沈陽(yáng)化工大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)第二章精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算第一章流程確定和說明1第一章流程確定和說明1.1流程的確定和說明1.1.1加料方式高位槽進(jìn)料加料方式有兩種：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，可以減少一筆動(dòng)力費(fèi)用，但是由于多了高位槽，建設(shè)費(fèi)用相應(yīng)增加。采用泵直接加料，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(jiǎn)單，安裝方便。如果采用自動(dòng)控制泵的流量和流速，其控制原理復(fù)雜，且設(shè)備操作費(fèi)用高，本設(shè)計(jì)采用高位槽進(jìn)料。1.1.2進(jìn)料狀況泡點(diǎn)進(jìn)料進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實(shí)際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這主要是由于此時(shí)塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。對(duì)于沈陽(yáng)地區(qū)來(lái)說，存在較大溫差，綜合分析，采用泡點(diǎn)進(jìn)料。1.1.3塔頂冷凝方式采用全凝器，使用水冷凝1.1.4回流方式重力回流回流方式有重力回流和強(qiáng)制回流。對(duì)于小型塔，一般安裝在塔頂優(yōu)點(diǎn)是無(wú)需支撐結(jié)構(gòu)，缺點(diǎn)是控制較難。如需較高的塔處理量或塔板數(shù)較多時(shí)，不適宜塔頂安裝，且不易安裝，檢修和清理，此時(shí)可采用強(qiáng)制回流，塔頂上升蒸汽采用冷凝器以冷回流流入塔內(nèi)。本次設(shè)計(jì)采用重力回流。1.1.5加熱方式間接蒸汽加熱蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時(shí)溶液的相對(duì)揮發(fā)度較大(如酒精與水的混合液)，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內(nèi)只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對(duì)塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。但對(duì)有些物系(如酒精與水的二元混合液)，當(dāng)殘液的濃度稀薄時(shí)，溶液的相對(duì)揮發(fā)度很大，容易分離，故所增加的塔板數(shù)并不多，此時(shí)采用直接蒸汽加熱是合適的。值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時(shí)，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對(duì)于酒精水溶液，一般采用0.4~0.7KPa（表壓）。飽和水蒸汽的溫度與壓力互為單值函數(shù)關(guān)系，其溫度可通過壓力調(diào)節(jié)。同時(shí)，飽和水蒸汽的冷凝潛熱較大，價(jià)格較低廉，因此通常用飽和水蒸汽作為加熱劑。但若要求加熱溫度超過180℃時(shí)，應(yīng)考慮采用其它的加熱劑，如煙道氣或熱油。當(dāng)采用飽和水蒸汽作為加熱劑時(shí)，選用較高的蒸汽壓力，可以提高傳熱溫度差，從而提高傳熱效率，但蒸汽壓力的提高對(duì)鍋爐提出了更高的要求。同時(shí)對(duì)于釜液的沸騰，溫度差過大，形成膜狀沸騰，反而對(duì)傳熱不利。本次設(shè)計(jì)采用間接水蒸氣加熱。1.1.6再沸器形式U型管式再沸器選擇再沸器時(shí)，首先應(yīng)滿足工藝要求，即在相同的傳熱面積下要首選體積小的，可以節(jié)省費(fèi)用。本次設(shè)計(jì)選用U型管式再沸器，因?yàn)榕c其它形式再沸器相比，它的塔和再沸器之間標(biāo)高差較小，允許氣化率高，操作彈性大，而且本身有蒸發(fā)空間。第二章精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算2.1操作條件及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1.1操作壓力蒸餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對(duì)揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時(shí)還需要使用抽真空的設(shè)備。對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行蒸餾。當(dāng)物性無(wú)特殊要求時(shí)，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時(shí)應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時(shí)的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。綜合以上因素并考慮到甲醇—水系統(tǒng)在常壓下?lián)]發(fā)度相差較大，較易分離，故本設(shè)計(jì)采用常壓精餾。2.1.2氣液平衡時(shí)，x、y、t數(shù)據(jù)表2-1-1氣液平衡關(guān)系表溫度t/℃甲醇摩爾分?jǐn)?shù)溫度t/℃甲醇摩爾分?jǐn)?shù)液相x/％氣相y/％液相x/％氣相y/％100.00.000.0073.846.2077.5692.95.3128.3472.752.9279.7190.37.6740.0171.359.3781.8388.99.2643.5370.068.4984.9285.013.1554.5568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9478.028.1867.7564.7100.00100.0076.733.3369.18注：摘自《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》下冊(cè)P710表19-38（2）圖2-1-1甲醇-水溶液的t-x-y圖圖2-1-2甲醇-水溶液的x-y圖2.1.3揮發(fā)度α相關(guān)計(jì)算（1）塔頂、進(jìn)料、塔釜?dú)庀嘟M成y塔頂溫度：66.20℃塔頂氣相組成：

66.20進(jìn)料溫度：78.45℃進(jìn)料氣相組成：

78.45塔釜溫度：99.55℃塔釜?dú)庀嘟M成：

99.55（2）塔頂、進(jìn)料、塔釜、精餾段、提餾段相對(duì)揮發(fā)度αα塔頂相對(duì)揮發(fā)度：αD進(jìn)料相對(duì)揮發(fā)度：αF塔釜相對(duì)揮發(fā)度：αW精餾段的相對(duì)揮發(fā)度：α提餾段的相對(duì)揮發(fā)度：α（3）全塔平均相對(duì)揮發(fā)度α取x-y曲線上兩端點(diǎn)溫度下α的平均值。查表1得：t=92.9℃時(shí)t=66.9℃時(shí)所以α=表2-1-2相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算結(jié)果表全塔平均相對(duì)會(huì)揮發(fā)度精餾段平均相對(duì)揮發(fā)度提餾段平均相對(duì)揮發(fā)度ααα4.353.535.432.1.4回流比的確定作圖法求最小回流比：圖2-1-3最先回流比求算圖RR實(shí)際回流比為：R=1.52.2精餾塔工藝計(jì)算2.2.1物料衡算（1）物料衡算圖圖2-2-1物料衡算示意圖（2）物料衡算已知：F=10萬(wàn)噸/年，質(zhì)量分?jǐn)?shù)：xD'=95%，xM甲醇=32.04所以

F進(jìn)料液、流出液、釜?dú)堃旱哪柗謹(jǐn)?shù)分別為xF、xD、xxx進(jìn)料平均相對(duì)分子質(zhì)量：M原料液：F=總物料：F=D+W易揮發(fā)組分：F代入數(shù)據(jù)得：D=187.96kmol/h塔頂產(chǎn)品的平均相對(duì)分子質(zhì)量：MD塔頂產(chǎn)品質(zhì)量流量：D塔釜產(chǎn)品平均相對(duì)分子質(zhì)量：M塔釜產(chǎn)品質(zhì)量流量：W物料衡算結(jié)果表2-2-1物料衡算結(jié)果表塔頂出料塔底出料進(jìn)料質(zhì)量流量/（kg/h）5796.858092.0413888.89質(zhì)量分?jǐn)?shù)/%950.640摩爾流量/（187.96447.88635.84摩爾分?jǐn)?shù)/%91.440.3427.272.2.2塔頂氣相、液相，進(jìn)料和塔底的溫度：tVD、查表2-1-1，用內(nèi)插法算得：塔頂：

91.4491.44-87.41塔釜：0進(jìn)料：28.18精餾段平均溫度：t提留段平均溫度：t溫度計(jì)算結(jié)果表2-2-2 溫度計(jì)算結(jié)果表塔頂氣象溫度塔頂液相溫度進(jìn)料溫度塔底出料溫度精餾段平均溫度提餾段平均溫度tttttt67.1466.2078.4599.5572.3289.002.2.3熱量衡算（1）熱量衡算流程說明①熱量衡算示意圖圖2-2-2熱量衡算示意圖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。飽和水蒸汽是一種應(yīng)用最廣的加熱劑。由于飽和水蒸汽冷凝時(shí)的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽壓力準(zhǔn)確地控制加熱溫度。燃料燃燒所排放的煙道氣溫溫度可達(dá)100~1000℃，適用于高溫加熱。煙道氣的缺點(diǎn)是比熱容及傳熱系數(shù)很低，加熱溫度控制困難。本設(shè)計(jì)選用300kPa（溫度為133.3℃③冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣，應(yīng)因地制宜地加以選用。受當(dāng)?shù)貧鉁叵拗?，冷卻水一般為10~25℃。如需冷卻到較低溫度，則需采取低溫介質(zhì)，如冷凍鹽水、氟利昂等。本設(shè)計(jì)建廠地區(qū)為沈陽(yáng)。沈陽(yáng)夏季最熱月份平均氣溫為25℃。故采用25℃的冷卻水，選升溫10℃，即冷卻水的出口溫度為35℃。（2）熱量衡算①冷凝器的熱負(fù)荷Q式中IVD塔頂上升蒸汽的焓ILD塔頂流出液的焓又I式中?HV甲?HV水蒸發(fā)潛熱的計(jì)算：蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系?式中Tr表2-3-1沸點(diǎn)下蒸發(fā)潛熱列表沸點(diǎn)蒸發(fā)潛熱?T℃kJK甲醇64.71105513.15水1002257648.15注：摘自《化工原理》修訂版，上冊(cè)附錄4（P350--351）及附錄18（P350--351）67.04℃時(shí)，甲醇：Tr2Tr1蒸發(fā)潛熱?同理，水:Tr2Tr1=蒸發(fā)潛熱?所以IVD所以Q②冷卻水消耗量W式中WCCPCt1，t2所以t此溫度下冷卻水的比熱容C所以

W③加熱器熱負(fù)荷及全塔熱量衡算列表計(jì)算甲醇、水在不同溫度下混合物的比熱容表2-3-2甲醇、水不同溫度下比熱容CP（單位：kJ/(Kg·℃塔頂塔釜進(jìn)料精餾段提餾段甲醇1.2681.3721.3061.2881.339水4.2124.2224.2164.2144.219精餾段：甲醇C水C提餾段：甲醇C水CP1塔頂流出液的比熱容C塔釜流出液的比熱容C為簡(jiǎn)化計(jì)算，現(xiàn)已進(jìn)料焓，即78.45℃時(shí)的焓值為基準(zhǔn)。根據(jù)表2-2-1可得：D=5796.85kg/hW=8092.04kg/hQQ對(duì)全塔進(jìn)行熱量衡算Q式中QSQSQDQW所以Q由于塔釜熱損失為10％，則η=90％所以Q加熱蒸汽消耗量：查得：?W④熱量衡算結(jié)果表2-3-3熱量衡算結(jié)果表符號(hào)QWQQQQWkJ/hKg/hkJ/hkJ/hkJ/hkJ/hKg/h數(shù)值1.3×3.0×0.000-3303.093.97×1.4×6457.272.2.4理論塔板數(shù)計(jì)算已知R=0.98，q=1則L=RD=0.98×187.96V=LV精餾段操作線方程：y提餾段操作線方程：yq線方程：q=0.2727在x-y相圖中分別畫出上述直線，利用圖解法可求出理論塔板數(shù)。圖2-2-3理論塔板求算圖圖2-2-4理論塔板求算圖（局部放大圖）由圖得NT=12（含塔釜），其中NT精=6、2.3精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算2.3.1精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算表2-3-1不同溫度下甲醇-水的密度、粘度、及表面張力溫度密度kg/?粘度mpa?s表面張力mN/mρρμμσσ60753983.20.4530.468818.465.2707439780.3320.401617.664.380732971.80.2940.356516.662.690722965.30.260.316515.560.7100711958.40.120.283814.658.8（1）塔頂條件下的流量及物性參數(shù)xD=0.9144，xyD=94.52%=0.9452氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量M液相平均相對(duì)分子質(zhì)量M氣相密度ρ液相密度ρ液相粘度μ液相表面張力σ表2-3-2塔頂數(shù)據(jù)參數(shù)表M/ρ/μσDGDLVLVmpamN/mkmol/hkg/h30.8431.27766.011.120.376021.90187.965796.85（2）進(jìn)料的流量及物性參數(shù)xF=0.2727，xyF=67.13%=0.6713氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量M液相平均相對(duì)分子質(zhì)量M氣相密度ρ液相密度ρ液相粘度μ液相表面張力σ表2-3-3進(jìn)料數(shù)據(jù)參數(shù)表M/ρ/μσFGFLVLVmpamN/mkmol/hkg/h21.8427.43901.430.950.376050.29635.8413888.89（3）塔釜條件下的流量及物性參數(shù)xW=0.0034，xyW=1.81%=0.0181，氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量M液相平均相對(duì)分子質(zhì)量M氣相密度ρ液相密度ρ液相粘度μ液相表面張力σ表2-3-4塔釜數(shù)據(jù)參數(shù)表M/ρ/μσWGWLVLVmpamN/mkmol/hkg/h18.2718.27950.650.600.284758.74447.888092.04（4）精餾段的流量及物性參數(shù)氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量：M液相平均相對(duì)分子質(zhì)量：M氣相密度：ρ液相密度：ρ液相粘度：μ液相平均表面張力：σ氣象流量:V=G液相流量：L=RD=0.89×187.96=167.28kmol/hG（5）提餾段流量及物性參數(shù)氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量：M液相平均相對(duì)分子質(zhì)量：M氣相密度：ρ液相密度：ρ液相粘度：μ液相平均表面張力：σ氣象流量：VGV液相流量：LG表2-3-6精餾段、提餾段數(shù)據(jù)參數(shù)表項(xiàng)目精餾段提餾段氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量M29.3522.85液相平均相對(duì)分子質(zhì)量M26.3419.96氣相密度ρ1.040.77液相密度ρ833.72926.04液相粘度μ0.36110.3155液相平均表面張力σ36.1054.51氣相摩爾流量V/355.24355.24氣相質(zhì)量流量G10426.898118.05液相摩爾流量L167.28803.12液相質(zhì)量流量G4406.4516026.542.3.2全塔效率及塔的有效高度的計(jì)算（1）全塔效率用奧康奈爾法(O'conenell)E精餾段：E提餾段：E（2）實(shí)際塔板數(shù)精餾段：N提餾段N全塔塔板數(shù)為NP=30塊，進(jìn)料位置為第13、14塊塔板間進(jìn)料（3）塔的有效高度Z=取塔板間間距HZ=人孔高度HT'Z2.3.3塔體工藝尺寸的計(jì)算（1）精餾段的塔徑和空塔氣速的計(jì)算VL則L取塔板間間距HT=350mm=0.35m，分離空間HT從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：C20由于C=修正C=0.057由于適宜的空塔氣速u因此需計(jì)算出最大允許氣速uu則

u取安全系數(shù)為0.65，則空塔氣速為：u=0.65塔徑D=D=按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=2m=2000mm塔的截面積AA精餾段的實(shí)際空塔氣速為:

u表2-3-7精餾段的塔徑和空塔氣速塔板間距H板上液層高度h分離空間H塔徑D塔截面積A空塔氣速ummmmmm/s0.350.070.2823.140.889（2）提餾段的塔徑和空塔氣速VL則L取塔板間間距HT=350mm=0.35m，分離空間HT從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：C20由于C=修正C=0.06由于適宜的空塔氣速u因此需計(jì)算出最大允許氣速uu則

u取安全系數(shù)為0.65，則空塔氣速為：u=0.65u塔徑D=D=按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=2m=2000mm塔的截面積AA精餾段的實(shí)際空塔氣速為:

u表2-3-8提餾段的塔徑和空塔氣速塔板間距H板上液層高度h分離空間H塔徑D塔截面積A實(shí)際氣速ummmmmm/s0.350.070.2823.140.927（3）溢流裝置設(shè)計(jì)計(jì)算根據(jù)塔徑D=2m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。LW堰長(zhǎng)(受液盤長(zhǎng))：hW堰高：h式中hLhOW對(duì)于平直堰，堰上液層高度hOWh式中Ls塔內(nèi)液體流量，m3/hE液流收縮系數(shù)。根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，取E=1時(shí)所引起的誤差能滿足工程設(shè)計(jì)要求。則：精餾段hh提餾段hh弓形降液管寬度和面積：根據(jù)堰長(zhǎng)與塔徑之比LWWd=0.145×D=0.29m根據(jù)θ=驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間精餾段θ提餾段θ降液管底隙高度h0h精餾段h提餾段h（4）塔板布置本次設(shè)計(jì)的塔徑D=2m，采用分塊式塔板（塔板分塊數(shù)為5），以便通過人孔裝拆塔板，因D=2m取破沫區(qū)寬度WS=0.09m，取邊緣區(qū)寬度鼓泡區(qū)面積A式中x=Dr=Darcsinxr則r=x=A氣體通過閥孔時(shí)的速度μ本次設(shè)計(jì)浮閥采用F1型重閥，故取能動(dòng)因素F0精餾段

μ提餾段μ浮閥（閥孔）數(shù)目N=取塔板厚度H=0.004m，閥孔直徑d0精餾段N提餾段N浮閥排列方式：由于采用分塊式塔板，故采用等腰三角形叉排，若同一排的閥孔中心距t=0.04m那么相鄰兩排間的閥孔中心距t'應(yīng)t精餾段t提餾段t開孔率：開孔率精餾段開孔率精餾段開孔率提餾段開孔率提餾段開孔率2.3.4塔板流體力學(xué)驗(yàn)算（1）氣體通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降（單板壓降）?P=式中的液柱高度hP可按下式計(jì)算，即h式中hC與氣體通過塔板hl與氣體通過塔hσ干板阻力h浮閥由全開前轉(zhuǎn)為全開后的臨界速度為u精餾段uh提餾段uh板上充氣液層阻力hl=εohL甲醇-水為碳?xì)浠衔铮“迳弦簩映錃獬潭纫驍?shù)εo=0.5精餾段h?P=提餾段h?P=（2）液泛驗(yàn)算降壓管內(nèi)清液層高度H式中Hdhdhdh精餾段hd提餾段hd=為防止液泛，通常保證hd≤?HT+hW，取校正系數(shù)?=精餾段?提餾段?綜上不會(huì)產(chǎn)生液泛。泛點(diǎn)泛點(diǎn)式中K物性系數(shù)；CF查得物性系數(shù)K=1.0，由液泛負(fù)荷系數(shù)圖查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF精=0.092，精餾段泛點(diǎn)率：泛點(diǎn)泛點(diǎn)提餾段泛點(diǎn)率：提餾段鼓泡區(qū)泛點(diǎn)提餾段塔板泛點(diǎn)（3）霧沫夾帶霧沫夾帶量計(jì)算e式中hfμa根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，一般取hf有效區(qū)氣速μ則精餾段μ提餾段μ精餾段霧沫夾帶量計(jì)算e提餾段霧沫夾帶量計(jì)算e（4）液面落差本次設(shè)計(jì)采用設(shè)置安全區(qū)的方法消除因液面落差造成的漏液現(xiàn)象。2.3.4塔板負(fù)荷性能圖（1）霧沫夾帶線泛點(diǎn)率=VS精餾段V整理得V提餾段V整理得V由上式知物沫夾帶線為直線則在操作范圍內(nèi)作取兩個(gè)LS值，算出VS，做出（2）液泛線液泛線方程?由此確定液泛線，忽略式中h?H而u精餾段0.2056=5.34×1.04×整理得V提餾段0.2020=5.34×0.77×3.56×整理得V（3）液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于

θ=以θ=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下降，那么L（4）漏液線對(duì)于F1型重閥，依F0又知V則V以能動(dòng)系數(shù)F0=5則，精餾段V提餾段V（5）液相負(fù)荷下限取堰上高度hOW=0.005m作為液相負(fù)荷下限條件2.84解得L操作性能負(fù)荷圖圖2-6精餾段操作性能負(fù)荷圖圖2-7提餾段操作性能負(fù)荷圖由操作性能負(fù)荷圖可得操作彈性：精餾段操作彈性：V提餾段操作彈性V表2-3-9浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果表項(xiàng)目計(jì)算結(jié)果備注精餾段提餾段塔徑2.0板間距0.35塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板溢流堰長(zhǎng)度1.4溢流堰高度0.06120.0539板上液層高度0.07降液管底隙高度0.05520.0479浮閥數(shù)824742等腰三角形叉排閥孔氣速10.8012.50閥孔動(dòng)能因數(shù)11臨界閥孔氣速10.2912.08孔心距0.04同一排孔心距排間距0.04430.0491相鄰橫排中心線距離單板壓降0.0750.071液體存在時(shí)間47.8919.27降液管內(nèi)清液高度0.1450.141泛點(diǎn)率13.6214.464.51615.19506液泛控制1.90830.80526漏液控制開孔率8.247.42操作彈性2.953.76第三章附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算第二章精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算第三章附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算3.1冷凝器有機(jī)物蒸汽冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為500本設(shè)計(jì)取700cal/料液溫度:66.2℃→72.74℃冷卻水溫度：25℃→35℃?傳熱面積A=查表后圓整得：表3-1冷凝器基本參數(shù)項(xiàng)目工程直徑mm管程數(shù)管長(zhǎng)mm換熱面積m2公稱壓力MPa管數(shù)參數(shù)70026000119.44.01293.2再沸器料液溫度:99.55℃→89.00℃加熱溫度:133.3℃?換熱面積A=查表后圓整得：表3-2再沸器基本參數(shù)項(xiàng)目工程直徑mm管程數(shù)管長(zhǎng)mm換熱面積m2公稱壓力MPa管數(shù)參數(shù)80026000168.04.01823.3塔內(nèi)管徑計(jì)算及選擇3.3.1進(jìn)料管進(jìn)料管形式眾多，有直管、彎管、等，本次設(shè)計(jì)采用直管，計(jì)算如下：進(jìn)料體積流量

V料液由高位槽流入塔內(nèi)，取μFD=查表圓整后，選取Φ=276×183.3.2回流管回流液體積流量

V采用直管回流，利用重力回流，取μRd查表圓整后，選取Φ=76×33.3.3塔底出料管釜?dú)堃后w積流量V取μWD=查表圓整后，選取Φ=68×63.3.4塔頂蒸汽出料管釜?dú)堃后w積流量V取μrD=查表圓整后，選取Φ=60×43.5除沫器本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大，質(zhì)量輕，空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)，設(shè)置除沫器可以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，正常操作。設(shè)置氣速選取μ系數(shù)K'=0.107V則D=選取不銹鋼除沫器。類型：標(biāo)準(zhǔn)型規(guī)格：材料：不銹鋼絲網(wǎng)（Gr8Ni絲網(wǎng)尺寸：圓絲，Φ0.233.6封頭封頭分為橢圓封頭、蝶形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由塔徑2m，及塔頂周邊設(shè)備安裝需求，本次采用曲面高度h1=550mm，直邊高度h0=40mm，內(nèi)表面積F封=3.73m2，容積V封=0.866m3。選用封頭DN600×6，JB1154-73。3.5裙座塔底采用裙座支撐，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。由于裙座內(nèi)經(jīng)＞800mm，故裙座壁厚取16mm，由于裙座不直接接觸被處理介質(zhì)，也不承受塔內(nèi)介質(zhì)壓力，故材料可用較經(jīng)濟(jì)的碳素鋼，選用Q-235B?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：D基礎(chǔ)環(huán)外徑：D圓整：Dh1=1800mm，Dh03.6吊柱的選擇有可拆內(nèi)件的塔