化工原理填料精餾塔課程設計

1、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 1 第一章流程的確定和說

2、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(guān)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)其他構(gòu)件 223.3.1.接管管徑的計算和選擇

3、 223.3.2.除沫器 243.3.3.液體分布器 25液體再分布器 26填料支撐板的選擇 26塔釜設計 27塔的頂部空間高度 27手孔的設計 27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

4、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，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

5、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

6、設計及相關(guān)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

7、；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

8、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)操作壓力精餾操作按操作壓力可分為常壓

9、，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。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(guān)系丙酮（mol分率）溫度丙

10、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0.000.00100.00.200.81562.10.800.89858.20.010.25392.70.300.83061.00.900.93557.50.020.42586.50.400.83960.40.950.96357.00.050.62475.80.500.84960.01.001.0056.130.100.75566.50.600.85959.70.150.79863.40.700.87459.0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組成物料衡算1. 物料衡算圖（如

11、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=130.99kmol/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）

12、=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 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

13、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=0.16×13

14、0.99=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/h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

15、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·K)； =76.04kJ/(kmol·K)；=135.91×0.882+76.04×(1-0.882) =

16、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： =58×0.882+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

17、5;128.82×57.63+151.95×794.93×53.28 =7563731.70kJ/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=154971.83kJ/h（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=972380

18、.73kJ/h（4）冷凝器消耗的焓=7563731.70-154971.83-972380.73=6436379.14kJ/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=1745395.23kJ/h(6)塔底殘液的焓 =156.37×101.09×81.86=1293997.31kJ/h（7）再沸器塔釜熱損失為1

19、0%，則=0.9設再沸器損失能量 ， 加熱器的實際熱負荷 =6436379.14+1293997.31+972380.73-1745397.23=6957359.95=7730399.94kJ/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/1745395.236436379.14972380.731293997.317730399.94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

20、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（mPa·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

21、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=81.860.6960.970=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=

22、1.1607mL/g=0.8616g/mL=861.6=34.8×151.95=5287.86kg/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

23、.9665=853.55=4111.767kg/h=8343.139kg/h6.體積流量塔頂：進料：塔底：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(shù)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(shù)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(shù)、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

24、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25×25×2.5mm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：=

25、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(guān)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

26、，；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)

27、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·）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

28、，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，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·)，=513

29、kcal/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

30、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/(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

31、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)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

32、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) ，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

33、，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

34、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?？紤]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1200232430033122

35、00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58.50