化工填料塔蒸馏设计

精馏段

查得

所以

精馏段填料高度

2.

提

馏

段

查得

精馏段总压降

所

以

提馏段填料高度式中

—提馏段理论板数据根据图（图略）得知3级； —2.81

级

（

查

得

）

提

馏

段

总

压

降

3. 全塔填料层压降4. 填料总高度

先计算FP系数：

（三）、塔径，泛速，压降等：

VLL1mLG12FP()()2下面分段进行计算：1.精馏段：mL3.0703kg/sVGGmGLmGV5.687kg/s3.07031.0672FP()0.019585.687811.1YFuF21L811.1kg/m3此

时

，

G1.067kg/m3YF0.且取

972.01.0671720.390.2/9.81811.1811.1uF3.10m/su0.7uF2.17m/s，则Y0.7YF=0.1078

s4s45.335.6875.33m3/sD1.768mX、Y点坐标为：1.067u3.142.17P720Pam12．（0.01958，0.1078）读图，得：提馏段：mLL9.259kg/s ZmGv5.687kg/s1L908.2kg/m3G0.7212kg/m3YF0.18且

9.2590.72122FP()0.045885.687908.2uF2此时，

YF=

965.50.72121720.390.2/9.81uF3.832m/s, Y0.7YF=0.0882 908.2908.2取u0.7uF2.682m/sD（0.04588，0.0882） 读图知：

45.687/0.72121.935m此时坐标为：

3.142.682P830Pam1（四）、喷淋密度： Z最小喷淋密度为：0.08比表面积0.0822317.84m2/m3

所以实际喷淋密度只需大于最小喷淋密度即可。（五）、润湿面积：

aWc0.75GL0.1GL2a0.05GL20.21exp[1.45()()()()]根据上述所算，及有aaLLgLa关数据的查取，知a223m2/m3C33mN/m33103N/mL0.39mPas0.39103Pas分段进行计算：精馏段：

GLL3.070341.93521.045kg/(m2s)K0 ，L811.1kg/m317.1mN/m，

aW 1— a40.78mN/m所以，

330.751.0451.04522230.051.04520.1exp[1.45()()()()]32340.782230.3910811.19.81811.140.7810223 =0.3644求得： GLaW81.26m2/m3提馏段：

9.25943.150kg/(m2s)

1.9352'60.7mN/m，L908.2kg/m3116.10mN/m，256.13mN/m 同理代入数据得：

awa0.4016aw89.56m2/m3

七、换热器的选择（一）、塔顶温度t22300kJ/kgD78.320C1850kJ/kgms514.3(460.7788180.2212)20474kg/h故

：

r23000.18500.9995kJ/kg、C1M1Qmsr204749952.037107kJ/h5.658106W（二）

的计假

定冷却水200C进入，出口为400C在平均温度300C下 ，C14.174kJkg1k1Q2.037107m12.44105kg/h67.78kg/sCt4.17420（三）、

t178.322058.320Ctm，逆t1t258.3238.3247.62（四）、t158.32lnln38.32t2t278.324038.320C求取较正系数

Pt2t1TT40200.3429R120据化工原理上册1535-19a,知：T1t178.3220t2t1'、求传热面积且很多参数未定，10.9，合要求。tmtm47.62五）

故需知传热系数K。不妨假定：K=800Wm2k1。则：

Q5.658106、采用水走管程，乙醇-水蒸A14.58m2（六）

Ktm80047.62气走壳程。取水流速

水995.7kg/m32u1m/s,管道25mm2.5mm；30C下，

0.801103Pas。则：

2.44105Vin0.0213600245m3/hn218根且And0l'4995.7l'148.58.678m（七）、换热器总管数计算

2183.140.025

选用4m的长管，则应为2管程；一台换热器的总管数为：436根。

项目 壳径D 管程数 管数 中心排管数 管程流通面积 数据 800mm 2 450 23 0.0707 项目 管尺寸 管长 管排列方式 管心距 传热面积 数据 25mm2.5mm 4.5m 正三角形排列 32mm 155.4m2 表1 列管式换热器基本参数（八）、传热面积

每管程数n=450/2=225,管程流通面S=225

40.022=0.07065m2，与表中给出数据比较，很

2

2

符合；传热面积A=3.140.02545450=158.9 m，比给出的155.4m略大，以后

者为准；中心排管数为：1.1450=23.3（较符合）。（九）、阻力损失

计算：

Redu流速：

245V360u0.906m/2s9 雷诺数：S0.07070.020.9626995.742.39310摩擦系数：取钢管绝对粗糙度30.801100.1mm则相对粗糙度为：/d0.005此时，查取相关数据，知：0.035。

4.5995.70.962623.632kPa回弯阻力损失：管内阻力损失：Pi0.0350.022Pr3Pt(2995.70.96262=1.384kPa

4故 总损失为：

3.16.33128.14241)3.2．0 由上已得：Re=2.393104 ，

0.618Cp4.17410J/kgk4.1741030.801103Pr5.4090.6180.6184446 0.0210.8Nu0.023239305.4090.4143.9i143.93r2g34995103811.129.810.23133．00.725()0.725()42103 3nd0t0.3910230.025514．算出给热系数：查得污垢热阻系数及相关数据，代入得：

111 1.250.141030.211031.25K044462103