異丙醇-水萃取精餾分離課程設(shè)計

1、概述51工藝流程確定及說明51.1模型建立61.1.1工藝流程61.1.2模擬計算71.2靈敏度分析與參數(shù)優(yōu)化81.2.1原料進料位置的影響81.2.2 萃取劑進料位置的影響91.2.3萃取劑用量對分離效果及熱負荷的影響111.3優(yōu)化操作參數(shù)的模擬結(jié)果111.3.1 精餾塔的全塔物料與能量衡算132塔裝置的設(shè)計計算142.1.1塔徑計算142.1.2溢流裝置的確定142.1.3 溢流堰長142.1.4 溢流堰高度142.1.5弓形降液管寬度和弓形截面積152.1.6 降液管底隙高度152.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列162.2.1 浮閥數(shù)目162.2.2 排列163. 塔板的流體力學(xué)計算183

2、.1.塔板的流體力學(xué)驗算183.1.1氣體通過浮閥塔板的壓力降183.1.2 液泛193.2 塔的負荷性能圖193.2.1 霧沫夾帶線193.2.2漏液線203.2.3液相負荷下限線203.2.4液相負荷上限線203.2.5液泛線203.3 操作性能負荷圖224塔附件設(shè)計23輔助設(shè)備的計算及選型 4.1貯罐23 4.2 換熱器244.2.1原料預(yù)熱器244.2.2循環(huán)物料冷凝器25冷凝器及再沸器選型匯總274.3精餾塔274.5 筒體與封頭304.5.1筒體304.5.2水壓試驗校核304.5.3封頭304.6裙座314.7地腳螺栓315公用工程326自我評價32課程設(shè)計說明書 煙臺大學(xué)化工學(xué)

3、院 設(shè)計題目：異丙醇-水萃取精餾分離 學(xué)生姓名： 劉春燕 專業(yè)班級： 化101-3 學(xué) 號： 201055504301 指導(dǎo)教師： 陳小平2013年7月4日課程設(shè)計任務(wù)書一、 設(shè)計題目異丙醇-水萃取精餾分離二、 設(shè)計任務(wù)1、 原料名稱：異丙醇-水共沸體系2、 原料組成：含異丙醇87.4%(質(zhì)量百分比)3、 產(chǎn)品要求：塔頂產(chǎn)品中異丙醇含量99.5%，水能夠達標排放4、 生產(chǎn)能力：年產(chǎn)量1萬噸/年5、 溶劑采用：NMF（N-甲酰嗎啉）6、 設(shè)備形式：浮閥塔7、 生產(chǎn)能力：300天/年，每年24h運行8、 進料狀況：80共沸組成進料9、 操作壓力：常壓10、 加熱蒸汽壓力：11、 冷卻水溫度：進口3

4、0，出口40三、 設(shè)計內(nèi)容1、 設(shè)計方案的選定及流程說明2、四、 設(shè)計要求1、 工藝設(shè)計說明一份2、 工藝流程圖一張，主要設(shè)備總裝配圖一張（采用AoutCAD繪制）五、 設(shè)計完成時間2013年6月24日-2013年7月13日 概述蒸餾是分離液體混合物的一種方法，是一種屬于傳質(zhì)分離的單元操作。廣泛應(yīng)用于煉油、化工、輕工等領(lǐng)域。蒸餾的理論依據(jù)是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其揮發(fā)性能不同（或沸點不同）來實現(xiàn)分離目的。在工業(yè)精餾設(shè)備中，使部分汽化的液相與部分冷凝的氣相直接接觸，以進行氣液相際傳質(zhì)，結(jié)果是氣相中的難揮發(fā)組分部分轉(zhuǎn)入液相，液相中的易揮發(fā)組分部分轉(zhuǎn)入氣相，也即

5、同時實現(xiàn)了液相的部分汽化和氣相的部分冷凝。本設(shè)計選取異丙醇-水萃體系，異丙醇是一種重要的有機化工原料和有機溶劑，主要用在制藥、化妝品、塑料、香料、涂料及電子工業(yè)上。異丙醇一般通過丙烯水合法得到，再用蒸餾法蒸出異丙醇，但常壓下異丙醇與水在80.3時形成共沸物，共沸物中異丙醇質(zhì)量分數(shù)為87.4。因此，采用普通蒸餾方法難以得到高純度的異丙醇。傳統(tǒng)的異丙醇一水共沸物分離采用共沸精餾法，通常用苯做為共沸劑，此種工藝的能耗較大，且共沸劑在生產(chǎn)操作中存在人身危害和環(huán)境污染問題。近幾年文獻中對異丙醇一水分離新工藝進行了較多研究，萃取精餾是其中一種重要手段相對傳統(tǒng)的共沸精餾而言，由于萃取精餾所采用溶 劑沸點較高

6、，不易揮發(fā)，溶劑從塔釜排放，因而具有 能耗低、污染少、溶劑易于回收等優(yōu)點，但萃取精餾 存在溶劑用量大、回收成本高的不足。用Aspen Plus化工流程模擬軟件，根據(jù)萃取精餾分離共沸物的適宜溶劑的要求和文獻報道，選擇NMF作為萃取劑，對異丙醇一水共沸體系的萃取精餾過程進行模擬，并系統(tǒng)討論了各操作參數(shù)對分離效果的影響，得到最優(yōu)工藝參數(shù)。結(jié)果表明，以NMF做萃取劑分離異丙醇一水共沸體系是可行的。對于處理流量1250kg·h 的異丙醇一水共沸溶液，精餾塔具有20塊塔板時，原料進料位置在第10塊塔板，萃取液進料位置在第3塊塔板，質(zhì)量回流比為2，萃取劑與原料的進料比為3：1，塔頂異丙醇質(zhì)量分數(shù)可

7、達99，萃取精餾塔的分離效果和熱負荷達到最優(yōu)。模擬和優(yōu)化的結(jié)果對工業(yè)化設(shè)計和生產(chǎn)具備指導(dǎo)意義。·關(guān)鍵詞：萃取精餾；異丙醇；NMF；模擬；優(yōu)化1工藝流程確定及說明本文對異丙醇一水體系萃取精餾的研究中主要進行了計算機模擬計算和小試試驗。利用修正的UNIFAC模型，對以NMF作為萃取劑萃取精餾異丙醇一水溶液的可行性進行了預(yù)測計算；利用擬合所得熱力學(xué)模型參數(shù)，對以NMF溶劑作萃取劑的萃取精餾異丙醇一水溶液的流程進行了模擬計算，并用優(yōu)化所得操作參數(shù)指導(dǎo)精餾小試試驗，得到塔頂產(chǎn)品異丙醇含量達99。：對異丙醇一水共沸體系的萃取精餾過程進行模擬與優(yōu)化。以NMF為萃取劑，基于UNIFAC模型，使用As

8、pen Plus化工模擬軟件中的RadFrac模塊進行萃取精餾模擬，并利用靈敏度分析模塊對各工藝參數(shù)進行靈敏度分析與優(yōu)化。1.1模型建立 萃取精餾塔分為3部分：吸收段、精餾段、提餾段。用Aspen Plus的RadFrac精餾模塊對異丙醇一水共沸體系的萃取精餾過程進行靜態(tài)模擬。 RadFrac是一個嚴格模型，可用于模擬所有類型的多級氣、液分離操作，如普通精餾、吸收、再沸吸收、汽提、再沸汽提、萃取、萃取蒸餾和共沸蒸餾等。適用體系包括氣、液兩相傳質(zhì)體系，氣、液、液三相傳質(zhì)體系，窄沸程和寬沸程傳質(zhì)體系等。對氣、液兩相存在強非理想物系和理想物系都有良好的模擬效果，模擬數(shù)據(jù)具有可指導(dǎo)性。 使用Aspen

9、 Plus模擬軟件進行模擬計算時，熱力學(xué)模型的選擇尤為重要，其正確與否直接影響計算的物理性能的準確程度，并影響計算結(jié)果的精確度。由于本計算體系中的異丙醇、N-甲酰嗎啉等均是極性化合物，故選用UNIFAC活度系數(shù)模型，該模型能準確模擬非理想溶液的VLE和LIJE性質(zhì)。1.1.1工藝流程流程：原料從8號流股加入，經(jīng)換熱器B3預(yù)熱后流入萃取精餾塔B1，萃取劑從1號流股進入萃取精餾塔B1，在塔內(nèi)萃取精餾后，異丙醇從塔頂經(jīng)2號流股采出，N-甲酰嗎啉和水從塔釜經(jīng)3號流股流入精餾塔B2進行分離，水從塔頂經(jīng)4號流股采出，N-甲酰嗎啉從塔釜經(jīng)5號流股流入換熱器B3對原料進行預(yù)熱，之后從6號流股流出，進入換熱器B

10、5換熱降溫至80后流入1號流股，對萃取劑進行循環(huán)利用。工藝流程圖、 1.1.2模擬計算 原料進料為異丙醇一水共沸體系，流量1250kg/h，組成為874(質(zhì)量分數(shù))的異丙醇和126(質(zhì)量分數(shù))的水，萃取劑為N-甲酰嗎啉，兩股進料的溫度均為80，操作壓力為常壓。萃取精餾塔共有20塊板(包括塔頂冷凝器和塔底再沸器)。在初設(shè)操作參數(shù)下進行模擬計算，考察以N-甲酰嗎啉做萃取劑時的分離效果。然后通過 Aspen Plus模擬軟件中的“Sensitivity”模塊，研究原料進料位置、萃取劑進料位置、回流比以及萃取劑和原料進料比對塔的分離效果及塔的熱負荷的影響，進而尋找最佳操作條件。 表1 萃取精餾塔的主要

11、操作參數(shù)Tab1 Main operation parameters of extractive distillation column塔板數(shù)原料進料位置萃取劑進料位置操作壓力BAR回流比原料與萃取劑質(zhì)量比2093121：3 初設(shè)參數(shù)下的模擬結(jié)果在表1初設(shè)的主要操作參數(shù)下對萃取精餾塔進行模擬計算，模擬結(jié)果如表2所示。結(jié)果表明，在NMF萃取劑作用下，異丙醇一水共沸體系被破壞，塔頂餾出液中異丙醇質(zhì)量分數(shù)可達099，達到較好的分離效果。初設(shè)參數(shù)可以用于萃取精餾系統(tǒng)下一步操作參數(shù)優(yōu)化工作。1.2靈敏度分析與參數(shù)優(yōu)化1.2.1原料進料位置的影響在相同條件下，原料進料位置的不同將對分離效果產(chǎn)生影響，不同的

12、精餾效果導(dǎo)致塔底和塔頂組成產(chǎn)生改變，進而影響再沸器和冷凝器的熱負荷，因此，存在最佳進料位置。改變原料異丙醇一水共沸體系的進料位置，其他操作參數(shù)見表1，考察原料進料位置對分離效果和熱負荷的影響，模擬結(jié)果如圖2、3。進料位置對塔頂產(chǎn)品純度的影響原料進料位置對塔頂冷凝器與塔底再沸器熱負荷的影響由圖2、3可見，進料位置在8到12塊板時分離效果最好，而再沸器和冷凝器的熱負荷(冷凝器的熱負荷取絕對值)較低。進料在第16塊板時達到最佳效果。因此，選擇原料最佳進料板為第10塊板。1.2.2 萃取劑進料位置的影響 萃取劑的進料位置也影響精餾分離效果和熱負荷。改變萃取劑的進料位置，其余參數(shù)見表1，模擬不同位置進萃

13、取劑對分離效果和熱負荷的影響，結(jié)果如圖所示萃取劑進料位置對分離效果萃取劑塔頂冷凝器和塔底再沸器熱負荷的影響由圖4、5可以看出，萃取劑在第一塊塔板進料時，雖然再沸器和冷凝器的熱負荷(冷凝器的熱負荷取絕對值)最低，但塔頂中異丙醇的質(zhì)量分數(shù)只有06，分離效果太差，因此，不予考慮。綜合考慮，分離效果再沸器和冷凝器的熱負荷，因此，選擇第2塊塔板為萃取劑進料板。1.2.3萃取劑用量對分離效果及熱負荷的影響由圖8、9可以看出，餾出液中異丙醇的質(zhì)量分數(shù)隨進料比的增加而增大，這種增大趨勢變的平緩，而再沸器的熱負荷隨進料比的增加而增大冷凝器熱負荷隨進料比的增加而減少。因此，綜合考慮分離效果和熱負荷兩方面的要求，選

14、取萃取劑料(質(zhì)量)為3750kg/h。1.3優(yōu)化操作參數(shù)的模擬結(jié)果通過以上的靈敏度分析與參數(shù)優(yōu)化，得到最佳操作參數(shù)為：塔板數(shù)原料進料位置萃取劑進料位置操作壓力BAR回流比原料與萃取劑質(zhì)量比20102121：3異丙醇一水共沸體系的進料位置為第10塊塔板，萃取劑的進料位置在第2塊塔板，回流比為2，萃取劑與原料進料比質(zhì)量為3：1，在此優(yōu)化操作參數(shù)下進行模擬，模擬結(jié)果見表3。通過與表2中優(yōu)化前模擬結(jié)果對比可以看出，餾出液中異丙醇的質(zhì)量分數(shù)從097提高到099，達到異丙醇的質(zhì)量標準。再沸器和冷凝器的熱負荷明顯小于優(yōu)化前的熱負荷，總熱負荷降低了129，減少了能耗 提高了經(jīng)濟效益。比較適合工藝計算.運算結(jié)果

15、基本數(shù)emperature C 508081.5155147.46080132.880Pressure bar 1.1111.10.20.21.10.21Vapor Frac 000000000Mole Flow kmol/hr 26.9232.57118.5540.933.727.21426.9233.733.7Mass Flow kg/hr 12503750110338963766130125037663766Volume Flow cum/hr 1.5853.4231.5223.9313.6770.1351.6673.6253.455Enthalpy Gcal/

16、hr -1.95-2.785-1.361-3.192-2.728-0.488-1.925-2.759-2.863Mass Flow kg/hr H2O 157.505.901151.59921.645129.954157.521.64521.645 C3H8O-01 1092.501092.4550.04500.0451092.500 C5H9N-01 037505.0443744.9573744.9560.00103744.9563744.956Mass Frac H2O 0.12600.0050.0390.00610.1260.0060.006 C3H8O-01 0.87400.99000

17、0.87400 C5H9N-01 010.0050.9610.994000.9940.994Mole Flow kmol/hr H2O 8.74300.3288.4151.2017.2148.7431.201.20 C3H8O-01 18.179018.1790.00100.00118.17900 C5H9N-01 032.5710.04432.5232.520032.532.5* LIQUID PHASE * Density kg/cum 788.51095.6725.1991.21024.959.4750.0103961090Viscosity cP 0.8461.9930.4950.48

18、60.6610.4740.4550.791.87Surface Ten dyne/cm 34.7352.14116.9341.4841.4265.9131.0843.752.41.3.1 精餾塔的全塔物料與能量衡算1347111+3-4-7-11Vapor Frac 00000Mole Flow kmol/hr 26.92232.57118.557.21433.7290Mass Flow kg/hr 125037501103.41303766.6010Volume Flow cum/hr 1.5853.4231.5220.1353.4550Enthalpy Gcal/hr -1.956-2.7

19、85-1.361-0.488-2.8630Mass Flow kg/hr H2O 157.505.901129.95421.6450 C3H8O-01 1092.501092.4550.04500 C5H9N-01 037505.0440.0013744.9560 2塔裝置的設(shè)計計算2.1.1塔徑計算在aspen plus中進行塔板設(shè)計在block ->B1->Tray Sizing的New按鈕新建一個設(shè)計表項 對第2到19塊板進行設(shè)計選擇Glitsch Ballast（浮閥）型塔板 tray spcing 為450mm得到初步設(shè)計結(jié)果，塔徑877mm，經(jīng)查尋標準圓整到1000mm

20、。2.1.2溢流裝置的確定選用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進口堰。單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，直徑小于2.2m的塔中廣泛使用。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。2.1.3 溢流堰長單溢流=(0.6-0.8)D 系數(shù)取0.7 則=0.7D=0.7m2.1.4 溢流堰高度由，選用平直堰，堰上液層高度由Aspen Plus模擬軟件計算得塔內(nèi)液體流量6.34m³/h近似取E=1，則堰高 2.1.5弓形降液管寬度和弓形截面積由故 依式驗算液體在降液管中停留時間故降液管設(shè)計合理。2.1.6 降液管底隙高

21、度取 故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度2.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列本次設(shè)計采用浮閥式塔板，選用V-4型閥，重量為g，孔徑為39mm。2.2.1 浮閥數(shù)目浮閥數(shù)目氣體通過閥孔時的速度取動能因數(shù)F=9，那么，因此2.2.2 排列為保證塔板的強度，需留有一定的邊緣區(qū)和安定區(qū)，在邊緣區(qū)內(nèi)不設(shè)置浮閥。取邊緣區(qū)寬度0.03m，安定區(qū)寬度0.06m.單溢流塔板鼓泡面積為：由于采用分塊式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一橫排的閥孔中心距，那么相鄰兩排間的閥孔中心距為：m按照，t´=100mm 以等腰三角形叉排方式作圖，排得N=68個校核Volume flow LVolume flo

22、w vcum/seccum/sec20.0023740.00165930.0023480.00163440.0023110.00159850.0022630.00155260.0022020.00149470.0021320.00142580.0020540.0013590.0019810.001279100.00230.00114110.0021220.000967120.0019130.000761130.0017310.000576140.0016290.000469150.0015880.000425160.0015750.00041170.0015710.000405180.0015

23、710.000405190.0016650.000487氣體通過閥孔時的實際速度：實際動能因數(shù)： (在9-12之間)開孔率：開孔率在10%-14%之間，滿足要求。利用Tray rating 將上述數(shù)據(jù)帶入核算的以下結(jié)果StageFlooding factorDowncomer velocityVelocity / Design velDowncomer backupBackup / Tray spacePressure dropDowncomer res. time m/sec meter barhr2 0.4587 0.0321 0.2046 0.1187 0.2639 0.0112 0.0

24、039 3 0.4544 0.0318 0.2021 0.1184 0.2631 0.0112 0.0039 4 0.4490 0.0313 0.1987 0.1179 0.2621 0.0112 0.0040 5 0.4422 0.0306 0.1941 0.1173 0.2607 0.0112 0.0041 6 0.4341 0.0298 0.1884 0.1165 0.2589 0.0111 0.0042 7 0.4248 0.0289 0.1818 0.1156 0.2569 0.0111 0.0043 8 0.4146 0.0278 0.1745 0.1146 0.2547 0.01

25、11 0.0045 9 0.4041 0.0268 0.1677 0.1137 0.2526 0.0110 0.0047 10 0.3954 0.0311 0.1964 0.1168 0.2596 0.0111 0.0040 11 0.3732 0.0287 0.1798 0.1146 0.2547 0.0110 0.0044 12 0.3460 0.0259 0.1604 0.1119 0.2488 0.0110 0.0048 13 0.3206 0.0234 0.1436 0.1096 0.2436 0.0109 0.0053 14 0.3052 0.0220 0.1343 0.1083

26、0.2406 0.0109 0.0057 15 0.2986 0.0215 0.1306 0.1077 0.2394 0.0109 0.0058 16 0.2959 0.0213 0.1294 0.1076 0.2390 0.0109 0.0059 17 0.2946 0.0213 0.1290 0.1075 0.2389 0.0108 0.0059 18 0.2948 0.0213 0.1291 0.1075 0.2389 0.0108 0.0059 19 0.3233 0.0225 0.1362 0.1085 0.2411 0.0110 0.0055 3. 塔板的流體力學(xué)計算3.1.塔板的

27、流體力學(xué)驗算3.1.1氣體通過浮閥塔板的壓力降由計算機模擬得格板壓降如上表，在1.1K-1.2之間3.1.2 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式的關(guān)系 異丙醇-水物系屬一般物系，取，則 由模擬計算知在買0.1085m到0.1187m之間符合要求。3.1.3 霧沫夾帶由模擬值知泛點率kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣可見，霧沫夾帶在允許的范圍之內(nèi)3.2 塔的負荷性能圖3.2.1 霧沫夾帶線由每塊板上的氣液相流量模擬數(shù)據(jù)近似得到 3.2.2漏液線 取動能因數(shù)，以限定氣體的最小負荷： 3.2.3液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。由下式計算取E=

28、1，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線33.2.4液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下線，由下式計算故 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線4。3.2.5液泛線令由;連立得忽略，將的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 帶入有關(guān)數(shù)據(jù)得 故 Vs2=9.732-31910.7Ls2-61.60Ls 2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于下表所示依表中數(shù)據(jù)作出液泛線5， 0.00060.00150.00200.52830.15150.00853.3 操作性能負荷圖由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負荷圖。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負荷，可知操作

29、點P(0.002,0.153)在正常的操作范圍內(nèi)。連接OP作出操作線，由圖可知，該塔的霧沫夾帶及液相負荷下限，即由漏液所控制。由圖可讀得： 故操作彈性為Vs,max/V s,min=0.32/0.092=3.5項目數(shù)值與說明備注塔徑1.0板間距0.4塔板型式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速溢流堰長度0.7溢流堰高度0.048板上液層高度0.06降液管底隙高度0.0209浮閥數(shù)個68等腰三角形叉排閥孔氣速7.84閥孔動能因數(shù)5臨界閥孔氣速7.88孔心距0.075同一橫排的孔心距排間距0.10相臨二橫排的中心線距離單板壓降1125液體在降液管內(nèi)的停留時間14.07精餾段14.07提餾段降液管內(nèi)的

30、清液高度 0.012泛點率，%63.4氣相負荷上限0.49霧沫夾帶控制氣相負荷下限0.348漏夜控制開孔率，%10.3操作彈性3.54塔附件設(shè)計輔助設(shè)備的計算及選型4.1貯罐 4.1.1 原料貯罐 設(shè)計原料的儲存利用時間為3天Qm,h=1250 kg/h×24h×3=90000kg        則可知：V= Qm,h/進料密度=90000/893.15=100.7設(shè)其安全系數(shù)為：0.8     則有：V實際=100.7/0.8=125m34.1.2產(chǎn)品貯罐設(shè)計產(chǎn)品的儲存時間

31、為3天Qm,h=1092.45×24h×3=786564kg  V= Qm,h/產(chǎn)品密度786564  /725.13=108.5 m3設(shè)其安全系數(shù)為：0.8      則有：V實際=108.5/0.8=136m34.2 換熱器4.2.1原料預(yù)熱器由模擬軟件知選擇傳熱系數(shù)K=850w/(m2K)則原料預(yù)熱器換熱面積為0.5579793m2取安全系數(shù)為0.8    則A實際=0.5579793/0.8=1 m2選擇固定管板式換熱器系列，規(guī)格為：采用加熱管的直徑為：19mm名稱DN mmP

32、N mpa管程數(shù)管子根數(shù)規(guī)格1591.6115名稱中心管數(shù)管通流面積m2計算換熱面積m2換熱管長度mm規(guī)格0.00271.315004.2.2循環(huán)物料冷凝器同理知傳熱系數(shù)K=850w/(m2K)則循環(huán)物料冷凝器器換熱面積為2.17974m2取安全系數(shù)為0.8    則A實際=2.17974/0.8=2.72 m2選擇固定管板式換熱器系列，規(guī)格為：采用加熱管的直徑為：25×2.5mm名稱DN mmPN mpa管程數(shù)管子根數(shù)規(guī)格2191.6125名稱中心管數(shù)管通流面積m2計算換熱面積m2換熱管長度mm規(guī)格0.00792.715004.2.3塔頂全凝器異丙醇每miao的

33、氣化釋放熱Qc=-864.5599KJ/s采用冷凝水由30到40 知道Tm=(T1T2)/ln(T1/T2)       =45.8 K選擇K=800w/( m2K)        則有：A= Qc /(K×Tm)= 25m2      取安全系數(shù)為0.8      實際面積A=25/0.8=30 m2選擇冷凝器的系列：采用加熱管的直徑為：25×2.5mm 名稱DN mmPN

34、mpa管程數(shù)管子根數(shù)規(guī)格4501.61135名稱中心管數(shù)管通流面積m2計算換熱面積m2換熱管長度mm規(guī)格0.042430.730004.2.4塔底再沸器Qc=1056.22153塔釜產(chǎn)品由溫度116加熱到溫度158Tm=Tm=(T1T2)/ln(T1/T2)=40K選擇K=800w/( m2K)   則有：A= Qc /(K×Tm)=33取安全系數(shù)為0.8         則有A實際=33/0.8=41.25 m2采用加熱管的直徑為：25×2.5mm名稱DN mmPN mpa管程數(shù)管子根數(shù)規(guī)格4

35、501.61135名稱中心管數(shù)管通流面積m2計算換熱面積m2換熱管長度mm規(guī)格0.042446.645004.2.5產(chǎn)品冷卻器假設(shè)產(chǎn)品從81冷卻到40時      冷卻水從進口溫度30到40時取模擬值K=850 w/( m2K)A=2.269 m2取安全系數(shù)為0.8   則A實際=2.269/0.8=2.8m2采用加熱管的直徑為：19mm名稱DN mmPN mpa管程數(shù)管子根數(shù)規(guī)格2191.6133名稱中心管數(shù)管通流面積m2計算換熱面積m2換熱管長度mm規(guī)格0.00582.81500冷凝器及再沸器選型匯總表4-1 冷凝器及再沸器型號及

36、材質(zhì)列表項目排列方式公稱直徑/mm管程數(shù)管長/mm管子尺寸/mm管子總數(shù)原料預(yù)熱器正三角形1591150019×215塔頂冷凝器正三角形45013000135塔釜再沸器正三角形45014500135循環(huán)萃取劑冷凝器正三角形4002600094產(chǎn)品冷凝器正三角形2191150019×2334.3精餾塔4.3.1 塔頂空間  塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距，為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)該大于板間距。所以塔頂間距可?。?.5-2.0）HT=1.8×0.45=0.81 m4.3.2 塔底空間塔底高度選擇儲存液量停留在5分鐘而定 

37、;  已知L=3.931004V=3.95/60=0.325V=R2h   算出h=0.4 m所以  塔底高度設(shè)計為1.4m4.3.3塔支座為2.5m 塔體總高度為：   H=(n-nF-nP-1)HT+ nF HF+ nP Hp+ HD+ HB+ H1+H2   =(20-1-1-1)×0.45+1×0.4+0.8+1.4+0.5+2.5+.8  =13.77 m4.4管徑的設(shè)計（1） 進料管的直徑dF若采用高位槽送料入塔，料液速度可取UF=0.40.8 m/s，

38、如果用泵輸送時，料液速度可取1.52.5 m/s(本設(shè)計采用高位槽送料入塔，料液速度UF= 0.5)dF=  =(4×0.004)/(3.14×1.5)½     =0.018m    名稱接管公稱直徑mm接管 外徑×厚度mm接管伸出長度mm規(guī)格20    25×3.0  100 溶劑進料管（1號物流）：管內(nèi)流速取1.6m/s則管徑名稱接管公稱直徑mm接管 外徑×厚度mm接管伸出長度mm規(guī)格32 

39、    38x3.5   100（2） 塔頂蒸氣出口管的直徑dV操作壓力為常壓時，蒸氣導(dǎo)管中常用流速為1220 m/s，蒸氣管的直徑為 dV=，其中dV-塔頂蒸氣導(dǎo)管內(nèi)徑m   Vs-塔頂蒸氣量0.6142m3/s，則dV =(4×0.6142)/(3.14×20.0)1/2     =   0.13M      名稱接管公稱直徑mm接管 外徑×厚度mm接管伸出長度mm規(guī)格130  13

40、6×3.0mm       200mm（3）回流管的直徑dR當塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速UR可取0.20.5 m/s當用泵輸送時，可取1.52.5 m/s(本設(shè)計應(yīng)用前者，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速UR取0.5 m/s)dR=(4×0.002/3.14×1.5)1/2=0.0010m名稱接管公稱直徑mm接管 外徑×厚度mm接管伸出長度mm規(guī)格10    12×1.0  100     

41、60;        塔底出料管的直徑dW一般可取塔底出料管的料液流速UW為0.51.5 m/s，循環(huán)式再沸器取1.01.5 m/sdW=(4LW/UW)1/2(本設(shè)計取塔底出料管的料液流速UW為0.6 m/s)     =(4×0.002)/(3.14×0.6)1/2     =0.059m名稱接管公稱直徑mm接管 外徑×厚度mm接管伸出長度mm規(guī)格65     73×4   1004.5 筒體與封頭4.5.1筒體精餾塔可視為內(nèi)壓力容器，其各種參數(shù)如下：設(shè)計壓力：該精餾塔在常壓下操作，設(shè)計壓力取0.5MPa設(shè)計溫度：該精餾塔采用加熱介質(zhì)為蒸汽，設(shè)計溫度取180許用應(yīng)力：該精餾塔采用鋼板卷焊而成，材料選用,查得焊縫系數(shù)：本設(shè)計采用全焊透對接焊，對焊縫作局部無損焊接，則則計算壁厚： 取腐蝕余量C2=2mm查得負偏差C1=0.5mm計算厚度： 圓整取厚度