化工原理課程設(shè)計精餾塔

1、化工原理課程設(shè)計任務(wù)書1.設(shè)計題目：分離乙醇正丙醇二元物系的浮閥式精餾塔2.原始數(shù)據(jù)及條件：進 料：乙醇含量45%（質(zhì)量分數(shù)，下同），其余為正丙醇分離要求：塔頂乙醇含量93%；塔底乙醇含量0.01%生產(chǎn)能力：年處理乙醇-正丙醇混合液25000噸，年開工7200小時操作條件：間接蒸汽加熱；塔頂壓強1.03atm(絕壓)；泡點進料； R=5 3.設(shè)計任務(wù)：完成該精餾塔的各工藝設(shè)計，包括設(shè)備設(shè)計及輔助設(shè)備選型。畫出帶控制點的工藝流程圖、塔板版面布置圖、精餾塔設(shè)計條件圖。寫出該精餾塔的設(shè)計說明書，包括設(shè)計結(jié)果匯總和設(shè)計評價。概述本次設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，是較完整的精餾設(shè)

2、計過程。精餾設(shè)計包括設(shè)計方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算、輔助設(shè)備的選型、工藝流程圖的制作、主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的核算，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。本次設(shè)計結(jié)果為：理論板數(shù)為20塊，塔效率為42.2%，精餾段實際板數(shù)為40塊，提餾段實際板數(shù)為5塊，實際板數(shù)45塊。進料位置為第17塊板，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算中得出塔徑為0.8米，設(shè)置了四個人孔，塔高22.19米，通過浮閥板的流體力學驗算，證明各指標數(shù)據(jù)均符合標準。關(guān)鍵詞：二元精餾、浮閥精餾塔、物料衡算、流體力學驗算。 目錄第一章 緒論5第二章 塔板的工藝設(shè)計7一、精餾塔全塔物料衡算7二、 乙醇和水

3、的物性參數(shù)計算71.溫度72.密度8三、理論塔板的計算11四、塔徑的初步計算12五、溢流裝置14六、塔板分布、浮閥數(shù)目與排列15第三章塔板的流體力學計算16一、氣相通過浮閥塔板的壓降16二、淹塔17三、物沫夾帶18四、塔板負荷性能圖191.物沫夾帶線192.液泛線193.液相負荷上限204.漏液線205.液相負荷下限20第四章 塔附件的設(shè)計21一、接管21二、筒體與封頭23三、除沫器23四、裙座24五、人孔24第五章塔總體高度的設(shè)計24一、塔的頂部空間高度24二、塔總體高度24第六章 附屬設(shè)備的計算248.1 熱量衡算248.1.1 0的塔頂氣體上升的焓Qv24回流液的焓QR25塔頂餾出液的焓

4、QD25冷凝器消耗的焓QC25進料口的焓QF25塔釜殘液的焓QW26再沸器QB268.2 冷凝器的設(shè)計268.3冷凝器的核算278.4泵的選擇27浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果列表28主要符號說明29參考文獻31第一章 緒論精餾的基本原理是根據(jù)各液體在混合液中的揮發(fā)度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。在現(xiàn)代的工業(yè)生產(chǎn)中已經(jīng)廣泛地應(yīng)用于物系的分離、提純、制備等領(lǐng)域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板類型主要有泡罩塔板、浮閥塔板、篩板塔板、舌形塔板、網(wǎng)孔塔板、垂直塔板等等,本次課程設(shè)計是浮閥塔。精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時提供

5、純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實現(xiàn)高純度的分離時，始終能保證一定的傳質(zhì)推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的輕組分產(chǎn)品，而在塔底獲得高純度的重組分產(chǎn)品。精餾廣泛應(yīng)用于石油,化工,輕工等工業(yè)生產(chǎn)中,是液體混合物分離中首選分離方法本次課程設(shè)計是分離乙醇水二元物系。在此我選用連續(xù)精餾浮閥塔。具有以下特點： (1) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040，而接近于篩板塔。 (2) 操作彈性大，一般約為59，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。 (3) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 (

6、4) 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400660N/m2。 (5) 液面梯度小。 (6) 使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。(7) 結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的6080,為篩板塔的120130。本次設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，是較完整的精餾設(shè)計過程。精餾設(shè)計包括設(shè)計方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算物料衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算、輔助設(shè)備的選型、工藝流程圖的制作、主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件、物性參數(shù)及接管尺寸是合理的，以保證

7、精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。工科大學生應(yīng)具有較高的綜合能力，解決實際生產(chǎn)問題的能力，課程設(shè)計是一次讓我們接觸實際生產(chǎn)的良好機會，我們應(yīng)充分利用這樣的時機認真去對待每一項任務(wù)，為將來打下一個穩(wěn)固的基礎(chǔ)。而先進的設(shè)計思想、科學的設(shè)計方法和優(yōu)秀的設(shè)計作品是我們所應(yīng)堅持的設(shè)計方向和追求的目標。第二章 塔板的工藝設(shè)計一、 精餾塔全塔物料衡算F:進料量(Kmol/s) xF:原料組成D:塔頂產(chǎn)品流量(Kmol/s)xD:塔頂組成W:塔底殘液流量(Kmol/s)xW:塔底組成原料乙醇組成: xF= =51.63%塔頂組成: xD=94.54%塔底組成: xW=0.013%進料量: F=25000

8、噸/年=0.01827kmol/s物料衡算式: F=D+WD F xF=D xD+W xW聯(lián)立代入求解:D=0.0071 kmol/s W=0.0112 kmol/s二、 常壓下乙醇正丙醇氣液平衡組成(摩爾)與溫度的關(guān)系溫度T/液相組成%氣相組成%97.600.000.0093.8512.624.092.6618.831.891.6021.034.988.3235.855.086.2546.165.084.9854.671.184.1360.076.083.0666.379.980.5088.491.478.381001001溫度利用表中數(shù)據(jù)由內(nèi)差可求得tF tD tW tF := tF=85

9、.42 tD := tD=79.81 tW := tW=97.21 精餾段平均溫度:=82.615 提留段平均溫度:=91.3152.密度已知:混合液密度: 混合氣密度:塔頂溫度: tD=79.81氣相組成yD: yD=89.36%進料溫度: tF=73.00氣相組成yF: yF=72.58%塔底組成: tW=99.99氣相組成yw: yw=0.11%(1)精餾段液相組成x1:氣相組成y1:所以(2)提留段液相組成x2:氣相組成y2:所以由不同溫度下乙醇和丙醇的密度,內(nèi)差法求tF tD tW下的乙醇和水的密度溫度T,708090100110,KG/M3754.2742.3730.1717.47

10、04.3,KG/M3759.6748.7737.5726.1714.2tF=70.85 tD=78.28 tW=99.97 所以3混合液體表面張力由內(nèi)差法求得在tF tD tW下的乙醇和水的表面張力 乙醇表面張力 CF=18.02mN/m CD=17.30mN/m CW=15.20mN/m 水表面張力 wF=64.34mN/m wD=62.89mN/m wW=58.81mN/m塔頂表面張力 D=22.61mN/m原料表面張力 F=47.06mN/m塔底表面張力 w=58.80mN/m(1)精餾段的平均表面張力 1=(22.61+47.06)/2=34.84mN/m(2)提餾段的平均表面張力：2

11、=（58.80+47.06）/2=52.93mN/m4混合物的粘度 =74.57 查表，得水=0.382mpa·s, 醇=0.493mpa·s =85.41 查表，得水=0.334mpa·s, 醇=0.429mpa·s(1)精餾段粘度：1=醇x1+水(1-x1)=0.493*0.5418+0.382*(1-0.5418)=0.4421 mpa·s(1) 提留段粘度: 2=醇x2+水(1-x2)=0.429*0.1328+0.334*(1-0.1328)=0.3466 mpa·s5.相對揮發(fā)度由 xF=26.54% yF=77.1% 得

12、由 xD=81.82% yD=83.79% 得由 xW=0.012% yw=0.11% 得(1)精餾段的平均相對揮發(fā)度提留段的平均相對揮發(fā)度6.氣液相體積流量計算（1）精餾段 質(zhì)量流量：體積流量：（2）提留段 質(zhì)量流量： 體積流量： 塔板的計算三、理論塔板數(shù)的計算繪出乙醇水的氣液平衡組成，即X-Y曲線圖，作進料線，與平衡線的交點坐標為xq=0.2654 yq=0.54最小回流比為取操作回流比R=1.7Rmin=1.722精餾段 L=RD=1.722*0.0054=0.0093kmol/s V=(R+1)D=2.722*0.0054=0.0147kmol/s提留段 因本設(shè)計為飽和液體進料，所以q

13、=1則精餾段操作線方程為y=0.63X+30.06 提餾段操作線方程為采用圖解法求得理論板層數(shù)NT=20,加料板為第17塊理論板（1） 精餾段 已知a=5.23 L1=0.4421 mpa·s所以（2） 提留段 已知a=9.25 L2=0.3466 mpa·s所以全塔所需實際塔板數(shù)：全塔效率：四、塔徑的初步計算1.精餾段 由u=(安全系數(shù))*Umax,安全系數(shù)=0.60.8，Umax= 橫坐標數(shù)值： 取板間距：Ht=0.40m , hL=0.06m .則Ht- hL=0.34m查圖可知C20=0.071 ,取安全系數(shù)為0.7 ，則空塔氣速按標準塔徑圓整后為=0.8m塔截面積

14、為實際空塔氣速為2.提留段 橫坐標數(shù)值： 取板間距：Ht=0.40m , hL=0.06m .則Ht- hL=0.34m 查圖可知C20=0.072 ,按標準塔徑圓整后為=0.8m塔截面積為實際空塔氣速為五、溢流裝置1.堰長 取=0.65D=0.52m3.2.2溢流堰高度 選擇平直堰 堰上層高度（1）精餾段 （2）提留段 2.方形降液管寬度和截面積由 查得， 則驗算降液管內(nèi)停留時間 精餾段： 提留段：停留時間>5s，故降液管可使用3.降液管底隙高度（1）精餾段 取降液管底隙的流速=0.08m/s 則=（2）提留段 取=0.08m/s 則=故降液管設(shè)計合理選用凹形受液盤：深度六、塔板分布、

15、浮閥數(shù)目與排列1.塔板分布 本設(shè)計塔徑D=0.8m 采用整塊式塔板2.浮閥數(shù)目與排列 (1)精餾段 取閥孔動能因子F0=12. 則孔速 每層塔板上浮閥數(shù)目為 取邊緣區(qū)寬度 破沫區(qū)寬度 計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即 其中 所以 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t=75mm 則排間距： 按t=75mm ,以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)39個 按N=39 重新核算孔速及閥孔動能因子 閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi) 塔板開孔率= (2)提留段 取閥孔動能因子F0=12. 則孔速 每層塔板上浮閥數(shù)目為 按t=75mm ,估算排間距取t=90mm ,以等腰三角形叉排方式作圖，

16、排得閥數(shù)39個 按N=23 重新核算孔速及閥孔動能因子 閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi) 塔板開孔率= 第三章 塔板的流體力學計算一、氣相通過浮閥塔板的壓降氣體通過塔板時，需克服塔板本身的干板阻力、板上充氣液層的阻力及液體表面張力造成的阻力，這些阻力即形成了塔板的壓降。氣體通過塔板的壓降Pp可由 和計算式中 hc與氣體通過塔板的干板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱； hl與氣體通過板上液層的壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱； h與克服液體表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱。 1. 精餾段(1)干板阻力 因u01>u0c1 故(2)板上充氣液層阻力取 則(3)液體表面張力所造成的阻力此阻力很小

17、，可忽略不計。因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹?.提留段（1）干板阻力 因u02>u0c2 故（2）板上充氣液層阻力取 則（3）液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計。因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹槎?、淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液高度1.精餾段(1)單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨?(2)液體通過液體降液管的壓頭損失 (3)板上液層高度 則取，已選定 則可見所以符合防止淹塔的要求。 2.提留段 (1)單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨?(2)液體通過液體降液管的壓頭損失 板上液層高度 則取，已選定 則可見所以符合防止淹塔的要求。 三、物

18、沫夾帶1.精餾段 板上液體流經(jīng)長度：板上液流面積：取物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)圖泛點率=對于小塔，為了避免過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過70%，由以上計算可知，物沫夾帶能夠滿足的要求。 2.提留段 取物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)圖泛點率=由計算可知，符合要求。四、塔板負荷性能圖1.物沫夾帶線 據(jù)此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率70%計算： 精餾段 0.7= 整理得： 即 由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個值算出 提留段 0.7= 整理得： 即在操作范圍內(nèi)任取兩個值算出 精餾段 Ls (m3/s)0.0020.003Vs (m3/s)0.6930.639提餾段 Ls (m3/s)

19、0.0020.003Vs (m3/s)0.8450.7762.液泛線 而精餾段 整理得：提留段整理得：在操作范圍內(nèi)任取若干個值，算出相應(yīng)得值： 精餾段 Ls1 (m3/s)0.00010.00040.00150.003Vs1 (m3/s)0.7880.7700.6890.460提餾段 Ls2 (m3/s)0.00030.00070.00150.003Vs2 (m3/s)0.5920.5780.5510.4813.液相負荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時間不低于35s 液體降液管內(nèi)停留時間 以作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則4.漏液線 對于F1型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則

20、(1) 精餾段 (2)提留段5.液相負荷下限 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 取E=1.0 則由以上15作出塔板負荷性能圖第四章 塔附件的設(shè)計一、接管1.進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T型進料管。本設(shè)計采用直管進料管。管徑計算如下： 當液體由泵輸送時，流速可取1.52.5這里取=1.6 ， 查無縫鋼管GB8163-87，選取2.回流管采用直流回流管，取，查無縫鋼管GB8163-87，選取3.塔底出料管取，直管出料查無縫鋼管GB8163-87，取4.塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速，則查無縫鋼管GB8163-87，取

21、5.塔底進氣管采用直管，取氣速，則查無縫鋼管GB8163-87，取6.法蘭由于常壓操作，所以法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。進料管接管法蘭：HGT+20592-2009鋼制管法蘭回流管接管法蘭：HGT+20592-2009鋼制管法蘭塔底出料管法蘭：HGT+20592-2009鋼制管法蘭塔頂蒸汽管法蘭：HGT+20592-2009鋼制管法蘭塔釜蒸汽進氣法蘭：HGT+20592-2009鋼制管法蘭 二、筒體與封頭1.筒體 由D=800mm 選取壁厚為4mm2.封頭 封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑D=800mm，查得曲面高度，直邊

22、高度，內(nèi)表面積，容積。選用封頭N800×6,JB1154-73三、除沫器當空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。 設(shè)計氣速選?。?系數(shù) 除沫器直徑： 選取不銹鋼絲網(wǎng)除沫器，類型：標準型；材料：不銹鋼絲網(wǎng)（1Cr18Ni9Ti）；絲網(wǎng)尺寸：圓絲四、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

23、般采用圓筒形。由于群座內(nèi)徑>800mm,故裙座壁厚選取16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： 基礎(chǔ)環(huán)外徑： 圓整：，；根據(jù)JB4710鋼制塔式容器，基礎(chǔ)環(huán)厚度應(yīng)不小于16mm，考慮到腐蝕余量取壁厚為18mm；考慮到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直徑取M30。五、吊柱對于較高的室外無框架的整體塔，在塔頂設(shè)置吊柱，對于補充和更換填料、安裝和拆卸內(nèi)件，既經(jīng)濟又方便，一般取15m以上的塔物設(shè)吊柱，本設(shè)計中塔高較大，因此設(shè)吊柱。因設(shè)計塔徑D=1600mm，可選用吊柱500kg。s=1000mm，L=3400mm，H=1000mm。吊柱管采用20號無縫鋼管，其它部件采用Q235-A，吊柱與塔連接的襯板與塔體材料相

24、同。六、人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難于達到要求，一般每隔1020塊塔板才設(shè)一個人孔，本塔中共43塊板，需設(shè)置4個人孔，每個孔直徑為450mm，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計也是如此。 第五章 塔總體高度的設(shè)計塔高計算公式（不包括群座）：H=HD+(N-2-S)HT+SHT+HF+HBHD：塔頂空間高度,m HB：塔底空間高度,m HT:塔板間距,mHT、：開有人孔的塔板間距,m HF：進料段高度,m N：

25、實際塔板數(shù) S：人孔數(shù)（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔數(shù)）一、塔的頂部空間高度 塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。 二、塔的底部空間高度 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，塔頂部處理量較大，釜液停留時間可取5min。三、塔板間距塔板間距HT=0.45m凡是人孔處的塔板間距應(yīng)600mm,人孔直徑取450mm，取600mmHF一般要比HT大，有時要大一倍，此處取HF為800mm四、塔總體高度 第六章 附屬設(shè)備的計算一、 冷凝器的選擇本設(shè)計塔處理量較大，冷凝器安裝在地面或平臺上，回流液

26、由泵來輸送，操作控制較方便，選用臥式殼程冷凝器。有機物蒸汽冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為5001500)，本設(shè)計取K=700)=2926)出料液溫度：79.82（飽和氣）79.82（飽和液）冷卻水溫度：2535逆流 操 作：t1=54.82 t2=44.82 傳熱面積:根據(jù)全塔熱量衡算，得按雙管程計時，初步選定換熱器，其具體參數(shù)見表殼徑/mm400管子尺寸19mm2mm公稱壓力/Mpa0.6管長1.5m公稱傳熱面積/m214.5m2管子總數(shù)174管程數(shù)1管子排列方式正方形斜轉(zhuǎn)45°殼程數(shù)1折流擋板形式圓缺形而該型號換熱器的實際傳熱面積A為從傳熱面積的核算中也可知，所選的換熱器

27、合適所以本實驗最終選取的換熱器為:,管心距25mm,公稱直徑400mm，管程數(shù)N為2，管子根數(shù)為174，換熱管長度1500mm，換熱面積為14.5m2二、再沸器QB的選擇選用120飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K=2930.76J/（m2）料液溫度：86.59100 水蒸氣溫度：逆流操作： 根據(jù)全塔物料橫算得 3、 熱量衡算 1. 熱量示意圖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。飽和水蒸氣是一種應(yīng)用最廣的加熱劑。由于飽和水蒸氣冷凝時的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽壓力準確地控制加熱溫度。燃料燃燒所排放的煙道氣溫度可達1001000，適用于高溫加熱。煙道氣的缺點是比熱容及傳熱系數(shù)很低

28、，加熱溫度控制困難。本設(shè)計選用300（溫度為13.3）的飽和水蒸氣作加熱介質(zhì)。水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不但成本會相應(yīng)降低，塔結(jié)構(gòu)也不復雜。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?shù)貧鉁叵拗?，冷卻水一般為1025。如需冷卻到較低溫度，則需采用低溫介質(zhì)，如冷凍鹽水、氟利昂等。本設(shè)計建廠地區(qū)為沈陽。沈陽市夏季最熱月份日平均氣溫為25。故選用25的冷卻水，選升溫10，即冷卻水的出口溫度為35。4. 熱量衡算冷凝器的熱負荷式中 IVD塔頂上升蒸汽的焓； ILD塔頂流出液的焓。又 式中 乙醇的蒸發(fā)潛熱； 水的蒸發(fā)潛熱。蒸發(fā)潛熱的計算：沸點下蒸發(fā)潛熱列表沸點/蒸發(fā)潛熱

29、HV/(kJ/kg)TC/K乙醇78.384.6516.15水1002257648.15摘自化工原理修訂版，上冊附錄4（P328329）及附錄18（P350351）79.82時，乙醇：蒸發(fā)潛熱 同理，水：蒸發(fā)潛熱 代入得冷卻水消耗量式中 WC冷卻水消耗量，kg/h； CPC冷卻介質(zhì)在平均溫度下的比熱容，； t1,t2冷卻介質(zhì)在冷凝器進出口處的溫度。所以 此溫度下冷卻水的比熱容 所以加熱器熱負荷及全塔熱量衡算列表計算乙醇、正丙醇在不同溫度下混合物的比熱容CP(單位：)塔頂塔釜進料精餾段提鎦段溫度/79.8297.9986.5982.7993.61乙醇38.62736.72137.91838.31

30、737.181正丙醇43.7341.70442.97543.39942.192精餾段：乙醇 正丙醇 提鎦段：乙醇 正丙醇 塔頂流出液的比熱容： 塔底餾出液的比熱容： 為簡化計算，現(xiàn)以進料焓，即86.59時的焓值為基準。根據(jù)表 可得：對全塔進行熱量衡算：所以由于塔釜熱損失為10%，則=90%所以 式中 加熱器理想熱負荷； 加熱器實際熱負荷； 塔頂餾出液帶出熱量； 塔底餾出液帶出熱量。加熱蒸汽消耗量：差得：熱量衡算結(jié)果熱量衡算結(jié)果表符號Qc kJ/hWc kg/hQF kJ/hQD kJ/hQW kJ/hQ´S kJ/hWh kJ/h數(shù)值9.15×1062.15×10

31、504.32×1058.517×1051.156×1075.332×1038.4泵的選擇用泵將料液輸送到5米高的容器中，泵的吸入管道為的無縫鋼管,容器的表壓為0.05Mpa，進料泵的流速 uF=1m/s， 主加料管長為20m，90彎頭5個，截止閥（全開）個。則已知： 湍流 揚程: 額定: Hc=(1.051.10)He=7.948.32m.取Hc=8.2m.流量: 所以泵型號為 : IS50-32-160型號IS6550-160流量m3/h3.75揚程m8.5電機功率 kw0.55軸功率 kw0.25轉(zhuǎn)速 1450效率35%泵殼許用壓力Kgf/cm352/38浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果列表 浮閥塔工藝設(shè)計結(jié)果項目符號單位 精餾段提留段 備注塔徑D m0.80.8塔間距HTm0.40.4塔板類型 單溢流弓形降液管 整塊式塔板空塔氣速um/s0.830.53堰長lwm0.520.52堰高hwm0.0550.075板上液層高度hlm0.0