《化工原理課程設(shè)計》word版

1、南京工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目常 壓 乙 醇-水 篩 板 精 餾 塔 的 設(shè) 計學(xué)生姓名 班級、學(xué)號 1001060208指導(dǎo)教師姓名 課程設(shè)計時間2009年6月8日-2009年6月21日課程設(shè)計成績百分制權(quán)重設(shè)計說明書、計算書及設(shè)計圖紙質(zhì)量，70%獨立工作能力、綜合能力、設(shè)計過程表現(xiàn)、設(shè)計答辯及回答問題情況，30%設(shè)計最終成績（五級分制）指導(dǎo)教師簽字: 化學(xué)化工學(xué)院課程名稱 化工原理課程設(shè)計 設(shè)計題目： 常 壓 乙 醇-水 篩 板 精 餾 塔 的 設(shè) 計 學(xué)生姓名： 陳劍專業(yè)：化學(xué)工程與工藝 班級學(xué)號： 化工（2）班 1001060208設(shè)計日期： 2009 年 6 月 8日至 200

2、9 年 6 月 21日設(shè)計條件及任務(wù)：設(shè)計體系：乙醇水設(shè)計條件:進料量F= 200 kmol/h進料濃度ZF= 0.25（摩爾分數(shù)，下同）進料狀態(tài)：q1.08 操作條件：塔頂壓強為4 kPa(表壓)，單板壓降不大于0.7kPa。塔頂冷凝水采用深井水，溫度T12；塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱全塔效率：ET = 52%分離要求：XD= 88% ；XW=1% ；回流比R/Rmin =1.6。指導(dǎo)教師: 2009 年 月 日 目錄一前言11精餾與塔設(shè)備簡介52.篩板塔特點53.體系介紹64.設(shè)計任務(wù)及要求二設(shè)計說明書1. 設(shè)計單元操作方案簡介2. 篩板塔設(shè)計須知3. 篩板塔的設(shè)計程序三工藝計算1設(shè)計參數(shù)

3、的確定81.1進料熱狀態(tài)1.2加熱方式81.3回流比（R）的選擇81.4塔頂冷凝水的選擇82.流程圖簡介及流程圖2.1流程簡介2.2流程圖3.理論塔板數(shù)的計算與實際板數(shù)的確定93.1理論板數(shù)計算93.1.1物料衡算133.1.2q線方程143.1.3平衡線方程143.1.4及Rmin和R的確定103.1.5精餾段操作線方程的確定113.1.6精餾段和提餾段氣液流量的確定113.1.7提餾段操作線方程的確定153.1.8圖解法求解理論板數(shù)163.2實際板數(shù)的確定164.精餾塔工藝條件計算4.1操作壓強的選擇164.2操作溫度的計算164.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計算4.3.2液相

4、表面張力的確定4.3.3 液體平均粘度計算4.4塔徑的確定4.4.1精餾段4.4.2提餾段4.5塔有效高度4.6整體塔高5.塔板主要工藝參數(shù)確定5.1溢流裝置5.1.1堰長lw5.1.2出口堰高hw5.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af5.1.4降液管底隙高度5.2塔板布置及篩孔數(shù)目與排列5.2.1塔板的分塊5.2.2邊緣區(qū)寬度確定5.2.3開孔區(qū)面積計算5.2.4篩孔計算及其排列6.篩板的力學(xué)檢驗6.1塔板壓降6.1.1干板阻力計算6.1.2氣體通過液層的阻力Hl計算6.1.3液體表面張力的阻力計算計算6.1.4氣體通過每層塔板的液柱高6.2液沫夾帶6.3漏液6.4液泛7.塔板負荷性能圖7.

5、1漏液線7.2液沫夾帶線7.3液相負荷下限線7.4液相負荷上限線7.5液泛線7.6操作彈性8.輔助設(shè)備及零件設(shè)計8.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）8.1.1方案：垂直管8.1.2方案：水平管8.2各種管尺寸的確定8.2.1進料管8.2.2釜殘液出料管8.2.3回流液管8.2.4再沸器蒸汽進口管8.2.5塔頂蒸汽進冷凝器出口管8.2.6冷凝水管8.3冷凝水泵9.設(shè)計結(jié)果匯總9.1乙醇水物性數(shù)據(jù)表9.2物料與熱量衡算結(jié)果表四附錄參考文獻及設(shè)計手冊一、概述1、精餾與塔設(shè)備簡介蒸餾是分離液體混合物的一種方法，是傳質(zhì)過程中最重要的單元操作之一，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

6、壓力、溫度下，其探發(fā)性能不同（或沸點不同）來實現(xiàn)分離目的。例如，設(shè)計所選取的乙醇-水體系，加熱乙醇（沸點78）和水（沸點100）的混合物時,由于乙醇的沸點較水為低,即乙醇揮發(fā)度較水高,故乙醇較水易從液相中汽化出來。若將汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到乙醇組成高于原料的產(chǎn)品，依此進行多次汽化及冷凝過程，即可將乙醇和水分離。這多次進行部分汽化成部分冷凝以后，最終可以在汽相中得到較純的易揮發(fā)組分，而在液相中得到較純的難揮發(fā)組分，這就是精餾。在工業(yè)中，廣泛應(yīng)用精餾方法分離液體混合物，從石油工業(yè)、酒精工業(yè)直至焦油分離，基本有機合成，空氣分離等等，特別是大規(guī)模的生產(chǎn)中精餾的應(yīng)用更為廣泛。 蒸餾按操作可分為簡單

7、蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾等多種方式。按原料中所含組分數(shù)目可分為雙組分蒸餾及多組分蒸餾。按操作壓力則可分為常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾。此外，按操作是否連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾。工業(yè)中的蒸餾多為多組分精餾，本設(shè)計著重討論常壓下的雙組分精餾，即乙醇-水體系。在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過緊密接觸達到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過程中得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計流程和應(yīng)注意的事項是非常必要的。塔設(shè)

8、備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。2、篩板塔的特點篩板塔板簡稱篩板，結(jié)構(gòu)持點為塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板(孔徑為38mm)和大孔徑篩板(孔徑為1025mm)兩類。工業(yè)應(yīng)用小以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合(如分離粘度大、易結(jié)焦的物系)。篩板塔在十九世紀初已應(yīng)用與工業(yè)裝置上，但由于對篩板的流體力學(xué)研究很少，被認為操作不易掌握，沒有被廣泛采用。五十年代來，由于工業(yè)生產(chǎn)實踐，對篩板塔作了較充分的研究并且經(jīng)過了大量的工業(yè)生產(chǎn)實踐，形成了較完善的設(shè)計方法。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點：生產(chǎn)能力大于10.5%，

9、板效率提高產(chǎn)量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡單，消耗金屬少，塔板的造價可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。本設(shè)計討論的就是篩板塔。篩板的優(yōu)點足結(jié)構(gòu)簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。其缺點是篩孔易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、粘度大的物料。應(yīng)予指出，盡管篩板傳質(zhì)效率高，但若設(shè)計和操作不當，易產(chǎn)生漏液，使得操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降故過去工業(yè)上應(yīng)用較為謹慎。近年來，由于設(shè)計和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，彌補了上述不足，故應(yīng)用日趨廣泛。在確保精確設(shè)計和采用先進控制手段的前提下，設(shè)計中可大膽選用。3、體系介紹乙醇-

10、水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來，由于燃料價格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢，且已在鄭州、濟南等地的公交、出租車行業(yè)內(nèi)被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料乙醇的法規(guī)。長期以來，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇-水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對于得到高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進乙醇-水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。二、設(shè)計說明書（1） 設(shè)計單元操作方案簡介蒸餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。

11、連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活、適應(yīng)性強等優(yōu)點，但適合于小規(guī)模、多品種或多組分物系的初步分離。故分離苯-甲苯混合物體系應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。蒸餾是通過物料在塔內(nèi)的多次部分氣化與多次部分冷凝實現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻劑中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器-全凝器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便準確控制回流比。（2） 篩板塔設(shè)計須知（1）篩板塔設(shè)計是在有關(guān)工藝計算已完成的基礎(chǔ)上進行的。對于氣、液恒摩爾流的塔段，只需任選其中一塊塔板進行設(shè)計，并可將該設(shè)計結(jié)果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段

12、，通常選上面第一塊塔板進行設(shè)計；全塔最下面一段塔段，通常選最下面一塊塔板進行設(shè)計。這樣計算便于查取氣液相物性數(shù)據(jù)。（2）若不同塔段的塔板結(jié)構(gòu)差別不大，可考慮采用同一塔徑，若不同塔段塔板的篩孔數(shù)、空心距與篩孔直徑之比t/d0可能有差異。對篩孔少、塔徑大的塔段，為減少進塔壁處液體“短路”，可在近塔壁處設(shè)置擋板。只有當不同塔段的塔徑相差較大時才考慮采用不同塔徑，即異徑塔。（3） 篩板塔的設(shè)計程序（1）選定塔板液流形式、板間距 HT、溢流堰長與塔徑之比lw/D、降液管形式及泛點百分率。（2）塔徑計算。（3）塔板版面布置設(shè)計及降液管設(shè)計。（4）塔板操作情況的校核計算作負荷性能圖及確定確定操作點。三設(shè)計計

13、算書1.設(shè)計參數(shù)的確定1.1進料熱狀態(tài)泡點進料時，塔的操作易于控制，不受環(huán)境影響。飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點進料，提餾段和精餾段塔徑大致相同，在設(shè)備制造上比較方便。冷液進塔雖可減少理論板數(shù)，使塔高降低，但精餾釜及提餾段塔徑增大，有不利之處。根據(jù)設(shè)計要求，本次設(shè)計是冷液進料，q1.08。1.2加熱方式精餾塔的設(shè)計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于苯-甲苯體系中，苯是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，甲苯為重組分由塔底排出。所以本設(shè)計應(yīng)采用再沸器提供熱量，采用3kgf/cm2（溫度130）間接水蒸汽

14、加熱。1.3回流比（R）的選擇實際操作的R必須大于Rmin，但并無上限限制。選定操作R時應(yīng)考慮，隨R選值的增大，塔板數(shù)減少，設(shè)備投資減少，但因塔內(nèi)氣、液流量L，V，L，V增加，勢必使蒸餾釜加熱量及冷凝器冷卻量增大，耗能增大，既操作費用增大。若R值過大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設(shè)備投資也隨之有所增大。其設(shè)備投資操作費用與回流比之間的關(guān)系如下圖所示?？傎M用最低點對應(yīng)的R值稱為最佳回流比。設(shè)計時應(yīng)根據(jù)技術(shù)經(jīng)濟核算確定最佳R值，常用的適宜R值范圍為：R（1.22）Rmin。本設(shè)計考慮以上原則，選用：R1.6Rmin。1.4 塔頂冷凝水的選擇 采用深井水，溫度t122.流程簡介及流程圖2.1流程

15、簡介含乙醇0.25（摩爾分數(shù)）的乙醇水混合液經(jīng)過預(yù)熱器，預(yù)熱到泡點進料。進入精餾塔后分離，塔頂蒸汽冷凝后有一部分作為產(chǎn)品（含乙醇0.88），一部分回流再進入塔中，塔底殘留液給再沸器加熱后，部分進入塔中，部分液體作為產(chǎn)品排出塔體（含乙醇0.01）。2.2流程圖：3.理論塔板數(shù)的計算與實際板數(shù)的確定3.1理論板數(shù)計算3.1.1物料衡算已知進料量F200kmol/h，進料組成XF0.25，進料q1.08設(shè)計要求：XD0.88，Xw=0.01衡算方程 ： 3.1.2 q線方程XF0.25 q1.08q線方程為：3.1.3平衡線方程根據(jù)書中附錄給出的乙醇水的汽液平衡數(shù)據(jù)，用origin畫圖得到平衡線。乙

16、醇摩爾分數(shù)/溫度/乙醇摩爾分數(shù)/溫度/液相中氣相中液相中氣相中0.000.0010032.7358.2681.51.9017.0095.539.6561.2280.77.2138.9189.050.7965.6479.89.6643.7586.751.9865.9979.712.3847.0485.357.3268.4179.316.6150.8984.167.6373.8578.7423.3754.4582.774.7278.1578.4126.0855.8082.389.4389.4378.153.1.4 Rmin和R的確定由于乙醇水的平衡線在某范圍內(nèi)出現(xiàn)下凹的曲線段，操作線首次與平衡線的

17、重合點出現(xiàn)在兩線相切處，此時對應(yīng)的回流比即為最小回流比Rmin 。用origin畫圖得3.1.5精餾段操作線方程的確定精餾段操作線方程：3.1.6精餾段和提餾段氣液流量的確定已知 D55.17kmol/h R4.8精餾段：LRD264.816kmol/h V（R1）D319.986kmol/h提餾段：LLqF264.826+1.08200=480.826kmol/h VV（1q）F319.986（11.08）200=335.986kmol/h3.1.7提餾段操作線方程的確定提餾段操作線方程：3.1.8圖解法求解理論板數(shù)如下圖:因冷凝器相當于一塊理論板,故總理論板數(shù)為24塊第23塊理論板為加料板

18、精餾段理論塔板數(shù)：NT精=22提餾段理論塔板數(shù)：NT提=23.2實際板層數(shù)的確定N精=22/0.52=42.343N提=2/0.52=3.844 NPN精+N提43+4=47塊4精餾塔工藝條件計算4.1操作壓強的選擇應(yīng)該根據(jù)處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性原則。對熱敏物料，一般采用減壓操作，可使相對揮發(fā)度增大，利于分離，但壓力減小，導(dǎo)致塔徑增加，要使用抽空設(shè)備。對于物性無特殊要求的采用常壓操作。由于乙醇水體系對溫度的依賴性不強，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓,其中:塔頂壓力P頂=101.3+4=105.3kPa 單板壓降P=0.7kPa進料板壓力PF=10

19、5.3+0.7*43=135.4 kPa塔底壓力P底=105.3+0.7*47=138.2 kPa平均操作壓力Pm=（105.3kPa+138.2kPa）/2=121.75 kPa4.2操作溫度的計算I冷液進料：q=1.08 XF0.25 通過“t-x-y”圖查得TF=82.46進料板上一塊塔板上組分為X0.49 所以該板上溫度為：進料板下一塊塔板上組分為X0.07 所以該板上溫度為：II.塔頂溫度:塔底溫度：III.精餾段平均溫度： 提餾段平均溫度： 全塔平均溫度：4.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計算4.3.1 密度及流量乙醇分子量為：46.07kg/kmol (Ma)水的分子量

20、為：18.02 kg/kmol (Mb)、精餾段精餾段平均溫度查t-x-y圖得 xa0.6119，ya0.7045=733.99液相平均分子量：Ml=XaMa+(1-Xa)Mb=35.18kg/kmol氣相平均分子量：Mv=yaMa+(1-ya)Mb=37.78kg/kmol液相密度：氣相密度：（氣相視為理想氣體）液相流量：氣相流量：、提餾段提餾段平均溫度：查t-x-y圖得 xa0.0356，ya0.2386 ，=718.67，=975.52液相平均分子量：Ml=XaMa+(1-Xa)Mb=19.02kg/kmol氣相平均分子量：Mv=yaMa+(1-ya)Mb=24.71kg/kmol液相密

21、度：氣相密度：（氣相視為理想氣體）液相流量： 氣相流量： 4.3.2液相表面張力的確定：塔頂液相表面張力：=78.18, =17.4 ,=62.4=0.88*17.4+(1-0.88)*62.4=22.8進料板液相表面張力：TF=82.46,=17.0,=61.6=0.25*17.0+0.75*61.6=50.45塔底液相表面張力：Tw=97.63，=15.6，=58.7=0.01*15.6+0.99*58.7=58.27精餾段平均液相表面張力：提餾段平均液相表面張力：全塔平均液相表面張力：4.3.3 液體平均粘度計算塔頂液體粘度:=78.18,=0.4397,=0.3641進料板液體粘度：,

22、 =0.4126,=0.3442塔底液體粘度：, , =0.2869精餾段平均液相粘度：(+)/2=0.395提餾段平均液相粘度：(+)/2=0.325全塔平均液相粘度： (+)/2=0.3604.4塔徑的確定4.4.1精餾段欲求塔徑應(yīng)先求出空塔氣速 u安全系數(shù)umax功能參數(shù)：取塔板間距=0.45m，板上液層高度，那么分離空間：- h1=0.45-0.07=0.38m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于U=0.7=0.7*2.17=1.52 圓整得 D=1.4m塔截面積：空塔氣速：4.4.2提餾段功能參數(shù)：取塔板間距，板上液層高度，那么分離空間：從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于m/sU=0.7=0.7*2.

23、92=2.05 圓整取 塔截面積：空塔氣速：4.5塔有效高度精餾段有效高度 提餾段有效高度從塔頂開始每隔7塊板開一個人孔，其直徑為0.6米,開人孔的兩塊板間距取0.7米,所以應(yīng)多加高(0.7-0.45)6=1.5mZ=+1.5=22.65m4.6整體塔高(1)塔頂空間HD取HD=1.6=0.72m加一人孔，直徑0.6米,共為1.32m(2)塔底空間塔底儲液高度依停留4min而定取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間再開一直徑為0.6米的人孔(3)整體塔高5.塔板主要工藝參數(shù)確定5.1溢流裝置選用單溢流弓形管降液管，不設(shè)進口堰,采用凹形受液盤。5.1.1堰長lw取堰長lw0.66D0.66

24、1.40.924m5.1.2出口堰高hwhwhLhow 其中，得how=0.016m ，how=0.014m取5.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af查圖知驗算液體在降液管內(nèi)停留時間 停留時間5s 故降液管尺寸可用。5.1.4降液管底隙高度，取，則=，故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度5.2塔板布置及篩孔數(shù)目與排列5.2.1塔板的分塊D800mm，故塔板采用分層，查表塔板分為4塊。5.2.2邊緣區(qū)寬度確定取m5.2.3開孔區(qū)面積計算=0.745.2.4篩孔計算及其排列物系無腐蝕性，選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為篩孔數(shù)目n為個開孔率為=0.907氣體通

25、過閥孔的氣速:精餾段提餾段6.篩板的力學(xué)檢驗6.1塔板壓降6.1.1干板阻力計算由/=1.67查圖得=0.772精餾段：提餾段：6.1.2氣體通過液層的阻力Hl計算Ua=Vs/(At-2Af)=2.14/(1.54-20.11088)=1.62m/s=Ua=2.03查表得=0.57Ua=Vs/(At-2Af)=2.34/(1.54-20.11088)=1.78m/s=Ua=1.77查表得=0.58精餾段Hl=(hw+hw)=0.570.08=0.0456m（液柱）提餾段Hl=(hw+hw)=0.5650.08=0.0452m（液柱）6.1.3液體表面張力的阻力計算計算精餾段=液柱提餾段=液柱6

26、.1.4氣體通過每層塔板的液柱高可按下計算精餾段=0.14+0.0456+0.0039=0.1895m液柱 提餾段=0.087+0.0452+0.0047=0.1369m液柱6.2 篩板塔液面落差可忽略6.3液沫夾帶(kg液/kg氣)精餾段,提餾段,本設(shè)計液沫夾帶量在允許范圍0.1kg液/kg氣內(nèi),符合要求.6.4漏液篩板塔,漏液點氣速=精餾段=8.29m/s,提餾段=11.18m/s實際孔速:精餾段,提餾段穩(wěn)定系數(shù):精餾段K=Uo/Uomim=28.63/8.29=3.45,提餾段K=Uo/Uomim =31.31/11.18=2.80K，K均大于1.5，所以設(shè)計無明顯液漏符合要求。6.5液

27、泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高Hd()對于設(shè)計中的乙醇-水體系=0.55,Hd0.5=0.2827m由于板上不設(shè)進口堰,m液柱精餾段提餾段所以不會發(fā)生液泛現(xiàn)象7.塔板負荷性能圖7.1漏液線由= 得精餾段：=得=提餾段：在操作范圍內(nèi)任取幾個值,算出,列表作圖得漏液線-、7.2液沫夾帶線以kg液/kg氣為限求-關(guān)系：由，精餾段,整理得提餾段解得7.3液相負荷下限線對平直堰取堰上上層清液高度精餾段how=0.016m ，提餾段how=0.014m，7.4液相負荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留的下限故7.5液泛線Hd=()由，得其中帶入數(shù)據(jù)精餾段 提餾段所以精餾段提餾段7.6操作彈性由以上

28、各線的方程式，可畫出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，可知操作點在正常的操作范圍內(nèi)，作出操作線由圖，故精餾段操作彈性為/=4.52由圖，故提餾段操作彈性為/=3.70精餾段提餾段操作彈性均大于3,符合要求。8. 輔助設(shè)備及零件設(shè)計8.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）乙醇-水走管程，冷凝水走殼程，采用逆流形式8.1.1方案：垂直管8.1.1.1估計換熱面積乙醇-水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)tD=78.18冷凝蒸汽量：冷凝水始溫為12，取冷凝器出口水溫為20，在平均溫度物性數(shù)據(jù)如下：（乙醇，水，乙醇-水都?。?8.18+20）/2=49.09，冷凝水取16）T/(kg/m3)Cp/(J/kgk)/(

29、Pas)/(w/mk)乙醇49.09763.7622707.0*10-40.162水49.09988.5541625.7*10-40.636乙醇-水49.09790.73482497.046.84*10-40.21888冷凝水16997.33421811.2*10-40.593a. 設(shè)備的熱參數(shù)：b水的流量：c平均溫度差：根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計表”查由“冷凝有機液體蒸汽到水”取K=1000W/(m2.) 傳熱面積的估計值為：選型，有關(guān)參量見下表：外殼直徑D/mm600管子尺寸/mm25公稱壓 Pg/(kgf/cm)16管子長l/m3公稱面積A/m60管數(shù)n/根269管程數(shù)Np1管心距t/mm0.

30、03125殼程數(shù)Ns1管程通道面A/ m0.0845管子排列正三角排列核算管程、殼程的流速及Re:（一）管程流通截面積：管內(nèi)乙醇-水的流速（二）殼程流通截面積：取折流板間距 h=300mm，殼內(nèi)水流速 當量直徑 8.1.1.2計算流體阻力管程流體阻力設(shè)管壁粗糙度為0.1mm，則/d=0.005,查得摩擦系數(shù)=0.022符合一般要求殼程流體阻力Re=4.7500，故f管子排列為正三角形排列，取F=0.5擋板數(shù) NPaPa取污垢校正系數(shù)F=1.0=7629Pa0.02MPa故管殼程壓力損失均符合要求8.1.1.3計算傳熱系數(shù)管程對流給熱系數(shù)膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管=6741殼程對流給熱系數(shù)ReP

31、r0=0.36=計算傳熱系數(shù)取污垢熱阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58m/kW以管外面積為基準 則K=K=（）=1053計算傳熱面積 A=所選換熱器實際面積為A=n=裕度=所選換熱器合適8.1.2方案：水平管8.1.2.1估算面積根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計表”查由“冷凝有機液體蒸汽到水”取K=600W/(m2.) 傳熱面積的估計值為：選型，有關(guān)參量見下表：外殼直徑D/mm600管子尺寸/mm25公稱壓 Pg/(kgf/cm)25管子長l/m6公稱面積A/m120管數(shù)n/根254管程數(shù)Np2管心距t/mm0.03125殼程數(shù)Ns1管程通道面A/ m0.0399管子排列正三角排列8.1.2.2核算

32、流體阻力管程流體阻力設(shè)管壁粗糙度為0.1mm，則/d=0.005,查得摩擦系數(shù)=0.022符合一般要求殼程流體阻力與垂直管數(shù)據(jù)相同，所以也符合要求。8.1.2.3計算傳熱系數(shù)=1789.2K=K=（）=682計算傳熱面積 A=所選換熱器實際面積為A=n=裕度=所選換熱器合適8.2各種管尺寸的確定8.2.1進料管進料體積流量取適宜的輸送速度，故經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：8.2.2釜殘液出料管釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度，則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：8.2.3回流液管回流液體積流量利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：

33、8.2.4再沸器蒸汽進口管V=335.98618.30/995.0=6.18=0.0017設(shè)蒸汽流速為10m/s,經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：8.2.5 塔頂蒸汽進冷凝器出口管V=319.98642.704/791.8=17.26=0.0048設(shè)蒸汽流速為10m/s,經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：8.2.6冷凝水管深井水溫度為12，水的物性數(shù)據(jù)：=999.4kg/m3,=1.2363,深井水的質(zhì)量流率，取流速為8m/s管徑選取 1465.0mm熱軋無縫鋼管實際流速為8.3冷凝水泵雷諾數(shù)取=0.01，,查圖摩擦系數(shù)=0.0175各管件及閥門阻力系數(shù)如下:名稱水管入口

34、進口閥90彎頭4半開型球閥0.560.7549.5設(shè)管長為5米,=214.66揚程取26m流量選擇IS200-150-315型離心泵,參數(shù)為流量V=460,揚程,轉(zhuǎn)速,泵效率,軸功率9.設(shè)計結(jié)果匯總篩板塔設(shè)計計算結(jié)果及符號匯總表參數(shù)符號參數(shù)名稱精餾段提餾段T m (C)平均溫度79.0993.47P m (kpa)平均壓力120.35136.8M Lm(kg/kmol)液相平均摩爾質(zhì)量35.1819.02M Vm(g/kmol)氣相平均摩爾質(zhì)量37.7824.71lm (kg/m)液相平均密度772.44946.42vm (kg/m)氣相平均密度1.570.987m (dyn/cm)液體平均表面張力36.6354.36m (mpas)液體平均粘度0.3950.325Vs(m/s)氣相流量2.142.34Ls (m/s)液相流量0.003350.00268N實際塔板數(shù)434Z( m)有效段高度19.351.8D(m)塔徑1.41.21H T(m