食品工程原理課程設(shè)計(jì)

1、-食品工程原理 課程設(shè)計(jì)填料吸收塔的設(shè)計(jì)姓名：學(xué)號：班級：目 錄一 、設(shè)計(jì)任務(wù)書-3二 、第一章: 流程的確定和說明-4 1加料方式-4 2進(jìn)料方式-4 3冷凝方式-4 4回流方式-4 5加熱方式-4 6加熱器-4三 、第二章：精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算-5 第一節(jié)：操作條件與基礎(chǔ)數(shù)據(jù)-5 第二節(jié)：精餾塔工藝計(jì)算-5 1、物料衡算 -5 2、熱量衡算 -83、理論塔板數(shù)計(jì)算-10 第三節(jié)：精餾塔主要數(shù)據(jù)計(jì)算-10 1、精餾塔設(shè)計(jì)的主要依據(jù)和條件-10 2、塔徑設(shè)計(jì)計(jì)算-123、填料層高度計(jì)算-15四、第三章：附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算-17第一節(jié)：冷凝器-17第二節(jié)：再沸器-18第三節(jié)：塔內(nèi)其他構(gòu)件-

2、18 1、接管的計(jì)算與選擇-18 2、液體分布器-20 3、除沫器-21 4、液體再分布器-21 5、填料支撐板選擇-22 6、塔底設(shè)計(jì)-22 7、他的頂部空間高度-22第四節(jié)：精餾塔高度計(jì)算-23五、第五章：結(jié)束語-24六、參考文獻(xiàn)-24 食品工程原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、 設(shè)計(jì)題目：填料精餾塔設(shè)計(jì)二、 設(shè)計(jì)任務(wù)：苯與甲苯填料精餾塔設(shè)計(jì)三、 設(shè)計(jì)條件進(jìn)料組成苯甲苯分離要求塔頂苯含量0.96塔底0.02 完成日期2010年1月4日進(jìn)料狀態(tài)四、 設(shè)計(jì)的內(nèi)容和要求序號設(shè)計(jì)內(nèi)容要求1工藝計(jì)算物料衡算，熱量衡算，回流比，理論塔板數(shù)等2結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)塔高，塔徑，溢流裝置及塔板布置，接口管的尺寸等3流體力學(xué)驗(yàn)算塔板

3、負(fù)荷性能圖4冷凝器的傳熱面積和冷卻介質(zhì)的用量計(jì)算5再沸器的傳熱面積和加熱介質(zhì)的用量計(jì)算6計(jì)算機(jī)輔助設(shè)計(jì)繪制負(fù)荷性能圖7編寫設(shè)計(jì)說明書目錄，設(shè)計(jì)任務(wù)書，設(shè)計(jì)計(jì)算及結(jié)果，流程圖，參考資料等第一章 流程的確定和說明一 確定設(shè)計(jì)方案的原則確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點(diǎn)： (1) 滿足工藝和操作的要求 所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所

4、定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。 (2) 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影

5、響到所需傳熱面積的大小，即對操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。 降低生產(chǎn)成本是各部門的經(jīng)常性任務(wù)，因此在設(shè)計(jì)時(shí)，是否合理利用熱能，采用哪種加熱方式，以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。而且，應(yīng)結(jié)合具體條件，選擇最佳方案。例如，在缺水地區(qū)，冷卻水的節(jié)省就很重要；在水源充足及電力充沛、價(jià)廉地區(qū)，冷卻水出口溫度就可選低一些，以節(jié)省傳熱面積。 (3) 保證安全生產(chǎn) 例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需

6、要安全裝置。以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。二、加料方式 加料分兩種方式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定流量，但要求搭建塔臺(tái)，增加基礎(chǔ)建設(shè)費(fèi)用；泵加料屬于強(qiáng)制進(jìn)料方式，泵加料易受溫度影響，流量不太穩(wěn)定，流速也忽大忽小，影響傳質(zhì)效率?？恐亓Φ牧鲃?dòng)方式可省去一大筆費(fèi)用。本次加料可選泵加料，泵和自動(dòng)調(diào)節(jié)裝置派和控制進(jìn)料。三、進(jìn)料狀態(tài) 進(jìn)料方式一般有冷夜進(jìn)料、泡點(diǎn)進(jìn)料、氣液混合物進(jìn)料、露點(diǎn)進(jìn)料、加熱蒸汽進(jìn)料等。 冷夜進(jìn)料對分離有利，但會(huì)增加操作費(fèi)用。 泡點(diǎn)

7、進(jìn)料對塔操作方便，不受季節(jié)氣溫影響。 泡點(diǎn)進(jìn)料基于恒摩爾流，假定精餾段和提留段上升蒸汽量相等，精餾段和提留段塔徑基本相等。 由于泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)塔的制造比較方便，而其他進(jìn)料方式對設(shè)備的要求高，設(shè)計(jì)起來難度相對加大，所以采用泡點(diǎn)進(jìn)料。四、冷凝方式 選全凝器，塔頂出來的氣體溫度不高。冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無需再次冷凝，且本次分離式為了分離苯和甲苯，且制造設(shè)備較為簡單，為節(jié)省資金，選全凝器。五、回流方式 宜采用重力回流，對于小型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。 優(yōu)點(diǎn)：回流冷凝器無需支撐結(jié)構(gòu)；缺點(diǎn)：回流控制較難安裝，但強(qiáng)制回流需要用泵，安裝費(fèi)用、電耗費(fèi)用大，故不用強(qiáng)制回流，塔頂上升蒸氣采用冷凝冷卻器以冷

8、凝回流入塔內(nèi)。 六、加熱方式 采用間接加熱，因?yàn)閷ν环N進(jìn)料組成，熱狀況及回流比得到相同的餾出夜組成及回收率時(shí)，利用直接蒸氣加熱時(shí)，所需理論塔板數(shù)比用間接蒸氣是要多一些，若待分離的混合液為水溶液，且水是難揮發(fā)組分，釜液近于純水，這時(shí)可采用直接加熱方式。由于本次分離的是苯-甲苯混合液，故采用間接加熱。七、加熱器選用管殼式換熱器。只有在工藝物料的特征性或工藝條件特殊事槽考慮選用其他型式。例如，熱敏性物料加熱多采用降膜式或者波紋管式換熱器或者換熱器流路均勻、加熱效率高的加熱器。第二章 精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算第1節(jié) 操作條件與基礎(chǔ)數(shù)據(jù)一、 操作壓力精餾操作按操作壓力可分為常壓精餾、加壓精餾和減壓精餾。一般采

9、用常壓精餾，壓力對揮發(fā)度的影響不大。在常壓下不能進(jìn)行分離或達(dá)不到分離要求時(shí)，采用加壓精餾；對于熱敏性物質(zhì)采用減壓精餾。當(dāng)壓力較高時(shí)，對塔頂冷凝器有利，對塔底加熱不利，同時(shí)壓力升高，相對揮發(fā)度降低，管徑減小，壁厚增加。本次設(shè)計(jì)選用常壓101.325kPa作為操作壓力。二、 氣液平衡關(guān)系及平衡數(shù)據(jù)表1常壓下苯-甲苯的氣液平衡與溫度關(guān)系溫度t/110.6106.1102.298.695.292.189.486.884.482.381.280.2氣相苯y(tǒng)/(mol%)021.237.050.061.871.078.985.391.495.797.9100.0液相苯x/(mol%)08；.820.030

10、.039.748.959.270.080.390.395.0100.0注：摘自化工手冊P174三、 回流比通常=（1.12），此設(shè)計(jì)去取=1.2第2節(jié) 精餾塔工藝計(jì)算一、 物料衡算1 物流示意圖（略）2 物料衡算已知：F=4000kg/h =0.43 =0.96 =0.02 M苯=78.11kg/kmol,M甲苯=92.14kg/kmol,進(jìn)料液、餾出液、釜?dú)堃旱哪柗謹(jǐn)?shù)分別為苯=0.4709=0.9659=0.0235進(jìn)料液平均相對分子質(zhì)量： M苯 M甲苯=78.11*0.4709+92.14*(1-0.4709)=85.53kg/kmolF=46.77kmol/h據(jù)物料衡算方程 代入數(shù)據(jù)

11、由于泡點(diǎn)進(jìn)料q=1，由汽液平衡數(shù)據(jù)，用內(nèi)插法求得進(jìn)料溫度 由Antoine方程，ln =A-B/(T+C)式中 在溫度T時(shí)的飽和蒸氣壓，mmHg T-溫度，K：A，B，C，-Antione常數(shù)查得ABC甲苯16.01373096.52-53.67苯15.90082788.51-52.36計(jì)算此溫度下苯與甲苯的飽和蒸氣壓之比查得苯和甲苯的蒸汽壓如下：80100苯101.0180.0甲苯38.8274.17求得a1=2.60，a2=2.43故3.物料衡算結(jié)果表2 物料衡算結(jié)果（a）物料流量（kmol/h）組成進(jìn)料F46.77苯 0.4709甲苯 0.5291塔頂產(chǎn)品D22.20苯 0.9659甲苯

12、 0.0341塔底殘液W24.57苯0.0235甲苯 0.9765表3.物料衡算結(jié)果（b）物料物流（kmol/h）精餾段上升蒸汽量V55.944提餾段上升蒸汽量V55.944精餾段下降液體流量L33.74提留段下降液體流量L80.514.塔板效率計(jì)算（1）精餾段（2）提餾段二熱量衡算1.熱流示意圖（略）2.加熱介質(zhì)的選擇選用飽和水蒸氣壓，溫度140，工程大氣壓為3.69atm。原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸汽壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減小，但蒸汽壓力不宜太高。3.冷凝劑的選擇選冷卻水，冷卻水為深井水溫度28，溫升10。原因：冷卻水方便易得，清

13、潔不易結(jié)垢，升溫線越高用水量越小，但平均溫差小，傳熱面積大，綜合考慮選擇10。熱量衡算： 由汽液平衡數(shù)據(jù)，用內(nèi)插法可求塔頂溫度tD，塔底溫度tW，進(jìn)料溫度tF.溫度下： 溫度下： 溫度下： 塔頂 （1）0時(shí)塔頂氣體上升的焓Qv 塔頂以0為基準(zhǔn)，（2）回流液的焓QR注：此為泡點(diǎn)回流，據(jù)t-x-y圖查得此時(shí)組成下的泡點(diǎn)tD，用內(nèi)插法求得回流液組成下的tD。查得tD=80.80 此溫度下：Cp1=99.03 kJ/（kmolK）注：回流液組成與塔頂組成相同 （3）塔頂流出液的焓因餾出口與回流口組成一樣，所以(4)冷凝器消耗的焓（5）進(jìn)口料的焓溫度下： 所以 (6)塔底殘液的焓 （7）再沸器（全塔范圍

14、內(nèi)列衡算式）塔釜熱損失為10%，則。設(shè)再沸器熱損失能量損=損+加熱器實(shí)際熱負(fù)荷表4 熱量衡算表項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱 116.2699.89133.30熱量504108.791727629.52179356.09358304.80三、理論塔板數(shù)計(jì)算精餾段操作線方程： 0.3831、計(jì)算結(jié)果各板氣液組成如下板號1234567891011121314150.96580.9350.8930.840.780.7240.6760.6390.5720.4790.3680.25570.16870.0960.04790.9190.85250.770.6780.5890.5130.456

15、0.41590.34950.2690.18960.12740.07540.04970.0198 2、 由圖解法求理論塔板數(shù)，求得 （不包括再沸器） 進(jìn)料板 精餾段7塊 第三節(jié) 精餾塔主要尺寸計(jì)算一、 精餾塔設(shè)計(jì)的主要依據(jù)和條件 苯-甲苯在不同溫度下的密度溫度/80.880.8140.809109.400.7810.78192.710.8010.797 1.塔頂條件下的流量和物性參數(shù)2進(jìn)料條件下的流量和物性參數(shù)精餾段: 提餾段： 3塔底條件下的流量和物性參數(shù)4精餾段的流量和物性參數(shù)5. 提餾段的流量和物性參數(shù)6. 體積流量塔頂：進(jìn)料：塔底：精餾段：提餾段：= 二 塔徑設(shè)計(jì)計(jì)算1. 填料選擇 填料

16、塔內(nèi)所使用的填料根據(jù)生產(chǎn)工藝技術(shù)的要求進(jìn)行選擇，并對填料的品種 材質(zhì)及尺寸進(jìn)行綜合考慮，應(yīng)盡量選用技術(shù)資料齊全，使用性能成熟的新型填料塔。對性能相近的材料，應(yīng)根據(jù)他們的特點(diǎn)進(jìn)行技術(shù) 經(jīng)濟(jì)評價(jià)，是所選用的填料既能滿足生產(chǎn)要求，又能使設(shè)備的投資和操作費(fèi)用最低或較低。 填料是填料塔中氣液接觸的基本構(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，填料塔的選擇是填料塔設(shè)計(jì)的重要環(huán)節(jié)。 鮑爾環(huán)由于環(huán)壁開孔，大大提高了環(huán)內(nèi)空間及內(nèi)表面的利用率，氣流阻力小，液體分布均勻，與拉西環(huán)相比，其通量可增加50%以上，傳質(zhì)效率提高30%左右，鮑爾環(huán)是目前應(yīng)用較廣泛的填料之一。 綜合以上因素及鮑爾環(huán)的優(yōu)點(diǎn)，且由于

17、鮑爾環(huán)各項(xiàng)參數(shù)齊全，故本次選用鮑爾環(huán)為填料塔。 表 7 填料尺寸性能表 填料名稱孔隙率/%金屬鮑爾環(huán)38130003651290.9452. 精餾段 表 8 甲苯粘度溫度/粘度 注：由于平均粘度在數(shù)值上與甲苯粘度相等，且液相中甲苯居多，故本次采用甲苯粘度代替混合物的粘度。 表9 水的密度溫度/密度/(kg)溫度/密度/80971.8100958.490965.3110951.0 內(nèi)插法：又因：查得 （此為泛點(diǎn)填料因子）由 得 取 圓整后：mm式中 泛點(diǎn)氣速， 重力加速度， 氣相，液相密度， 泛點(diǎn)填料因子， 液體密度校正系數(shù)。3. 提餾段 內(nèi)插法：查得由 得 u=2.317m/s取=0.6u=1

18、.390m/sD=0.66m/s圓整后 D=700mm所以去全塔塔徑D=700mm。注：盡量使兩段求得的D相等。若不等，可通過調(diào)整的取值，使兩段相等，且盡量圓整成小塔經(jīng)，以節(jié)省材料；若無法使兩段D相等，則將D圓整為數(shù)值較大的D。三、填料層高度計(jì)算1等板高度設(shè)計(jì)計(jì)算（1）精餾段因?yàn)榇藴囟认?，且液相中甲苯較多，故取甲苯作近似計(jì)算。 ln(HETP)=h-1.292l+1.47l查的h=7.0779=21.61mN/m=21.6110N/m=0.2899mPas=0.2899Pas代入上式，解得 HETP=1.06ZN=1.06(2) 提餾段=0.2576mPas=0.257610Pas解得 HET

19、P=0.95Z=HETPN=0，957=6.65Z=Z+Z=14.07采用上述方法計(jì)算出填料層高度后，還應(yīng)留出一定安全系數(shù)。根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，填料層的設(shè)計(jì)高度一般為Z =(1.21.5)Z，本次取Z=1.2Z。Z設(shè)計(jì)時(shí)的填料高度，m； Z 工藝計(jì)算得到的填料高度，m；Z=1.2 Z=16.88注：填料層高度的計(jì)算，根據(jù)所選填料的不同，也可才采用其他方法。如選擇規(guī)整填料，可采用動(dòng)能因子法，也可采用傳質(zhì)單元數(shù)法進(jìn)行計(jì)算。2填料層降壓計(jì)算（1）精餾段由上述計(jì)算知 =806.25kg/m，=2.777kg/m，=0.295mPas，=0.8334，u=1.365m/s查的=114m(壓降填料因子)y=0.

20、0487u 空塔氣速，m/s；由前計(jì)算x=0.0354，查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖 =369.81Pa/m = 369.817.896=2.79kPa(2)提餾段由上述計(jì)算可知：=2.887kg/m，=789.85kg/m，=0.264mPas，=0.8248，=114m，u=1.390m/sy=0.0519x=0.0870查圖知：=459.81Pa/m=45kPa全塔填料層總壓降=+=2.79+3.67=6.46kPa表10 參數(shù)表項(xiàng)目等板高度/m壓降總壓降/kPa填料層高度/m精餾段1.128369.812.797.896提餾段1.040459.813.678.320全塔6.4616.216第三章

21、 附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算第一節(jié) 冷凝器設(shè)計(jì)冷凝器選用重力回流直立或管殼式冷凝器。原因：因本設(shè)計(jì)冷凝器與被冷凝氣體走管間，對于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式冷凝器或空冷器，螺旋板式換熱器，以便及時(shí)排除冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入冷凝時(shí)，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。鄭州最熱月平均氣溫t=28。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t=38。泡點(diǎn)回流溫度t=80.80，t=80.88 1 計(jì)算冷卻水流量 G=172762.952kg/h2 冷凝器的計(jì)算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方程 =46.66K=1800kJ(m)Q A=

22、20.57m操作彈性為1.2，A=1.2A=24.68表11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MPa 273 II 32 1500 25標(biāo)準(zhǔn)圖號 JB1145-71-2-39 設(shè)備型號 G273II-25-3第二節(jié) 再沸器選用臥式U型管換熱器，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取600kcal/(h),=2234.4kJ/kg1、 間接加熱蒸汽量 kg/h2、 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(shí)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=30.6A= =

23、25.38 第三節(jié) 塔內(nèi)其他構(gòu)件一、接管的計(jì)算與選擇1、塔頂蒸汽管 從塔頂至泠凝器的蒸汽導(dǎo)管，尺寸必須合適，以免生產(chǎn)過大壓降，特別在減壓過程中，過大壓降會(huì)影響塔的真空度。操作壓力為常壓，蒸汽速度=1220m/s,本次設(shè)計(jì)取=15m/s。= =0.196m圓整后=200mm表12 塔頂蒸汽管參數(shù)表內(nèi)徑 外徑 R 內(nèi)管重/(kg/m)2004 3204 375 170 187 12.102、回流管冷凝器安裝在塔頂時(shí)，回流管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，對于重力回流，一般取速度為0.20.5m/s，本次設(shè)計(jì)取=0.5m/s = =0.048m圓整后 =48mm表 13 回流

24、管參數(shù)表內(nèi)徑 外徑 R 內(nèi)管重/(kg/m)484 1184.5 150 160 180 3.313、進(jìn)料管 本次加料選用泵加料，所以用泵輸送時(shí)可取1.52.5m/s，本次設(shè)計(jì)取=2.0m/s。 = =0.030 圓整后=48mm。表 14 進(jìn)料管參數(shù)表內(nèi)徑 外徑 R 內(nèi)管重/(kg/m)484 1184.5 150 160 180 3.314、塔底出料管塔釜流出液速度一般可取0.51.0m/s，本次設(shè)計(jì)可取=0.6m/s。= =0.041m其中=24.5791.81=2255.77kg/h。圓整后 =48mm 表15 塔釜出料管參數(shù)內(nèi)徑 外徑 R 內(nèi)管重/(kg/m)484 1184.5 1

25、50 160 180 3.31二、液體分布器采用蓮蓬頭式噴淋器。選此裝置的目的是能使填料表面很好的潤濕，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(shè)計(jì)取0.82，推動(dòng)力液柱高度H取0.06m。則小孔中液體流速 W=0.82=0.89m/s小孔輸液能力 Q= =9.05/s由Q=得小孔總面積 f= =1.24所以，小孔數(shù)n= =17.36,即18個(gè)孔。式中，d小孔直徑，一般取410m,視介質(zhì)污泥而異，本次設(shè)計(jì)取9mm。 噴灑球面中心到填料表面距離計(jì)算 h=rcot+式中 r噴灑園半徑，r= D/2 -(75100)=700/2-100=25

26、0mm=0.25m 噴灑角，即小孔中心線與垂直軸線間的夾角，400,取=400 h=0.25cot400+9.80.252/20.892sin2400 =1.234 m2.進(jìn)料液分布器采用蓮蓬頭由前可知W=0.89 m/s 取d=8 mm, =0.82 孔取=400h=rcot+gr2/2Wsin2= 0.25cot400+9.80.252/20.892sin2400 =1.234 m蓮蓬頭直徑的范圍為（y31/5D）,取1/5D=140mm三、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(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，在國內(nèi)石油化工設(shè)備中，廣泛應(yīng)用絲網(wǎng)除沫器

27、。除沫器的直徑取決于氣體量及選定的氣體的速度。影響氣體速度的因素很多，如霧沫夾帶量，氣、液的密度，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的速度影響最大。氣速計(jì)算WK=K(L1-L2/ v1)1/2式中K常數(shù)，取0.107;L1、L2塔頂氣體和液體密度（kg/m3）WK=0.107 =1.85 m/s除沫器的直徑計(jì)算：D=0.558 m式中，V=V1/( v13600)= =0.451四、液體在分布器 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)的現(xiàn)象，偏往往造成塔中心的填料不被濕潤。塔徑越小，對應(yīng)于單位塔截面的周長越長，這種偏向越嚴(yán)重。為將流動(dòng)塔壁處的液體重 新

28、匯集并引向塔中央?yún)^(qū)域，可在填料層內(nèi)每隔一定高度設(shè)置液體再分布裝置，每段填料層的高度因填料種類而定，對鮑爾環(huán)，可為塔徑的510倍，但通常不超過6 m。此次設(shè)計(jì)填料層高度為選塔徑的10倍，故每0.710=7 m處裝一再分布器。選取錐在式分布器，因其適用于直徑0.8 m以下的小塔。五、填料支撐板的選則本次設(shè)計(jì)選用分塊式氣體噴射式支撐板。這種支撐板可以提供100%的自由截面，波形結(jié)構(gòu)承載能力好，空隙率大，宜于1200以下的塔。在波形內(nèi)增設(shè)的加強(qiáng)版，可提高支撐板的剛度。它的最大液體負(fù)荷為145 m3/(m2.h)最大承載能力為 40KPa,由于本塔較高，故選此板。 主要設(shè)計(jì)參考 分塊式氣體噴射式支撐板的

29、設(shè)計(jì)參考數(shù)據(jù)塔徑D/（mm） 板外徑D1/(mm) 分塊數(shù) 近似重量/N_7OO 693 2 66 _支撐圈尺寸（采用不銹鋼） 塔徑/(mm) 圈外徑D1/(mm) 圈內(nèi)經(jīng) D2/(mm) 厚度/mm 重量/N 700 690 620 5 91.2 _六、塔底設(shè)計(jì)料液在釜內(nèi)停留15min，裝料系統(tǒng)取0.5塔底高（h）;塔徑（d）=2:1塔底料液量LW=VS提=0.4771m3/s塔底體積VW= LW/0.5=0.954m3因?yàn)?vw=d2h/4 h/d=2所以 vw=d3/2m可求出h=2d=2*0.847=1.694 m七、塔的頂部空間高度 塔的頂部空間高度是指塔第一層塔盤到塔頂封頭切線的距離。為了減少塔頂出口氣體 夾帶的液體量，頂部空間一般去1.21.5 m，本設(shè)計(jì)取。1.2 m 第四節(jié) 精餾塔高度的計(jì)算 單位：mm_塔頂 塔釜 鞍式支座 填料層高度 塔釜法蘭高 954 712 240 16880 180 _ 噴淋高度 塔頂接管高度 噴夾彎曲高度 進(jìn)料口噴頭上方高度132 13