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1、Evaluation Warning: The document was created with Spire.Doc for .NET.化工原理理课程设设计乙醇-水水填料式式精馏塔塔设计学生姓名名 徐程学院名称称化学化工工学院学号20133130012118班级13级22班专业名称称应用化学学指导教师师王菊20166年5月20日徐州工程学院化工原理课程设计说明书摘要填料式精精馏塔是是化工生生产的重重要化工工设备。精精馏塔不不仅对产产品本身身，而且且还对产产品产量量、质量量、生产产能力和和消耗定定额，以以及三废废处理和和环境保保护等各各方面都都有重大大影响。因因此，掌掌握精馏馏塔的基基本设计计
2、对化工工专业学学生十分分重要的的。本课课程设计计是关于于乙醇-水的填填料式精精馏塔的的设计，通通过对填填料式精精馏塔的的设计，熟熟练掌握握以及运运用所学学知识并并投入到到实际生生产当中中去。关键词 乙醇；水；填填料式精精馏塔；化工生生产；I徐州工程学院化工原理课程设计说明书摘要I第一部分分概述331.1概概述31.2文文献综述述31.2.1填料料类型331.2.2填料料塔41.2.3填料料选择441.3设设计任务务书41.3.1设计计题目441.3.2设计计条件441.3.3设计计任务551.4设设计思路路5第二部分分工艺计计算62.1 平均相相对挥发发度的计计算62.2绘绘制t-x-yy图及
3、x-y图62.3 全塔物物料衡算算72.3.1进料料液及塔塔顶、塔塔底产品品的摩尔尔分数772.3.2 平平均摩尔尔质量882.3.3全塔塔物料衡衡算：882.4最最小回流流比的计计算和适适宜回流流比的确确定82.4.1最小小回流比比82.4.2 确确定最适适操作回回流比RR92.5热热量衡算算92.6求求理论板板数及加加料1002.6.1精馏馏段和提提馏段操操作线方方程的确确定1002.6.2 理理论板数数及加料料板位置置112.7 填料高高度计算算113.8精精馏塔主主要尺寸寸的设计计计算1123.8.1流量量和物性性参数的的计算1123.8.2塔板板效率114第三部分分塔板结结构设计计1
4、43.1气气液体积积流量1153.1.1 精精馏段的的气液体体积流量量153.1.2 提提馏段的的气液体体积流量量163.2 塔径计计算1663.2.1 塔塔径初步步估算117第四部分分换热器器184.1 换热器器的初步步选型1184.1.1塔顶顶冷凝器器184.1.2塔底底再沸器器184.2 塔顶冷冷凝器的的设计118第五部分分精馏塔塔工艺条条件2005.1塔塔内其他他构件2205.1.1.塔塔顶蒸汽汽管2005.1.2.回回流管2205.1.3进料料管2005.1.4.塔塔釜出料料管2115.1.5除沫沫器2115.1.6液体体分布器器215.1.7液体体再分布布器2225.1.8填料料支
5、撑板板的选择择235.1.9塔釜釜设计2235.1.10塔塔的顶部部空间高高度2335.1.11手手孔的设设计2335.1.12裙座的的设计2235.2 精馏塔塔配管尺尺寸的计计算2445.2.1塔顶顶汽相管管径dpp245.2.2回流流液管径径dR2445.2.3 加加料管径径dF2445.2.4釜液液排出管管径dww245.2.5再沸沸器返塔塔蒸汽管管径dv256.3精精馏塔工工艺尺寸寸26第六部分分结构设设计结果果27总结288参考文献献28附录299第一部分分 概述1.1概概述乙醇可用用来制取取乙醛、乙乙醚、乙乙酸乙酯酯、乙胺等化化工原料料，也是是制取染染料、涂料、洗涤剂剂等产品品的原
6、料料，所以以乙醇是是一种重重要的化化工原料料。如今今能源消消耗有枯枯竭的趋趋势，作作为一种种可再生生的能源源，乙醇醇燃料成成为未来来代替传传统化石石燃料的的重要能能源之一一。国内乙醇醇生产方方法主要要有发酵酵法、乙乙烯水化化法、合合成气经经醋酸制制乙醇、合成气气直接制制乙醇等等，国外外乙醇生生产方法法主要有有渗透蒸蒸发技术术、新型耦耦合分离离技术、渗透气气化膜分分离技术术、PVA膜渗透透汽化等等。塔设设备作为为工业生生产上最最重要的的设备之之一，在在工业生生产乙醇醇的分离离中起重重要作用用。在塔塔设备中中常见的的单元操操作有：精馏、吸吸收、解解吸和萃萃取等。乙乙醇-水是工工业上最最常见的的溶剂
7、，也也是十分分重要的的化工原原料之一一。长期期以来乙乙醇-水溶液液通常都都是通过过蒸馏法法生产，但但由于乙乙醇-水的共共沸现象象，普通通的精馏馏方法对对于高纯纯度的乙乙醇来说说产量不不好，所所以设计计研究和和改进精精馏设备备是十分分重要的的。本课课程设计计主要是是采用填填料精馏馏塔对乙乙醇-水溶液液进行分分离。塔设备在在经过长长期的发发展，形形成了形形式繁多多的结构构，以满满足各方方面的特特殊需要要。在乙乙醇的工工业生产产中，主主要是通通过精馏馏塔将产产物乙醇醇与水分分离，制制取高纯纯度的乙乙醇。按按塔的内内件结构构的不同同可以分分为板式式塔和填填料塔两两大类。填料塔是是以塔内内的填料料作为气
8、气液两相相间接触触构件的的传质设设备。填填料塔的的底部安安装填料料支撑板板，填料料随意乱乱堆或整整砌的方方式放置置在支撑撑板上。填填料上方方安装有有填料压压板，以以防填料料被上升升气流吹吹动。填填料塔塔塔内填充充适当高高度的填填料，以以增加两两种流体体间的接接触表面面。液体体沿填料料表面呈呈膜状向向下流动动，作为为连续相相的气体体则自下下而上地地流动，与与液体逆逆流传质质。两相相的组分分浓度沿沿塔高呈呈连续变变化。作为产物物分离中中的最重重要的设设备之一一的塔设设备，随随着塔设设备技术术的发展展，国内内外制定定了多种种企业接接触的元元件，从从而改善善塔设备备质量，缩缩短塔设设备的制制造、安安装
9、周期期，以此此来减少少设备的的投资费费用。1.2文文献综述述1.2.1填料料类型气液传传质设备备主要分分为板式式塔和填填料塔两两大类。精精馏操作作既可采采用板式式塔，也也可采用用填料塔塔，板式式塔的设设计将在在其他分分册中作作详细介介绍，故故本书将将只介绍绍填料塔塔。新型高效效规整填填料的不不断开发发与应用用，冲击击了蒸馏馏设备以以板式塔塔为主的的局面，且且大有取取代板式式塔的趋趋势。最最大直径径规整填填料塔已已达1420m，结束束了填料料塔只适适用于小小直径塔塔的历史史。这标标志着填填料塔的的塔填料料、塔内内件及填填料塔本本身的综综合设计计技术进进入了一一个新阶阶段。纵纵观填料料塔的发发展，
10、新型填填料的研研究始终终十分活活跃，尤尤其是新新型规整整填料不不断涌现现。如今今，填料料主要分分为散堆堆填料、规规整填料料和毛细细管填料料。1.2.2填料料塔填料塔也也是传质质过程常常用的塔塔设备，它它的主要要优点是是生产能能力大，分分离效率率高，压压降小，持持液量小小操作弹弹性大等等。填料塔的的缺点是是填料造造价高；当液体体负荷较较小时不不能有效效地润湿湿填料的的表面，使使传质效效率下降降；不能能直接用用于有悬悬浮物或或容易聚聚合的物物料；对对侧线进进料和出出料等复复杂蒸馏馏不太适适合等。1.2.3填料选选择拉西环是是最古老老、最典典型的一一种填料料，由于于它结构简简单，制制造容易易，价格格
11、低廉，性性能指数数较为齐齐全以及及机械强强度高，因因此长久久以来，尽尽管它存存在严重重缺点，但但是仍受受到厂家家的欢迎迎，沿用用至今。拉拉西环的的缺点是是结构不不常开，有有效空隙隙率比实实际空隙隙率小得得多，所所以压力力降比较较大。拉拉西环在在塔内的的填料方方式有两两种：乱乱堆和整整砌。乱乱堆装卸卸比较方方便，但但是压力力降比较较大，一一般直径径在500mm以以下的拉拉西环用用乱堆填填料，直直径在550mmm以上的的拉西环环用整砌砌填料。当当填料的的名义尺尺寸小于于20mmm时，各本身身的填料料分离效效率都明明显下降降。因此此，255mm的的填料可可以认为为是工业业填料中中选用比比较合理理的填
12、料料。本次次设计采采用的为为金属拉拉西环225mmm255mm0.88mm。表1 金属拉拉西环25mmm225mmm0.8mmm参数项目参数项目参数公称直径径D=255mm比表面积积=2220m/m外径d=255mm空隙率=955%高度h=255mm堆积个数数N=5550000个/m壁厚=0.8mmm堆积密度度=6440kgg/m干填料因因子a/=2577/m等板高度度H=0.46mm湿填料因因子=3990/mm平均压降降p=00.5kkPa/m1.3设设计任务务书1.3.1设计计题目乙醇-水水填料式式精馏塔塔设计1.3.2设计计条件常压pp=1aatm（绝绝压）。原料来来自粗馏馏塔，为为95
13、96饱和蒸蒸汽，由由于沿程程热损失失，进精精馏塔时时，原料料温度约约为90塔顶浓浓度为含含乙醇992.441%（质质量分数数）的乙乙醇，产产量为225吨/天；塔釜采采用饱和和蒸汽直直接加热热，从塔塔釜出来来的残液液中乙醇醇浓度要要求不大大于0.3%（质质量分数数）；塔顶采采用全凝凝器，泡泡点回流流，回流流比R=1.112.0Rmmin；厂址：徐州地地区1.3.3设计计任务1、完成成该精馏馏塔的工工艺设计计，包括括辅助设设备及进进出口管管路的计计算和选选型；2、画出出带控制制点工艺艺流程图图、xy相平平衡图、塔塔板负荷荷性能图图、塔板板布置图图、精馏馏塔工艺艺条件图图；3、写出出该精馏馏塔的设设
14、计说明明书，包包括设计计结果汇汇总和设设计评价价。1.4设设计思路路乙醇-水水溶液通通过离心心泵进入入再沸器器中，经经过加热热接近或或达到泡泡点后，从从底部进进入填料料式精馏馏塔中，在在填料上上易挥发发组分乙乙醇进入入气相，而而难挥发发组分水水进入液液相。易易挥发组组分乙醇醇通过塔塔顶管道道进入冷冷凝器中中，在冷冷凝器中中由于温温度降低低乙醇冷冷凝，为为了保证证塔顶浓浓度为含含乙醇992.441%（质质量分数数），将将冷凝器器中的溶溶液重新新回到填填料式精精馏塔中中，重新新蒸馏。精精馏塔底底部的液液体回到到再沸器器中重新新加热至至泡点温温度。经经过重复复多次精精馏，在在冷凝其其中可以以得到高高
15、纯度的的乙醇，然然后将乙乙醇通入入储罐中中。塔里里的混合合物不断断重复前前面所说说的过程程，而进进料口不不断有新新鲜原料料的加入入。最终终，完成成乙醇和和水的分分离。乙乙醇水混合合液经原原料预热热器加热热，进料料状况为为汽液混混合物qq=1 送入精精馏塔，塔塔顶上升升蒸汽采采用全凝凝器冷凝凝，一部部分入塔塔回流，其其余经塔塔顶产品品冷却器器冷却后后，送至至储罐，塔釜采采用直接接蒸汽加加热，塔底产产品冷却却后，送入贮贮罐(附流程程图)。图1 流流程示意意图第二部分分工艺计计算2.1 平均相相对挥发发度的计计算由相平衡衡方程 （1-1）得：（11-2）查阅相关关资料，常常压下乙乙醇和水水的气液液平
16、衡数数据如下下表表2 常常温常压压下乙醇醇-水的平平衡数据据x0.18800.20000.25500.30000.35500.4000y0.51100.52250.55510.57750.59950.6110x0.45500.50000.55500.60000.65500.7000y0.63350.65570.67780.69900.72250.7555由道尔顿顿分压定定律 （1-3）得（1-4）将上表数数据代入入得：序号123453.688153.155692.722542.355012.12263序号6789101.911551.722281.544081.411961.32207则2.2
17、绘绘制t-xx-y图及x-y图表3乙醇醇水系统txy数据沸点t/乙醇摩尔尔数/%沸点t/乙醇摩尔尔数/%气相液相气相液相99.990.00040.05538227.3356.44499.880.0440.51181.3333.22458.77899.770.0550.77780.6642.00962.22299.550.1221.57780.1148.99264.77099.220.2332.90079.88552.66866.22899.000.3113.722579.5561.00270.22998.7750.3994.51179.2265.66472.77197.6650.7998.76
18、678.99568.99274.66995.881.61116.33478.77572.33676.99391.334.16629.99278.6675.99979.22687.997.41139.11678.4479.88281.88385.2212.66447.44978.22783.88784.99183.77517.44151.66778.2285.99786.44082.3325.77555.77478.11589.44189.441根据上面面表中的的数据绘绘制乙醇醇-水的t-x-yy相图，如如下：图2 乙乙醇-水相图图有图可知知：844, 799, 1000精馏段平平均温度度：=（
19、+）/2=（84+79）/2=81.5提馏段平平均温度度：=（+）/2=(844+1000)/2=9922.3 全塔物物料衡算算查阅相关关文献，整整理有关关物性参参数表4 乙乙醇-水物性性参数项目数值天处理原原料能力力F=300t/天质量分数数F=00.322D=00.92241W=00.0003分子量M乙醇=46.07kkg/kkmollM水=118.001kgg/kmmol2.3.1进料料液及塔塔顶、塔塔底产品品的摩尔尔分数F：进料料量（kkmoll/h）：原料料组成（摩摩尔分数数。下同同）D：塔顶顶产品流流量（kkmoll/h）：塔顶顶组成W：塔底底残液流流量（kkmoll/h）：塔底底
20、组成根据公式式： （1-5）原料液乙乙醇的摩摩尔组成成=0.115533塔顶产品品乙醇的的摩尔组组成=塔底残夜夜乙醇的的摩尔组组成=2.3.2 平平均摩尔尔质量根据公式式可得： （1-6）原料液的的平均摩摩尔质量量：馏出液的的平均摩摩尔质量量：塔釜残液液的平均均摩尔量量：2.3.3全塔塔物料衡衡算：进料量：F =330吨/天=全塔物料料衡算式式：F=DD+W解之得：D=110.4436 kmool/hh ，W=445.4442kkmoll/h表5物料料衡算表表项 目数 值进料流量量F，kmool/hh55.8878塔顶产品品流量D，kmool/hh10.4436塔釜残液液流量W，kmool/h
21、h45.4442进料组成成，xF(摩尔分分数）0.15553塔顶产品品组成，xD(摩尔分分数）0.82264塔釜残液液组成，xW(摩尔分分数）0.000117752.4最最小回流流比的计计算和适适宜回流流比的确确定2.4.1最小小回流比比平衡线方方程因为 所以相平衡方方程：泡点进料料：最小回流流比：2.4.2 确确定最适适操作回回流比RR因为所以取2.5热热量衡算算已求得：78110080=81.5=922温度下: =1139.36 kJ/(kmmolK) =75.59 kJ/(kmmolK) =1139.3600.82264+75.59(1-00.82264) =1266.633 kJJ/(
22、kkmollK)温度下：=1552.222kJJ/(kkmollK) =76.04 kJ/(kmmolK) =1522.2220.00011175+76.04(1-00.00011775) =76.13 kJ/(kmmolK)温度下：=844.155kJ/kg；=23315.7kJJ/kgg； = 884.1150.82664+(1-00.82264)23315.7 =4117.555 kkJ/kkg（1）00时塔顶顶气体上上升的焓焓塔顶以00为基准准，=466.36671226.663788+466.36674117.555411.200 =122556627.63 kJ/h（2）回回流液的
23、的焓78温温度下=1399.366 kJJ/(kkmollK) =75.59 kJ/(kmmolK) =1399.3660.882644+755.599(1-00.82264) =1128.29 kJ/(kmmolK)=91.80991377.67778=98558688.911 kJJ/h（3）塔塔顶馏出出液的焓焓因馏出口口与回流流口组成成一样，所所以=10.43661377.67778=11220644.488 kJJ/h（4）冷冷凝器消消耗的焓焓=125556227.663-99858868.91-11220644.488=15576994.224 kkJ/hh（5）进进料口的的焓温度下
24、：=1552.222kJJ/(kkmollK)； =76.04kkJ/(kmoolKK)；=1552.2220.15553+776.004 (1-00.15553) =887.887所以 =555.8778877.87780=39227999.999kJ/(kmmolK)(6)塔塔底残液液的焓 =455.4442877.8771000 =39992998.885kJJ/(kkmollK)（7）再再沸器塔釜热损损失为10%，则=0.9设再沸器器损失能能量 ， 加热器的的实际热热负荷 =15776944.244+39992998.885+11120064.48-39227999.999 =2766
25、2577.588kJ/h2.6求求理论板板数及加加料2.6.1精馏段段和提馏馏段操作作线方程程的确定定精馏段： 精馏段操操作线方方程： 提馏段： 提馏段操操作线方方程： (11-122)2.6.2 理论板板数及加加料板位位置精馏段：由平衡线线方程的的：与联立已知y11=xDD=0.82664x1=依次类推推，可得得：x10.61103 y10.65549 x20.23301 y20.47761 x30.15528 y30.35541 x40.11199 y40.29929 x50.10070 y50.26669 x60.10020 y60.25567 由于x33=0.15228xF=0.143
26、34x4=00.11199xq=0.14334所以在第第3和第4块塔板板之间进进料。提馏段由平衡线线方程的的：与联立依次类推推：x6=0.110133y6=0.225533x7=0.0075772y7=0.119944x8=0.0056551y8=0.114888x9=0.0039222y9=0.111044 x10=0.0026553y10=0.0076550x11=0.0017550y11=0.0051338x12=0.0011227y12=0.0033550x13=0.00070061y13=0.0021116x14=0.00042257y14=0.0012883x15=0.000244
27、05y15=0.00072277x16=0.00011190y16=0.00036610x17=0.0000339644y17=0.00012204由于X117=00.000039964xw=0.00011175综上总共共有17块塔板板，其中中精馏段段塔板数数为4块，提提馏段为为12块塔板板，第5块塔板板为进料料板。2.7 填料高高度计算算由于采用用的是25mmm钢制拉拉西环，所所以压力力降取P=00.5KKPa/m,等板高高度HEPPT=00.466m。填料塔总总板数N=117所以，填填料总高高度为精馏段填填料高度度为提馏段填填料塔高高度为压力降计计算精馏塔的的总压降降精馏段的的压降提馏段的
28、的压降由于是采采用的常常压操作作，所以以顶部压压强为常常压，即即进料口处处压强为为塔底的压压强为3.8精精馏塔主主要尺寸寸的设计计计算3.8.1流量和和物性参参数的计计算表6乙醇醇-水在不不同温度度下的密密度温度=790.73330.9771=10000.70030.9558=840.73370.9669塔顶条件件下的流流量和物物性参数数=46.070.882644+188.022(11-0.82664)=41.20kkg/kkmoll=1.1179mmL/gg=0.884822g/mmL=8848.2 kkg/mm3=1.4426 kg/m3=41.2046.3677=19910.32kkg
29、/hh=37882.553kgg/h进料条件件下的流流量和物物性参数数=46.070.115533+188.022(11-0.15553)=22.38kkg/kkmoll=0.777233 kgg/m33=1.110266mL/g=0.9906995g/mL=9066.955kg/m3=22.3846.3677=10037.69kkg/hh精馏段：=8004.114kgg/h提馏段：=20054.69kkg/hh塔底条件件下的流流量和物物性参数数=46.070.00011175+18.02(1-0.00011175)=188.055 kgg/kmmol=0.558955 kgg/m33=1.0
30、04433mL/g=0.9995772g/mL=9955.722 kgg/m33=18.1346.3677=8440.663kgg/h=16664.550kgg/h精馏段的的流量和和物性参参数=1.009922 kgg/m33=8777.588 kgg/m33=14774.001kgg/h=22993.334kgg/h提馏段的的流量和和物性参参数=0.668099 kgg/m33=9511.344 kgg/m33=9399.166kg/h=18559.660kgg/h6.体积积流量塔顶：进料：塔底：精馏段：提馏段：3.8.2塔板效效率表7不同同温度下下乙醇-水黏度度（mPaas）温度20406
31、080100乙醇1.1550.81140.60010.49950.36611.00050.65560.466880.355650.28838全塔的平平均温度度：=89乙醇： 乙醇=0.4355 mPPass水： =00.3553 mmPas因为所以，mPas mPaas mPaas全塔液体体平均黏黏度： mPaas由于3.04全塔效率率=0.4711实际塔板板数：=36块（不不含塔釜釜）第三部分分塔板结结构设计计3.1气气液体积积流量3.1.1 精馏段段的气液液体积流流量由图2乙乙醇-水相图图可知，td=78(塔顶第第一块板板) ttf=880(加料版) tw=1000 (塔底) xxF=00
32、.15553, xDD=0.82664由相图图查得yF=0.448211， yDD=0.83001,由公式 可得得MVF= 222.366kg/moll，MVFF=533.299kg/moll精馏段的的平均温温度： 提馏段的的平均温温度： 表8 精精馏段溶溶液参数数项目参数位置进料板塔顶第一一块板摩尔分数数xF=00.15553xD=00.82264yF=00.48821yD=00.83301摩尔质量量kg/mollMF=222.337MD=441.1199MVF=22.36MVD=53.29温度/8078液相平均均摩尔质质量：液相平均均温度：表9乙醇醇和水的的密度温度（）2030405060
33、708090100110乙醇的密密度（kg/m3)795785777765755746735730716703水的密度度（kg/m3)998.2995.7992.2998.1983.2977.8971.8965.3958.4951在平均温温度为时时用内插法法求得：水的密度度 乙醇的的密度液相平均均密度为为精馏段段的液相相负荷 由 所以： （1-114）其中，平平均质量量分数则： 所以 精馏段塔塔顶压强强 若取单单板压降降为， 则：进料板压压强： 气相平均均压强： 气相平均均摩尔质质量：气相平均均密度： 气气相负荷荷： 表10精精馏段的的负荷名称气相液相平均摩尔尔质量kg/kmool35.557
34、831.0072平均密度度kg/m31.3666800体积流量量m3/h10133.7991.26633.1.2 提馏段段的气液液体积流流量由图2乙乙醇-水相图图可知，td=83.2(塔顶第第一块板板) ttf=990.44(加料版) tw=1033.2 (塔底) xxF=00.10046, xWW=0.001175由相图图查得yF=0.442211， yWW=0.01224,由公式式（1-6）可得MVFF= 229.8854kkg/mmol，MVFF=188.3885kgg/mool表11提提馏段溶溶液参数数位置进料板塔釜摩尔分数数xF=00.10046xW=00.00011775yF=00
35、.42221yW=00.01124摩尔质量量kg/mollMF=220.9945MW=118.0059MVF=29.8544MVW=18.3855温度/99.3383.66采用与精精馏段相相同的计计算方法法可以得得到提馏馏段的气气液相负负荷表12精精馏段的的负荷名称气相液相平均摩尔尔质量kg/kmool21.007628.1196平均密度度kg/m34.433924.5体积流量量m3/h13533.8331.95513.2 塔径计计算3.2.1 塔径初初步估算算图3 填料塔塔泛点气气速及气气体压力力降计算算用关联联图根据流量量公式可可计算塔塔径，即即(1)精精馏段=0.005511由图查得得纵
36、坐标标为 已知填料料因子精馏段平平均温度度： =79877.58,水的密密度0.3887mPPass泛点气速速 泛点速率率经验值值，取空空塔气速速为50%，则u=0.522.5116=11.2558m/s(2)提提馏段：0.0553由图查得得纵坐标标为 已知填料料因子提馏段平平均温度度： =90951.34,水的密密度0.3887mPPass泛点速率率经验值值，取空空塔气速速为50%，则u=0.522.12277=1.006399m/ss圆整后：全塔塔塔径为6500mm第四部分分换热器器4.1 换热器器的初步步选型4.1.1塔顶冷冷凝器热负荷QQC = (RR+1)D(IIVD - IILD)
37、= (R+11)DMMDrDD = 4.6631105 kcaal/hh。取冷却水水的进口口温度为为32，出口口温度为为38，则换换热平均均温 差Dtm =877.3，取换换热系数数K = 3550 ww/m22，则所所需换热热面积：S = 4.663110510334.18 / (36000335087.3) = 117.77 m22选择型号号：标准准系列JB111455-733 Fgg20（单程程）4.1.2塔底再再沸器热负荷QQB = (RR+1)DMBBrB = 22.0881006 kkJ/hh。取导热油油进口温温度为260，出口口温度为为250， 则换热平平均温差差Dtm =577
38、.5，取换换热系数数K = 5000 ww /mm2；则所需换换热面积积：S = 2.0810661003 /(366005000577.5) = 20.0 mm2 选择择型号：标准系系列JB111455-733 Fgg20（单程程）4.2 塔顶冷冷凝器的的设计公用工程程：循环环冷却水水：进口口温度32，出口口温度38；导热热油：进进口温度度260，出口口温度250表13不不同流体体的K值推荐荐高温流体体低温流体体K值推荐荐/kccal/m2h 有机蒸汽汽水350-6500高沸点碳碳氢化合合物蒸汽汽水450-8500有机蒸汽汽与水蒸蒸汽混合合物水400-7500油汽蒸汽汽水350-4500水蒸
39、气水15000-25500甲醇蒸汽汽水450-5500选择水蒸蒸气-水循环环系统，选选择换热热器，具具体参数数见下表表表14换换热器参参数外壳直径径D/mmm500公称压力力P/MMpa1.6公称面积积A/mm257管程数NNp2管子排列列方式正方形管子尺寸寸/mmm252.55管长l/m3管数NTT/根248管心距tt/mmm32图4 换换热器工工艺尺寸寸图表15 塔顶冷冷凝器设设计计算算结果汇汇总表项目数值备注换热器类类型固定管板板式换热器面面积57m22管程流体体冷却水壳程流体体塔顶汽相相管程流速速2.5mm/s壳程流速速12.55m/ss外壳直径径500mmm管程数双程管子长度度3.0mm管子尺寸寸252.55正方形排排列折流板型型式弓形折流流板折流板间间距200mmm壳程压降降3.7kkpa管程压降降5.3kkpa第五部分分精馏塔塔工艺条条件5.1塔塔内其他他构件5.1.1.塔顶蒸蒸汽管从塔顶只只冷凝器器的蒸汽汽导管，尺尺寸必须须适合，以以免产生生过大压压降，特特别在减减压过程程中，过过大压降降会影响响塔德真真空度。操作压力力为常压压，蒸汽汽速度圆整后 表16塔塔顶蒸汽汽管参数数内径外径R内管重/(kgg/m)2251201577.1005.1.