3-1公稱直徑/mm管程數(shù)管子數(shù)量管長/mm換熱面積公稱壓力MPa27338200025標準圖號 JB1145-71-2-39 設備型號 G273-25-3二再沸器選用U型管加熱器，經(jīng)處理后，放在塔釜內(nèi)。蒸汽選擇3.69atm，140的水蒸氣，傳熱系數(shù)K=600kcal/(m·h·)=2520kJ/(m·h·)，=513kcal/kg1. 間接加熱蒸汽量 2. 再沸器加熱面積為再沸器液體入口溫度；為回流汽化為上升蒸汽時

29、的溫度；為加熱蒸汽溫度；為加熱蒸汽冷凝為液體的溫度；用潛熱加熱可節(jié)省蒸汽量從而減少熱量損失三塔內(nèi)其他構(gòu)件3.3.1.接管管徑的計算和選擇1.塔頂蒸汽管從塔頂只冷凝器的蒸汽導管，尺寸必須適合，以免產(chǎn)生過大壓降，特別在減壓過程中，過大壓降會影響塔德真空度。操作壓力為常壓，蒸汽速度 圓整后 表3-3-1（1） 塔頂蒸汽管參數(shù)表內(nèi)徑外徑R內(nèi)管重/(kg/m)7.10注：摘自浮閥塔P197表5-3。2.回流管冷凝器安裝在塔頂時，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提高，對于重力回流，一般取速度為0.20.5m，本次設計取。 圓整后 表3-3-1（2） 回流管參數(shù)表內(nèi)徑外徑R內(nèi)管重/(

30、kg/m)1.11注：摘自浮閥塔P197表5-3。3.進料管本次加料選用泵加料，所以由泵輸送時可取1.52.5m/s，本次設計取=2.0m/s。 圓整后 表3-3-1（3） 進料管參數(shù)表內(nèi)徑外徑R內(nèi)管重/(kg/m)1.11注：摘自浮閥塔P197表5-3。4.塔釜出料管 塔釜流出液體的速度一般可取0.51.0m/s，本次設計取。 圓整后 表3-3-1（4） 塔頂蒸汽管參數(shù)表內(nèi)徑外徑R內(nèi)管重/(kg/m)1.11注：摘自浮閥塔P197表5-3。3.3.2.除沫器除沫器用于分離塔頂出口氣體中所夾帶的液滴，以降低有價值的產(chǎn)品的損失，并改善塔后動力設備的操作。近年來，在國內(nèi)石油化工設備中，廣泛應用絲網(wǎng)

31、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氣體速度的影響最大。氣速計算 式中 K常數(shù)，取0.107； 塔頂氣體和液體密度（kg/m） 除沫器直徑計算：式中，V為氣體體積處理量， 3.3.3.液體分布器采用蓬頭式噴淋器。選此裝置的目的是能使填料表面很好地潤濕，結(jié)構(gòu)簡單，制造和維修方便，噴灑比較均勻，安裝簡單。1. 回流液分布器流量系數(shù)取0.820.85，本次設計取0.82，推動力液柱高度H取0.06m。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) ，

32、即為41個小孔。式中，d小孔直徑，一般取410mm，本設計取4mm。噴灑器球面中心到填料表面距離計算 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. 進料液分布器采用蓮蓬頭由前知W=0.89m/s 取d=4mm， ，即為27個小孔。 蓮蓬頭的直徑范圍為3. 3.4填料支撐板的選擇本次設計選用分塊式氣體噴射式支撐板。這種設計板可提供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)增設加強板，可提高支撐板的剛度。他的最大液體負荷為145，最大承載能力為40kPa，由于本塔較高，故選此板。主要設計參考：表3-3-5（1） 分塊式氣體噴射式

33、支撐板的設計參考數(shù)據(jù)塔徑D/(mm)板外徑D/mm分塊數(shù)近似重量/N300294228注：摘自塔設備設計P268表5-36。表3-3-5（2） 支撐圈尺寸塔徑/(mm)圈外徑/(mm)圈內(nèi)徑/(mm)厚度/(mm)重量/N300297257341.2注：摘自塔設備設計P273表5-41。3.3.5塔釜設計料液在釜內(nèi)停留15min，裝料系統(tǒng)取0.5。塔底高（h）：塔徑（d）=1:2塔底液料量 塔底體積 因為 ， 所以 3.3.6塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?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1.21.5m，本設計取1.2m。3.3.7手孔

34、的設計手孔是指手和手提燈能伸入的設備孔口，用于不便進入或不必進入設備即能清理、檢查或修理的場合。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置一個手孔。3.3.8裙座的設計由于塔徑為，所以手孔可設計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，所以它是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。考慮到工藝中采用直立式再沸器，裙座高度取,四精餾塔高度計算表3-4 精餾塔各部分高度列表 單位：mm塔頂塔釜鞍式支座填料層高度塔釜法蘭高120023243003312200噴淋高度塔頂接管高度噴夾彎曲半徑進料口噴頭上方高度52915090200

35、本次設計的填料塔的實際高度為：H=1200+2324+300+3312+200+529+150+90+200=8305mm第四章設計結(jié)果的自我總結(jié)與評價一 精餾塔主要工藝尺寸與主要設計參數(shù)匯總表表4-1（1）精餾塔主要設計參數(shù)匯總表主要設計參數(shù)名稱塔頂塔底進料精餾段提餾段液相質(zhì)量流量kg/h6976.743021.2610000923.07858343.139質(zhì)量分率%961070摩爾率%88.23.342.0平均分子質(zhì)量kg/kmol53.2819.3234.8液相平均密度749.5957.6861.6805.55853.35氣相平均密度1.9630.66121.27181.61740.9665溫度58.5081.