化工原理 乙醇-水筛板精馏塔工艺设计

化工原理乙醇水筛板精馏塔工艺设计化工原理课程设计任务书设计题目乙醇水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒精生产现场）设计条件1常压操作，P1ATM（绝压）。2原料来至上游的粗馏塔，为9596的饱和蒸汽。因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90。3塔顶产品为浓度9241（质量分率）的药用乙醇，产量为40吨/日。4塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于003（质量分率）。5塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。6操作回流比R（1120）RMIN。设计任务1完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。2画出带控制点的工艺流程图，TXY相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。3写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。指导教师时间1设计任务11任务111设计题目乙醇水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒精生产现场）112设计条件1常压操作，P1ATM（绝压）。2原料来至上游的粗馏塔，为9596的饱和蒸气。因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90。3塔顶产品为浓度9241（质量分率）的药用乙醇，产量为40吨/日。4塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于003质量分率。5塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。6操作回流比R1120RMIN。113设计任务1完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。2画出带控制点的工艺流程示意图，TXY相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。3写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。12设计方案论证及确定121生产时日设计要求塔日产40吨9241乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。122选择塔型精馏塔属气液传质设备。气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较1知板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔相比较具有下列优点生产能力大1015，板效率提高15左右，而压降可降低30左右，另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40左右，安装容易，也便于清洗检修2。因此，本设计采用筛板塔比较合适。123精馏方式由设计要求知，本精馏塔为连续精馏方式。124操作压力常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益,在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。125加热方式在本物系中，水为难挥发液体，选用直接蒸汽加热，可节省再沸器。126工艺流程原料槽中的原料液先由离心泵送到预热器预热，再进精馏塔，精馏塔塔顶蒸汽经全凝器冷凝，泡点回流，塔顶产品输送进乙醇贮存罐，而再沸器则加热釜液，塔釜产品流入釜液贮存罐。2筛板式精馏塔的工艺设计21精馏塔的工艺计算211乙醇和水的汽液平衡组成相对挥发度的计算塔顶产品浓度为924，因此，可近似看成纯乙醇溶液；同理，塔底浓度为002可近似看成纯水溶液。所以，塔顶温度为乙醇沸点为783OC，塔底温度为水的沸点960OC表21查书2得不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示通过试差法求出塔顶、塔底、进料处、加料板的乙醇气相组成9558909095501703891Y进料板017955890909550019000721X进料板00190解得X进料板00639Y进料板0355计算塔顶、塔底、进料处相对挥发度YA（1XA）计算公式为（1YA）XA784178157815783078150894308943Y顶顶Y082927841781578378150747208943X顶08943X顶08094100955969550017Y顶0171009559695500019X底00190塔顶顶1123塔底底8957加料板加料板8063计算乙醇水的平均相对挥发度乙醇水的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示，本设计中使用各温度下的几何平均值来表示。顶底212全塔物料衡算原料液中设A组分乙醇B组分水查书6和书7得乙醇的摩尔质量M乙4607KG/KMOL水的摩尔质量M水1802KG/KMOL09241/4607082609241/460700759/1802002/4607XW00000782002/4607098/1802XD因为入口的原料液是上游为9596的饱和蒸汽冷却至90OC所得，因此，XF的液相组成就是955OC的气相组成。经查表得，955OC的饱和蒸汽进料液的摩尔组成为XF017根据产量和所定工作时间，即日产40吨9241乙醇，每天24小时连续正常工作，则40103原料处理量D4051KMOL/H240826546070171802DXFXW017000007820206FXDXW0826000000782F196650KMOL/HWFD1966504051156140KMOL/H求Q值由表21乙醇水的平衡数据用内差法求得原料进入塔时90时的气液相组成为XA00639Y03554A由FXFLXAVY和FLV得L12526（KMOL/H），AQL/F06360则Q线方程为YXQXF1747X0467Q1Q1塔顶和塔釜温度的确定由TXY图可知塔顶温度TD7830，塔底温度TW9600，T1/2TDTW8715回流比和理论塔板的确定用内差法求得进料板的气液相组成（90进料）进料板位于平衡线上,则XQX进料板00639YQY进料板0355RMINXDYQYQXQ082603551618035500639R15RMIN1516182427操作方程的确定精馏段LRD2427405198318KMOL/HVR1D242714051138828KMOL/H提馏段LLQF983180636196650223387KMOL/HVV1QF1388281063619665067247KMOL/HB、精镏段操作方程YN1LD983184051XNXDXN08260708XN0292VV138828138828提镏段操作线方程YN1LW223387156140XNXWXN000007823322XN0000182VV6724767247相平衡方程为YNXNYNYNXN11XN1YN232132YN板效率及实际塔板数的确定（1）求L平均温度T87150C下A0449MPASB03281MPAS则LXFA（1XF）B0170449（1017）0328103487MPASL2350348708194（2）求板效率ET由L08194，由化工原理下164页图1020查得ET51，偏低；实际工作ET有所提高,因此取ET70（3）求实际板数由NNT1得ET精馏段实际板数N精21/07030（块）提馏段实际板数N提7/07010（块）全塔板数N40块22精馏段物性衡算221物料衡算操作压强P101325温度TMTD78300CTF900CTW96000CTM定性组成1塔顶Y1XD0826查平衡曲线得到X108102进料YF0355XF00639平均分子量MM查附表知1塔顶MMVDMTDTF78309084150C220826460710826180241189（G/MOL）0810460710810180240730（G/MOL）0355460710355180227978（G/MOL）006394607100639180219810（G/MOL）MVDMMVFM411892797834584（G/MOL）22MLDMMLFM407301981030270G/MOL22LDM2进料MMVFMLFM平均分子量MVMMLM平均密度M由书6和书71/LMAA/LAAB/LBA为乙醇B为水塔顶在7830下LA744289KG/M3LB972870KG/M31LMD09241/744289（109241）/972870则LMD758716KG/M3进料在进料温度90下LA7299KG/M3LB9653KG/M3AA100639460701490063946071006391802LMF014910149则LMF9210KG/M372999653即精馏段的平均液相密度LM7587169210/2839858KG/M3平均气相密度VMPMVM1013253461180KG/M3RT8314841527315液体平均粘度LM液相平均粘度依下式计算LGLMXILGI1塔顶查书6和书7中图表求得在783下A是乙醇，B是水DA0504MPASDB0367MPASLGLD0826LG05040174LG0367则LD0477MPAS2进料在90下FA0428MPASFB03165MPAS。LGLF00639LG0428100639LG03165则LF03226MPASLM（LDLF）/2（047703226）03998液体表面张力M1塔顶查书6和书7求得在7830下A18447MN/MB62974MN/MMD08261844701746297426194MN/M2进料在90下A1729MN/MB6079MN/MMF00639172910063960795801MN/M则MMDMF/2261945801/242102MN/M222气液体积流率的计算由已知条件V138828KMOL/HL98318KMOL/H得VSVMVM1388283461131M3/S360011803600VMLSLMLM101330270001M3/S3600LM360083985823塔和塔板主要工艺尺寸计算231塔板横截面的布臵计算塔径D的计算参考化工原理下表101，取板间距HT045MHL006MHTHL045006039M两相流动参数计算如下FLVLSVSLV）1/200236FLV（000193885）（10811131参考化工原理下图1042筛板的泛点关联得CF20008342102CFCF2000832020LVUFCF2020V0205020200963058398581180009632567M/S1180本物系不易起泡,取泛点百分率为80，可求出设计气速UN08UF0825672053M/SD4VS411310838MU3142053根据塔设备系列化规格，将D圆整到D1M作为初选塔径，因此重新校核流速UUN11311441M2078511实际泛点百分率为UN14410561UF2567ATD240785120785M2塔板详细设计选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于22米的塔中。41溢流装臵取堰长LW07D07107M,选择平流溢流堰出口堰高HWHLHOW,已取HL006H0W284103ELH2/3LW25由LHLW253544/078644查化工原理下图1048得E10252/3H0W28410310253544/07000859MHWHLHOW00600085900514M取HW006是符合的。HLHWHOW00600085900686M修正后HL对UN影响不大,顾塔径计算不用修正2降液管宽度WD与降液管面积AF由LW/D07查化工原理下图1040得AFWD01490088DATWD014910149MAF008841200691M23降液管底隙高度HO因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度007M/SUOHOLS00010024M过小,取HO004MLWUO0700074塔板布臵取安定区宽度WS008M,取边缘区宽度WC004MXD1WDWS01490080271M22DRWC05004046M221AA2XR2X2RSIN18022200460271XR027120462SIN10468M180046T30呈正三角形排列DO3筛板数N与开孔率初取DO6MM，T30618MM依下式计算塔板上的开孔率AO090709070101101则每层塔板上的开孔面积AO为22AA（T/D0）18/6AOAA0101046800473M2NA00047341674孔D02314000624232筛板能校塔流体力学校核1板压降的校核1干板压降相当的液柱高度取板厚3MM，DO3005,查化工原理下图1045得60CO074U0VS113123911M/SA000473221UOHC2GCOVLUO0051COVL2391111800051M液柱007480748398582气体穿过板上液层压降相当的液柱高度HLUA2VS11311606M/S2ATAF0785100691相应的气体动能因子FAUA0516061180051745查化工原理下图1046得058HLHWHOWHL0580068600398M液柱3克服液体表面张力压降相当的液柱高度H4442102103H000341M3981LD0981839858610气体通过筛板压降相当的液柱高度即板压降HPHCHLHHP007480039800034101180M本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。1液沫夹带量的校核HF25HL006862501715M326U571057101606AEV00369KG液/KG汽3HH045017154210210FT0036901KG液/KG气故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。3溢流液泛条件的校核632LSH0153溢流管中的当量清液高度可由式FLH计算液体沿筛板流动时,阻WO2力损失很小,其液面落差可忽略不计,即0。已知HL00686M,0，LSH0153FLHWO00010153M00001950700422故降液管内的当量清液高度HDHLHFHF00686000001950171502403M乙醇水混合液不易起泡,取06,则降液管内泡沫层高度HFDHD02403040005M不会产生溢流液泛。06液体在降液管内停留时间的校核降液管内的停留时间AFHDLS00691024031660S5S0001不会产生严重的气泡夹带。4漏液点的校核漏液点的孔速为UOW44CO00056013HLHL/V4400005601300686000341839858/11809155M/S筛孔气速UOVS113123911M/SA000473UO2391126121520UOW9155塔板稳定系数K表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。24精馏段塔板负荷性能图注以下计算常用HOW284103ELH2/3L得HOWLS,E2H5经验计算,LWLW取E10则HOWLH2/3LS2/32/33360028410102841008462LS07073241过量液沫夹带线57106UA依下式计算EVHHFT3221式中UAHVSVS1397VS2ATAF07851006912/3F25HWHOW250050208462LSLS0126211552/3令EV01KG液/KG气，由421103N/M,HT045M571061397VS32代入式21得0132/34210210045012621155LS整理得VS1831193LS2/3在操作范围中，任取几个LS值，根据上式算出VS值列于表23中242溢流液泛线由式21HPHCHLHHDHWHT和HDHWHOWHFHF联立求解。HC0051（0051（UOV）2（V）0051（S）2VCOLCOAOLVS1182）2（）00585VS83985807400473HL（HWHOW）0580050208462LS故HP00578VS0029104908LS00578VS04908LS22/322/30029104908LS2/32/3000409003322HD0153（LSLS2）20153（）21952LS则07004LWH022/3060450050200578VS04908LS003320050208462LS2/31952LS2/32整理得VS23192313L2S337716LS（218）取若干LS值依218式计算VS值，见表24，作出液泛线参见21图表24243液相上限线取液体在降液管中停留时间为5秒。则LS在LSMANHTAF04500691000622（M3/S）53000622M/S处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上MAN它为与气体流量VS无关的垂直线。参见图21）244漏液线（气相负荷下限线）由HLHWHOW0050208462LSUOW2/3，VSMIN代入下式2求漏液点气速式AOUOW44CO00056013HLHL/VVSMIN8398582/34407400056013（0050208462LS）000341AO1180将AO00476代入上式并整理得VSVSMIN3256620678292LS2/3AO2/3MIN0154602678292LS据上式，取若干个LS值计算相应VS值，见表25，作漏液线参见图21245液相下限线取平顶堰堰上液层高度HOW6MM，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀。则HOW284103E（LH）2/3LW3600LS070006284103101（）2/3整理得LS,MIN588104M3/S在图上LS,MIN588104M3/S处作垂线即为液相下限线。见图22246操作线P点为操作点，其坐标为VSVH1131M3/S，LS0001M3/S3600OP为操作线，OP与液泛线的交点对应气相负荷为VS,MA；N,与漏夜线的交点对应气相负荷为VS,MIN可知精馏段的操作弹性图21VS,MAXVS,MI馏段物性衡算251物料衡算操作压强P101325温度TMTD78300CTF900CTW9600CTM定性组成1塔斧XW0OOO0782查相平衡图得到YW000142进料YF0355XF00639平均分子量MM查附表知1塔斧MMVWMTWTF9690930C22000144607100014180218059（G/MOL）00001460710000118021802（G/MOL）035546071035518022799（G/MOL）00639460710063918021981（G/MOL）平均分子量LWM2进料MMVFMLFMMVMMVWMMVFM180527992302（G/MOL）22MLWMMLFM180219811892G/MOL22MLM平均密度M由式31/LMAA/LAAB/LB塔斧查书6和书7在960下A乙醇B水LA72238KG/M3LB96116KG/M31LMW00000782/72238100000782/96116则LMW961135KG/M3进料在进料温度90下LA7299KG/M3LB9653KG/M3AA100639460701490063946071006391802LMF014910149则LMF9210KG/M372999653即提馏段的平均液相密度LM9611359210/2941067KG/M3平均气相密度VMPMVM10132523020766KG/M38314（9327315）RT液体表面张力M1塔釜查书6和书7得在960下16688MN/MB5899MN/MMV0001416688（100014）589958930MN/M2进料查书6和书7得在90下A1729MN/MB6079MN/MMF00639172910063960795801MN/M则MMWMF/2589305801/25847（MN/M液体平均粘度LM3塔釜查书6和书7得在960下WA0391MPASWB02977MPASLGLW00014LG039109986LG02977则LW0295MPAS4进料查书6和书7得在90下FA0388MPASFB0290MPAS。LGLF00639LG0388100639LG0290则LF03226MPASLMLWLF/2029503226/20309MPAS252气液体积流率的计算由已知条件V7011KMOL/HL2266KMOL/H得VSLSVMVM6738723020562M3/S360007663600VMLMLM2233871892000125M3/S3600LM360094106726塔和塔板主要工艺尺寸计算261塔板横截面的布臵计算塔径D的计算参考化工原理下表101，取板间距HT03MHL006MHTHL03006024M两相流动参数计算如下FLVLSVSLVFLV（0001259410671/2）（）0078005620766参考化工原理下图1042筛板的泛点关联得CF200065847CFCF200062020020200744LVUFCF2020V0294106707661/200744（）2607M/S076605本物系不易起泡,取泛点百分率为80，可求出设计气速UN0826072085M/SDT4VS405620586M314UN3142085由精馏段知，将D取到D1M作为初选塔径，因此重新校核流速U05860746M/SUN078511实际泛点百分率为UN07460286UF2607ATD240785120785M2塔板详细设计选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于22米的塔中。41溢流装臵取堰长LW07D07107M,选择平流溢流堰出口堰高HWHLHOW,已取HL006H0W284103ELH2/3LW由LHLW254491/071095425查化工原理下图1048得E10252/3H0W28410310254491/0700101MHWHLHOW0060010100499M取HW005是符合的。HLHWHOW0050010100601M修正后HL对UN影响不大,顾塔径计算不用修正2降液管宽度WD与降液管面积AF由LW/D07查化工原理下图1040得AFWD01490088DATWD014910149MAF008841200691M23降液管底隙高度HO因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度007M/SUOHOLS00012500255M过小,取HO004M070007LWUO4塔板布臵取安定区宽度WS008M,取边缘区宽度WC004MXD1WDWS01490080271M22DRWC05004046M221AA2XR2X2RSIN18022200460281XR027120462SIN10468M180046T40呈正三角形排列DO3筛板数N与开孔率初取DO5MM，T50420MM依下式计算塔板上的开孔率0907090700567567则每层塔板上的开孔面积AO为2（T/D0）42AOAA00567046800265M2NA0002651351孔22D0314000544262筛板能校塔流体力学校核板压降的校核气体通过筛板压降相当的液柱高度HPHCHLH1干板压降相当的液柱高度取板厚3MM，DO3006,查化工原理下图1045得50CO074U0V0562S21208M/SA0002652UOHC0051COVL2120807660051200341M液柱0749410672气体穿过板上液层压降相当的液柱高度HLUAVS05620785M/S2ATAF0785100691相应的气体动能因子FAUA0507850766050687查化工原理下图1046得072HLHWHOWHL0720060100433M液柱3克服液体表面张力压降相当的液柱高度H445847H000507M981LDO9819410675板压降HPHCHLH003410043300050700825M本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。1液沫夹带量的校核UA57106EVHTHF32078500196KG57106584710303250060132液/KG汽003701KG液/KG气故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。2溢流液泛条件的校核LS溢流管中的当量清液高度可由式HF0153LHWO力损失很小,其液面落差可忽略不计,即0。计算液体沿筛板流动时,阻2已知HL00601M,0，HF250060101503M2LS000125M0000305HF0153LH015307004WO故降液管内的当量清液高度2HDHLHFHF006010000305015030211M乙醇水混合液不易起泡,取06,则降液管内泡沫层高度HFDHD0211035105M不会产生溢流液泛。06液体在降液管内停留时间的校核AFHD00691035119405S降液管内的停留时间LS000125不会产生严重的气泡夹带。漏液点的校核漏液点的孔速为UOW440740005601300601000507941067/07661042M/S056221208M/S00265UO2120820351520塔板稳定系数KUOW1042表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。筛孔气速UO27提馏段塔板负荷性能图注以下计算常用HOW284103ELH2/3L得HOWLS,E2H5经验计算,LWLW2/3取E10则HOW3600LSL28410310H2/3284103070708462LS2/3271过量液沫夹带线57106UA依下式计算EVHHFT式中UAH3221VSVS1397VS2ATAF07851006912/3F25HWHOW250049908462LS012521155LS2/3令EV01KG液/KG气，由5847103N/M,HT03M1397VS5710632代入式21得0132/358471003012521155LS整理得VS111319LS2/3在操作范围中，任取几个LS值，根据上式算出VS值列于表26中272溢流液泛线由式2HDHWHT和HDHWHOWHFHF联立求解。1HPHCHLHHC0051（UOV）2（V）0051（S）2VCOLLCOAO0051（VS）20740026520766011VS941067HL（HWHOW）0720049908462LS故HP011VS0035906093LS011VS06093LS2H0153（222/30035906093LS2/32/30005072/300410D2LSLS）20153（）21952LS则07004LWH02/3060300499011VS206093LS004100049908462LS2/32/31952LS2整理得VS2111323LS17745L2S任取几个LS值218式计算VS值，见表27，作出液泛线（3）参见22图表27273液相上限线取液体在降液管中停留时间为5秒。则LS在LSMANHTAF0300691000546（M3/S）53M/S处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上000546MAN它为与气体流量V无关的垂直线。参见图22274漏液线（气相负荷下限线）由HLHWHOW0049908462LS2/3UOWVSMIN代入下式2求漏液点气速式AOUOW44CO00056013HLHL/VVSMIN9410672/34407400056013（0049908462LS）0003410766AO将AO00265代入上式并整理得VS148LSMIN0086386211352/3据上式，取若干个LS值计算相应VS值,见表28，作漏液线参见图22表28275液相下限线取平顶堰堰上液层高度HOW6MM，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀。则HOW284103E（LH）2/3LW3600LS07）2/3000628410整理得3101（LS,MIN5883104M3/S在图上LS,MIN5883104M3/S处作垂线即为液相下限线。见图22276操作线P点为操作点，其坐标为VS0562M3/S，LS000125M3/SOP为操作线，OP与液泛线的交点对应气相负荷为VSMAX,与漏夜线的交点对应气相负荷为VSMIN可知精馏段的操作弹性VS,MAXVS,MIN088326027图223精馏塔的附属设备及选型31辅助设备的选型本精馏塔选用直接蒸汽加热，其附属设备主要有蒸汽冷凝器、产品冷凝器、连接管、泵等（由于原料由上游而来，且进料时温度为90,故不需预热。）列管换热器具有结构较简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适应面广等优点，被广泛应用与化工生产中，特别是列管式换热器在现阶段的化工生产中应用最为广泛，而且设计数据和资料较为完善，技术上比较成熟。因此,以下的冷凝器采用列管换热器。311直接蒸汽加热本设计中，水为难挥发组分，采用直接蒸汽加热方式，以提高传热效果，并节省再沸器。热量衡算在TW9600时，查书6和书7RA3698KJ/MOLRB4081KJ/MOLRM000007823698100000782408140810KJ/MOL6QVRM6724710004081274410KJ/H上标为6设热损为5,则Q实际Q（1005）274410610528812106KJ/H上标为6加热蒸汽消耗量W312冷凝器采用列管式冷凝器，并使塔顶蒸汽在壳程冷凝，冷却水在管程流动，以提高传热系数和便于排出凝液。热量衡算已知V1497KMOL/H在7830时查书6和书7RA3878KJ/MOLRB4161KJ/MOLRM08263878（10826）416139272KJ/MOL泡点回流,则塔顶蒸汽效出的热量QVR13882810003927254521106KJ/HQ实际288121067060103MOL/H上标为34081RM冷却水出口温度不宜超过500C否则会使溶于水中的无机盐析出,破坏效果。在30时，CP水4174KJ/KGK1设冷却水进口温度T1为200C，出口温度T2为400C，则水的冷却用量为Q54521106W36243KMOL/HCPT2T141741802（4020）设传热方式为逆流传热选型查书4取K1000KCAL/M2H0CTMT1T278302078304047620C783020TLNLN1783040T2Q54521106换热器面积A27345M2KTM100047624187查书5可选G5002535型列管式换热器,主要设计参数如下A35M2，管长L3000，管程数4,公称直径DN500MM，2525碳钢管313馏出液冷却器热量衡算1CPXFCP,A1XFCP,B082652994607017354175180212688KJ/KMOLKQMCPTDCPT405112688785252750105KJ/H选型查书4取K700KCAL/M2H0CTMT1T2783402520163560C78340T1LNLN2520T25设热损为5,则Q实Q10052750105095261310KJ/H换热器面积AQ5451M2KTM70041871635626135查书5可选G273254型列管式换热器,主要设计参数如下A6M2，管长L1500，管程数1,公称直径DN273MM，2525碳钢管314釜液冷却器设将馏出液冷却到25,25960求得平均温度TM6050C下CP,A299KJ/KGK1CP,B4175KJ/KGK12CPXWCP,A1XWCP,B0000078229946071000007824175180275238KJ/KMOLKQMCPTWCPT15614075238960258341105KJ/H选型查书4取K1000KCAL/M2H0CTMT1T2960402520211090C96040TLNLN12520T25设热损为5,则Q实Q10058341105095792410KJ/H7924Q换热器面积A089M2查书5可选G159251KTM1000418721109型列管式换热器,主要设计参数如下A1M2，管长L1500，管程数1,公称直径DN159MM，25255换热器规格汇总表32塔的主要接管尺寸的选取接管尺寸由管内蒸气、液体速度及体积流量决定。本塔的接管均采用YB23164热扎无缝钢管5。321塔顶蒸气管路近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率VS,则塔顶蒸汽直径D4VS4113102410（M）240MM314U31425选管选取27365DI260MMU实VS0785DI2113107850260221313M/S322塔顶冷凝水管路设冷凝水进口温度为20,出口温度为40。则在平均温度30下WM370491802300221M/SLW36003600839858冷凝水管直径DI4LWU40022101678M1678MM3141选管选取1685MMDI158MMU实LW0785DI2002210785015821128M/S323塔顶液相回流管路已知回流液体流率为LS0001M3/S,则回流管直径DI4LSU4000100357M357MM3141选管选取4525MMDI40MMU实LS24DI00010796M/S078500402324加料管路F196650KMOL/H,查书6和书7得在30下A78584KG/M3B9957KG/M31MAAAABB017083得M952381KG/M3785849957MM017460708318022278KG/KMOLVFFMM1966502278000131M3/S3600M36009523814VFU400013100409M409MM3141DI选管选取576DI45MMU实VF42DI0001310824M/S078500452325塔釜残液流出管KMOL/S，已知釜液体积流率W1561401查书6和书7得在9600下A72238KG/M3B96116KG/M31MAAAABB00000782099992187223896116得M96154KG/M3MM00000782460709999218180218022KG/KMOLLS_LM156140180220000813M3/S3600LM36009615400322M322MM，釜液出口管直径DI选管选取455DI35MM_U实LSDI2400008130845M/S207850035326冷却水出口管路在（2040）/230下水9957KG/M3，CP水4174KJ/KGK由QWCP水T得W199378123883KG/H41720WSW水23883000067M3/S36009957DI选管选取4WS400006700292M292MMU31413825DI33MMU实WS24DI0000670784M/S078500332327塔顶馏出液管路LDSLS0001000041M3/SR2427DI选管选取00229M229MM3225DI27MMU实LDSDI20000410716M/S0785002724接口管路汇总表33输送泵的选取泵的分类泵按作用与液体的原理一般分为叶片式和容积式,本设计使用的离心泵在化工厂是很常见的，其性能普遍适用于一般的液体输送。因此本设计选用离心泵输送各液体。选泵原则根据介质物性,已经确定的流量,扬程,再从化工原理下册附表中选择泵的具体型号，察看性能参数（包括流量、扬程或压差、效率、允许吸上高度或允许其容度）。1釜液泵的选型釜液流量为LWWMLWM/LMW1561401802/961542926M3/H0813L/S从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高85M2馏出液冷却水泵的选型馏出液冷却水流量为W00067M3/S067L/S从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高85M4塔高的确定及塔的其它工艺条件板式塔内装有塔板,降液管,各物流进出口管及人孔手孔,除沫器、喷洒器等附属装臵。一般塔板按设计板间距安装,其它可据需求决定板间距。板式塔内装有塔板,降液管,各物流进出口管及人孔手孔,除沫器、喷洒器等附属装臵。一般塔板按设计板间距安装,其它可据需求决定板间距。41塔高的设计计算411塔高的确定塔高主要由下列部分组成塔顶空间HA，塔底空间HB,有效塔高HP,加料板空间高度HF及群座高度HS即HHAHBHPHFHS塔顶空间HA的确定塔顶空间是指塔内最上层塔板与塔顶的距离。其距离取远高于板间距的值，本设计计算中板间距为045M，根据经验取塔顶空间HA12M，（塔顶封头1米）。塔底空间HB的确定塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由塔底贮液取停留时间和塔底液面到最下层塔板间距（一般要有12M）决定。本塔设计取15MIN则LW156000008130932MHB2A07851有效塔高HP的确定HP（101）0330045162M其中N为实际塔板数；HT为板间距。塔顶封头HF的确定HF1/4D025M裙座高度HS的确定为了制作方便,裙座为圆形,HS/D3,HS313M人孔本精馏塔中设计了5个人孔，孔径均为400MM最后算得HHAHBHPHFHS101620253093221382M全塔图见附图4412塔板结构的确定塔板按结构特点，大致分为整块式和分块式两类。塔径为300900MM时，一般采用整块式；塔径超过800900MM时，由于钢度，安装，检修等要求将塔板分成数块。本设计采用分块式，将塔板分为三块。（本设计筛板板面及其工艺尺寸图可参见附图5）5设计结果概要及汇总表全塔工艺设计结果总汇符号一览表A塔板开孔面积，W液流堰高度，MF降液管面积,O筛孔面积，AT塔截面积,筛板稳定性系数,无因次塔内下降液体,KMOL/HS塔内下降液体的流量KMOL/SO流量系数，无因次W液流堰长度,M计算MAX时的负荷系数,T理论塔板数，块无因次塔板数塔顶馏出液流量，M2/SD塔径,M实际塔板数，块O筛孔直径，MM液留收缩系数，无因次T全塔效率（总板效率），无因次V雾沫夹带量进料流量，KMOL/HA