化工原理填料精馏塔课程设计.doc

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1、*大学化工原理课程设计说明书专 业： 班 级： 学生姓名： 学生学号： 指导教师： 提交时间： 年 月 日成 绩： 化工原理课程设计任务书专业 班级 设计人 一、设计题目分离 丙酮-水 混合液（混合气）的 填料 精馏塔二、设计数据及条件生产能力：年处理 丙酮-水 混合液（混合气）： 0.50 万吨（开工率300天/年）；原 料： 丙酮 含量为 40 %（质量百分率，下同）的常温液体（气体）；分离要求： 塔顶 丙酮 含量不低于（不高于） 96.0 %；塔底 丙酮 含量不高于（不低于） 4.0 %。建厂地址： 沈阳三、设计要求（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：1、前言；2、流程的确定和说明（

2、附流程简图）；3、生产条件的确定和说明；4、精馏（吸收）塔的设计计算；5、附属设备的选型和计算；6、设计结果列表；7、设计结果的讨论与说明；8、注明参考和使用的设计资料；9、结束语。（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）（三）绘制精馏（吸收）塔的工艺条件图（坐标纸）四、设计日期： 年 月 日至 年 月 日目 录前言 1 第一章流程的确定和说明 2 一加料方式 2 二进料状况 2 三塔顶冷凝方式 2 四回流方式 2 五加热方式 3 六加热器 3 第二章精馏塔的设计计算 4 一操作条件与基础数据 4 2.1.1. 操作压力 4 2.1.2.气液平衡关系及平衡数据 4 二精馏塔的工艺计算 5

3、2.2.1.物料横算 5 2.2.2.热量衡算 8 2.2.3.理论塔板数的计算 11三精馏塔主要尺寸的设计计算 132.3.1.精馏塔设计的主要依据和条件 132.3.2.塔径设计计算 162.3.3.填料层高度设计计算 19第三章附属设备及主要附件的选型计算 22一冷凝器 22二再沸器 23三塔内其他构件 233.3.1.接管管径的计算和选择 233.3.2.除沫器 253.3.3.液体分布器 263.3.4液体再分布器 273.3.5填料支撑板的选择 273.3.6塔釜设计 283.3.7塔的顶部空间高度 283.3.8手孔的设计283.3.9裙座的设计29 四精馏塔高度计算 29第四章

4、设计结果的自我总结与评价 30一精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表 30二设计结果的自我总结与评价 30附录 32一 符号说明 32前 言在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安装

5、填料压板，以防被上升气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。气体从塔底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体分布装置）分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。 当液体沿填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分，上

6、层填料流下的液体经液体收集器收集后，送到液体再分布器，经重新分布后喷淋到下层填料上。 填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。填料塔也有一些不足之处，如填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，使传质效率降低；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料；对侧线进料和出料等复杂精馏不太适合等。本次课程设计就是针对丙酮-水体系而进行的常压二元填料精馏塔的设计及相关设备选型。 由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳请老师指出以便修正。第一章 流程的确定及说明一.加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以

7、得到稳定的流量和流速，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。如果采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本设计采用高位槽进料。二.进料状况进料状况一般有冷液进料和泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，省加热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段的塔径基本相等，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精

8、馏塔都比较容易。对于沈阳地区来说，存在较大温差，综合考虑，设计上采用泡点进料。三.塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，塔顶出来的气体温度不高，用水冷凝。四.回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为小型塔，故采用重力回流。五.加热方式加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔内，由于重组分

9、是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接蒸汽加热。六.加热器采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸气作加热剂。因为塔较小，可将加热器放在塔内，即再沸器。这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。第二章 精馏塔的设计计算一.操作条件及基础数据2.1.1操作压力精馏操作按操作压力可分为常压，加压和减压操作，精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。由于

10、丙酮-水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压101.325kPa。2.1.2汽液平衡时，x、y、t数据理想系统Antoine方程式中:在温度T 时的饱和蒸汽压 mmHg；T温度 ,；A、B、CAntoine 常数表2-1-2 丙酮的Antoine 常数名称ABC丙酮6.356471277.03237.23水7.074061657.46227.02非理想系统表2-1-2 常压下丙酮-水气液平衡与温度关系丙酮（mol分率）温度丙酮(mol分率)温度丙酮（mol分率）温度液相气相液相气相液相气相0.000.00100.00.200.81562.10.800.89

11、858.20.010.25392.70.300.83061.00.900.93557.50.020.42586.50.400.83960.40.950.96357.00.050.62475.80.500.84960.01.001.0056.130.100.75566.50.600.85959.70.150.79863.40.700.87459.0注：摘自化工原理课程设计 P32表3-9二.精馏塔工艺计算进料流量F组成馏出液流量D组成釜液流量W组成2.2.1物料衡算1. 物料衡算图（如图2.2.1） 图2.2.12物料衡算已知：=7000ta， 质量分数：=30%, =98.0%, =2.0%

12、=58.08kg/kmol, =18.02kg/kmol所以 =kg/h=972.22kg/h进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为、： = = =进料平均相对分子质量:=0.11758.08+(1-0.117)18.02=22.71kg/kmol原料液： F=42.81kmol/h总物料： F=W+D （1）易挥发组分： F=D+W （2）由（1）、（2）代入数据解得： D=5.087kmol/h W=37.723kmol/h塔顶产品的平均相对分子质量： =58.080.938+18.02（1-0.938）=55.60kg/kmol塔顶产品质量流量： =D=55.605.087=282.84

13、kg/h塔釜产品平均相对分子质量： =58.080.0063+18.02（1-0.0063）=18.272kg/kmol塔釜产品质量流量： =W=37.72318.272=689.275kg/h3.物料衡算结果表2-2-1(1) 物料衡算结果表塔顶出料塔底出料进料质量流量/（kg/h）282.84689.275972.22质量分数/%98230摩尔流量/(kmol/h)5.08737.72342.81摩尔分数/%93.80.6311.74.塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：、查表2-1-2（1），用内插法算得：塔顶： 57.12 57.45塔釜： 95.40进料： 65.45精馏段平均温

14、度： =61.45提馏段平均温度： =80.405.平均相对挥发度在温度下丙酮和水的饱和蒸汽压分别为：精馏段： =61.45 提馏段： =80.40将分别代入得：6.回流比的确定由于是泡点进料，=0.117=0.76=0.28一般操作回流比取最小回流比的1.12倍，本设计取1.5倍。即R=1.5=1.50.28=0.42 L=RD=0.425.087=2.14kmol/h =L+qF=2.14+142.81=44.95kmol/h =V=（R+1）D=（0.42+1）5.087=7.22kmol/h2.2.2热量衡算1. 热量示意图（图略）2. 加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。

15、饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达1001000，适合于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数较低，加热温度控制困难。本设计选用300kPa（温度为133.3）的饱和水蒸气做加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不会复杂。3. 冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为1025.如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。本设计建厂地区为沈阳，沈阳市夏季最热月份日平均气温为25。故选用25的冷却水

16、，选升温10，即冷却水的出口温度为35。4. 热量衡算已求得：57.12 57.40 95.40 65.45精馏段平均温度： =61.45提馏段平均温度： =80.40温度下: =135.91kJ/(kmolK)； =76.04kJ/(kmolK)； =135.910.938+76.04(1-0.938) =132.20kJ/(kmolK)；温度下： =143.46kJ/(kmolK)； =76.40kJ/(kmolK)； =143.460.0063+76.40(1-0.0063) =76.82kJ/(kmolK)温度下： =525kJ/kg； =2812.5kJ/kg； =5250.938+

17、2812.5（1-0.938） =666.83kJ/kg塔顶： =58.080.938+18.02(1-0.938) =55.60kg/kmol（1）0时塔顶气体上升的焓塔顶以0为基准， =7.22132.2330.27+7.22666.8355.60 =582924.3kJ/h（2）回流液的焓57.40温度下： =135.91kJ/(kmolK)； =76.04kJ/(kmolK)； =135.910.938+76.04(1-0.938) =132.20kJ/(kmolK)= 2.14132.20330.55=93436.03kJ/h（3）塔顶馏出液的焓因馏出口与回流口组成一样，所以=5.0

18、87132.20330.27=222107kJ/h（4）冷凝器消耗的焓=582924.3-93436.03-222107=267381.3kJ/h（5）进料口的焓温度下：=135.66kJ/(kmolK)； =75.68kJ/(kmolK)； =135.660.117+75.68(1-0.117) =82.70kJ/(kmolK)所以 =42.8182.70338.60=1198775kJ/h(6)塔底残液的焓 =37.72376.82368.55=1068014kJ/h（7）再沸器塔釜热损失为10%，则=0.9设再沸器损失能量 ， 加热器的实际热负荷 =267381.3+1068014+22

19、2107-1198775=358727.3=398585.9kJ/h（8）物料衡算结果表2-2-2（1） 热量衡算表项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热/82.70132.2076.82热量Q/1198775267381.32221071068014398585.92.2.3理论塔板数计算1.板数计算本次设计采用图解法精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程：因为泡点进料，所以q=1. 图2-2-3 理论板数图解法（不含再沸器） 进料板 精馏段7块，提馏段2块。2.塔板效率表2-2-3（1） 不同温度下丙酮-水黏度（mPas）温度607080901000.2330.2150.1980.1

20、850.1710.4700.4060.3550.3150.283全塔的平均温度：=76.26由表2-2-3（1），利用内插法计算得：丙酮： 0.204 mPas水： 0.374 mPa因为所以， mPas mPas mPas全塔液体平均黏度： mPas已知，由表2-1-2（2），利用内插法计算得： 因此：x=4.87% y=61.54% 已求得23.36全塔效率=30.56%3.实际塔板数实际塔板数：=30块（不含塔釜）三.精馏塔主要尺寸的设计计算2.3.1.精馏塔设计的主要依据和条件表2-3-1（1）丙酮-水在不同温度下的密度温度=57.120.7410.985=95.400.6850.96

21、2=65.450.7270.980见化工原理书附录五P361及附录三P3591. 塔顶条件下的流量和物性参数=58.080.938+18.02(1-0.938)=55.60kg/kmol=1.3428mL/g=0.7447g/mL=744.7=2.052=55.607.22=401.43kg/h=118.98kg/h2. 进料条件下的流量和物性参数=58.080.117+18.02(1-0.117)=22.71kg/kmol=0.817=1.0620mL/g=0.9416g/mL=941.6=22.717.22=163.97kg/h精馏段：=48.60kg/h提馏段：=1220.82kg/h3

22、. 塔底条件下的流量和物性参数=58.080.0063+18.02(1-0.0063)=18.27kg/kmol=0.604=1.0421mL/g=0.9596g/mL=959.6=18.277.22=131.91kg/h=821.24kg/h4. 精馏段的流量和物性参数=1.436=843.150=282.70kg/h=83.79kg/h5. 提馏段的流量和物性参数=0.711=950.600=147.94kg/h=1021.03kg/h6.体积流量塔顶：进料：塔底：精馏段：提馏段：2.3.2.塔径设计计算1.填料选择填料塔内所用的填料应根据生产工艺技术的要求进行选择，并对填料的品种、材质及

23、尺寸进行综合考虑，应尽量选用技术资料齐全，使用性能成熟的新型塔填料。对性能相近的填料，应根据它们的特点进行技术、经济评价，使所选用的填料既能满足生产要求，又能使设备的投资和操作费用最低或较低。填料是填料塔中汽液接触的基本构件，其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的选择是填料塔设计的重要环节。鲍尔环由于环壁开孔，大大提高了环内空间，及环内表面的利用率，气流阻力小液体分布均匀，与拉西环相比，其通量可增加50%以上，传质效率可提高30%左右，鲍尔环是目前应用较广的填料之一。对填料的基本要求有比表面积和孔隙率较大，堆积密度较小，有足够的机械强度，有良好的化学稳定行及液体的湿润性，价

24、格低廉等。综合以上因素及鲍尔环的优点，本设计选用型填料。2.塔径设计计算填料塔内所使用的填料应根据生产工艺技术的要求进行选择，并对填料的品种、材质及尺寸进行综合考虑，应尽量选用及时、应尽量选用技术资料齐全，使用性能成熟的新型塔填料。对性能相近的填料，应根据它们的特点进行技术、经济评价，使所选用的填料既能满足生产要求，又能使设备的投资和操作费用最低。填料是填料塔中气液接触的基本构件，其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的选择是填料塔设计的重要环节。鲍尔环由于环壁开孔，大大提高了环内空间及环内表面的利用率，气流阻力小，液体分布均匀，与拉西环相比，其通量可增加50%以上，传质效率

25、提高30%左右，鲍尔环是目前应用较广的填料之一。综上以上因素及鲍尔环的优点，且由于38鲍尔环各项参数齐全，故本次选用38鲍尔环为塔填料。表2-3-2（1）填料尺寸性能填料名称（）堆积个数n（）堆积密度()比表面a（）空隙率（%）金属鲍尔环130003651290.945注：摘自化学工程手册第三卷 P13-44 表3-3根据流量公式可计算塔径，即(1)精馏段=0.0122由图查得纵坐标为 已知填料因子精馏段平均温度： =61.45 =843.150, 0.294mPas泛点气速 对于散装填料，其泛点速率经验值，取空塔气速为50%，则u=0.54.297=2.149m/s圆整后：塔径为400mm(

26、2)提馏段：=0.1886由图查得纵坐标为 已知填料因子提馏段平均温度： =80.40=843.150, 0.294mPas泛点气速 对于散装填料，其泛点速率经验值，取空塔气速为50%，则u=0.54.163=2.082m/s圆整后：塔径为400mm(3)全塔塔径圆整后：全塔塔径为400mm图2-3-2 填料塔泛点气速及气体压力降计算用关联图2.3.3.填料层高度设计计算1.等板高度设计计算（1）精馏段动能因子 经查每米理论级数（NTSM）所以精馏段填料层高度为 式中 n精馏段理论塔板数。（2）提馏段动能因子 经查每米理论级数（NTSM）所以提馏段填料层高度为 填料层总高度 用上述方法计算出填

27、料层高度后，还应留出一定安全系数。根据设计经验，填料层的设计高度一般为，本次取。设计时的填料高度，；工艺计算时得到的填料高度，；2.填料层压强降计算（1）精馏段液体负荷 用精馏段动能因子F查出液体负荷为10和20的每米填料层压降分别为0.22和0.25，算出为13.22时的每米填料层压降为0.230kPa/m。则精馏段的压降： （2）提馏段液体负荷 用提馏段动能因子F查出液体负荷为5和10的每米填料层压降分别为0.166和0.179，算出为5.61时的每米填料层压降为0.168kPa/m。则提馏段的压降： 全塔填料层总压降： 3.填料层持液量的计算（1）精馏段由上可知：动能因子 ，液体负荷 由

28、分别和的持液量值，利用内插法求得为时的值为（2）提馏段由上可知：动能因子 ，液体负荷 由分别和的持液量值，利用内插法求得为时的值为表2-3-2（2） 精馏段提馏段各参数精馏段提馏段全塔气体动能因子F/（m/s）2.5751.756每米填料层压降0.2300.168填料压降p/kPa0.9280.2821.210填料层高度Z/m4.0351.6805.715持液量第三章附属设备及主要附件的选型计算一冷凝器 本次设计冷凝器选用壳程式冷凝器。对于蒸馏塔的冷凝器，一般选用列管式、空气冷凝螺旋板式换热器。因本次设计冷热流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液。 冷凝水循

29、环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。沈阳最热月平均气温t=25。冷却剂用深井水，冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取=38。泡点回流温度1.计算冷却水流量 kg/h2.冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方式 =32.28 操作弹性为1.2， 表3-1公称直径/mm管程数管子数量管长/mm换热面积公称压力MPa27338200025标准图号 JB1145-71-2-39 设备型号 G273-25-3二再沸器选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择3.69atm，140的水蒸气，传热系数K=600kcal

30、/(mh)=2520kJ/(mh)，=513kcal/kg1. 间接加热蒸汽量 2. 再沸器加热面积为再沸器液体入口温度；为回流汽化为上升蒸汽时的温度；为加热蒸汽温度；为加热蒸汽冷凝为液体的温度；用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失三塔内其他构件3.3.1.接管管径的计算和选择1.塔顶蒸汽管从塔顶只冷凝器的蒸汽导管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压过程中，过大压降会影响塔德真空度。操作压力为常压，蒸汽速度 圆整后 表3-3-1（1） 塔顶蒸汽管参数表内径外径R内管重/(kg/m)2251201577.10注：摘自浮阀塔P197表5-3。2.回流管冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的

31、流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高，对于重力回流，一般取速度为0.20.5m，本次设计取。 圆整后 表3-3-1（2） 回流管参数表内径外径R内管重/(kg/m)501201501.11注：摘自浮阀塔P197表5-3。3.进料管本次加料选用泵加料，所以由泵输送时可取1.52.5m/s，本次设计取=2.0m/s。 圆整后 表3-3-1（3） 进料管参数表内径外径R内管重/(kg/m)501201501.11注：摘自浮阀塔P197表5-3。4.塔釜出料管 塔釜流出液体的速度一般可取0.51.0m/s，本次设计取。 圆整后 表3-3-1（4） 塔顶蒸汽管参数表内径外径R内管重/(kg/m)

32、501201501.11注：摘自浮阀塔P197表5-3。3.3.2.除沫器除沫器用于分离塔顶出口气体中所夹带的液滴，以降低有价值的产品的损失，并改善塔后动力设备的操作。近年来，在国内石油化工设备中，广泛应用丝网除沫器。除沫器的直径取决于气体量及选定的气体速度。影响气体速度的因素很多，如雾沫夹带量，气、液体的密度，液体的表面张力和粘度以及丝网的比表面积等。其中，气体和液体的密度对气体速度的影响最大。气速计算 式中 K常数，取0.107； 塔顶气体和液体密度（kg/m） 除沫器直径计算：式中，V为气体体积处理量， 3.3.3.液体分布器采用蓬头式喷淋器。选此装置的目的是能使填料表面很好地润湿，结构

33、简单，制造和维修方便，喷洒比较均匀，安装简单。1. 回流液分布器流量系数取0.820.85，本次设计取0.82，推动力液柱高度H取0.06m。则小孔中液体流速 小孔输液能力 由Q=得小孔总面积 所以，小孔数 ，即为5个小孔。式中，d小孔直径，一般取410mm，本设计取4mm。喷洒器球面中心到填料表面距离计算 式中 r喷洒圆半径， 喷洒角，即小孔中心线与垂直轴线间的夹角， 2. 进料液分布器采用莲蓬头由前知W=0.89m/s 取d=4mm， ，即为27个小孔。 莲蓬头的直径范围为3.3.4液体再分布器 液体在乱堆填料层内向下流动时，有偏向塔壁流动的倾向，偏流往往造成塔中心的填料不被润湿。塔径越小

34、，对应于单位截面积的周边越长，这种现象越严重。为将流动塔壁处的液体重新汇集并引向塔中央区域，可在填料塔层内每隔一定高度设置液体再分布器，每段填料层的高度因填料种类而定，对鲍尔环，可为塔径的510倍，但通常不超过6m。此次设计填料层的高度选塔径的10倍，故每处装一个再分布器。 选取截锥式再分布器，因其适用于直径0.8m以下的小塔。3.3.5填料支撑板的选择本次设计选用分块式气体喷射式支撑板。这种设计板可提供100%的自由截面，波形结构系统承载能力好，空隙率大，宜于1200mm以下的塔。在波形内增设加强板，可提高支撑板的刚度。他的最大液体负荷为145，最大承载能力为40kPa，由于本塔较高，故选此

35、板。主要设计参考：表3-3-5（1） 分块式气体喷射式支撑板的设计参考数据塔径D/(mm)板外径D/mm分块数近似重量/N300294228注：摘自塔设备设计P268表5-36。表3-3-5（2） 支撑圈尺寸塔径/(mm)圈外径/(mm)圈内径/(mm)厚度/(mm)重量/N300297257341.2注：摘自塔设备设计P273表5-41。3.3.6塔釜设计料液在釜内停留15min，装料系统取0.5。塔底高（h）：塔径（d）=1:2塔底液料量 塔底体积 因为 ， 所以 3.3.7塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间

36、一般取1.21.5m，本设计取1.2m。3.3.8手孔的设计手孔是指手和手提灯能伸入的设备孔口，用于不便进入或不必进入设备即能清理、检查或修理的场合。手孔又常用作小直径填料塔装卸填料之用，在每段填料层得上下方各设置一个手孔。3.3.9裙座的设计由于塔径为，所以手孔可设计为直径为大小的圆孔。塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。考虑到工艺中采用直立式再沸器，裙座高度取,四精馏塔高度计算表3-4 精馏塔各部分高度列表 单位：mm塔顶塔釜鞍式支座填料层高度塔釜法兰高12008663004200200喷淋高度塔顶接管高度喷夹弯曲半径进料口喷头上方高度15915090200本次设计的填料塔的实际高度为：H=1200+866+300+21647+200+159+150+90+200=7365mm第四章设计结果的自我总结与评价一 精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表表4-1（1）精馏塔主要设计参数汇总表主要设计参数名称塔顶塔底进料精馏段提馏段液相质量流量kg/h118.98821.24638.7683.791021.03质量分率%98230摩尔率%93.80.6311.7平均分子质量kg/kmol55.6018.27222.71液相平均密度744.7959.6941.6843.15950.6气相平均密度