苯氯苯混合物筛板塔设计方案.doc

苯氯苯混合物筛板塔设计方案第一章 概 述塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作筛板塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。1.1精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：（1）气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。（2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。（3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。（6）塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。1.2板式塔类型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，在此只介绍板式塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论筛板塔的设计。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：（1） 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。（3） 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。（2）操作弹性较小(约23)。（3）小孔筛板容易堵塞。第二章 设计方案的确定本设计任务为苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用30进料，将原料液通过预热器加热后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.1操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2 进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于本实验溶液，一般采用0.40.7KPa（表压）。2.1.4冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。2.2.1满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 2.2.3保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第三章 塔的工艺尺寸的计算3.1精馏塔的物料衡算(1)原料液及塔顶塔底的摩尔分数苯的摩尔质量： 氯苯摩尔质量：原料液：塔顶 ： 塔底产品 ： (2)平均摩尔质量原料液：塔顶： 塔底产品：(3)料液及塔顶产品的摩尔流率进料流量：全塔物料衡算：轻组分：联立解得：馏出液流量：釜液流量： 苯的回收率： 氯苯的回收率：式中：F原料液流量，D流出液流量，W釜残液流量，XF原料液中易挥发组分的摩尔分数XD流出液中易挥发组分的摩尔分数XW釜残液中易挥发组分的摩尔分数3.2塔板数的确定3.2.1理论板层数N的求取3.2.1.1 最小回流比及操作回流比计算当时，由t-x(y)相图，可查得溶液的泡点温度为T泡=98.2在此温度下用直线内插法求苯和氯苯的汽化潜热： 平均温度： q线方程为， 既根据进料线方程确定最小回流比如下图所示：由上图可以看出q线与平衡线的切点坐标为（0.575，0.86）故取故精馏段操作线方程：式中R回流比提馏段操作线方程：故提馏段操作线方程：图解法求理论塔板数：图解法求理论塔板数：（含再沸器）精馏段3块，提馏段7块，第4块加料板位置。 3.2.1.2 全塔效率ET 塔顶与塔底平均温度直线内插法求苯和氯苯在此温度下黏度：苯：氯苯： 3.2.1.3 实际板层数求解精馏段：,取提馏段：，取实际总板数：20块3.3 精馏塔有关物性数据的计算物性数据数据的查取和估算对于工艺设计计算非常重要，精馏塔设计中主要的物性数据包括：密度、粘度、比热、汽化热和表面张力。3.3.1 操作压力计算（影响气相密度，进而影响Vs、D、塔板结构参数）取塔顶表压为0Kpa。塔顶操作压力：每层塔板压降 ： ，一般0.4-0.7kPa，浮阀塔板的压降为0.2650.53kPa，筛板的小于浮阀塔板，泡罩的大于浮阀塔板。进料板压力：塔底操作压力：精馏段平均压力： 提馏段平均压力：3.3.2 操作温度计算由直线内插法可求得、进料口：塔顶：塔釜：精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 3.3.3 平均摩尔质量计算3.3.3.1 精馏段的平均摩尔质量精馏段平均温度液相组成：气相组成：所以 3.3.3.2 提馏段平均摩尔质量提馏段平均温度液相组成：气相组成：所以 3.3.4 平均密度计算 精馏段平均温度 =802.573kg/ =1026.171在精馏段，液相密度：气相密度：= kg/同理，在提馏段平均温度=775.660kg/，=1002.040液相密度气相密度： 3.3.5 液体平均表面张力计算苯和氯苯在不同温度下的表面张力：温度/ 8085110115120131苯的表面张/21.220.617.316.816.315.3氯苯的表面张力/26.125.722.722.221.620.43.3.5.1 精馏段液体平均表面张力精馏段平均温度苯的表面张力：氯苯表面张力：精馏段液体的平均表面张力：3.3.5.2 提馏段精馏段液体平均表面张力提馏段平均温度苯的表面张力：氯苯的表面张力：提馏段液体平均表面张力：3.3.6 液体平均黏度计算苯和氯苯的黏度：T/K363.2373.2精馏段平均温度：提馏段平均温度精馏段黏度：提馏段黏度：3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计3.4.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为式中 V精馏段气相流量， L精馏段液相流量，MV1、ML1分别为精馏段气、液相平均摩尔质量，、分别为精馏段气、液相平均密度，由极限空塔气速计算式： 式中、分别为气、液相平均密度，kg/m3C由式计算式中 物系表面张力为20mN/m的负荷系数 操作物系的液体平均表面张力，mN/m 操作物系的负荷系数其中的 由史密斯关联图（姚玉英化工原理（下）P158页图3-7史密斯关联图），0.2HT=0.60.450.30.150.40.30.21.00.70.10.040.030.020.070.010.040.030.020.070.010.10.090.060.05 史密斯关联图 取板间距 ，板上液层高度 ，则精馏段：查取图的横坐标为 选取泛点率：一般液体，易起泡液体，。取安全系数0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为塔截面积为实际空塔气速为同理，提馏段的气、液相体积流率为 ，查图得 实际空塔气速为式中分别为塔内气、液两相的体积流量， 分别为提馏段气、液相平均密度， 塔径，m 空塔气速，即按空塔截面积计算的气体线速度，3.4.2 精馏塔有效高度的计算 板间距选择： 塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。 精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为0.6，故精馏塔的有效高度为3.5 塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1 溢流装置计算溢流装置包括溢流堰和降液管。降液管形式和底隙降液管：弓形、圆形。小塔用圆形，一般采用弓形降液管。 塔板溢流形式有：U型流、单溢流、双溢流和阶梯流。表 溢流形式选择塔 径小塔、液体流量小塔径小于2.2m塔径大于2m塔径很大、液体流量很大溢流形式U型流单溢流双溢流阶梯流因塔径 D=1.0m ，可选用单溢流弓形降液管。各项计算如下：3.5.1.1 堰长堰长由液相负荷和溢流形式决定。对单溢流，一般取=l0.6-0.8D，对双溢流，一般取=0.5-0.6D。取同理，提馏段的为3.5.1.2溢流堰高度由式中 堰高，m 板上液层高度， 堰上液层高度，溢流堰板的形状由决定，0.6选平直堰；0.6选齿形堰选用平直堰，堰上液层高度：，近似取E=1（一般情况取1，可借用博尔斯对泡罩塔提出的液流收缩系数计算图求取。）式中 堰长，m 塔内液体流量，E液流收缩系数，若how小于6mm,采用齿形堰，当溢流层不超过齿顶时；当溢流层超过齿顶时用试差法。则同理，提馏段的为取板上清液层高度故同理，提馏段的为3.5.1.3弓形降液管宽度和截面积降液管截面积：由确定；由由弓形降液管的参数图（姚玉英化工原理（下）P163页图3-12弓形降液管的宽度与面积）查得，故为避免严重的气泡夹带，停留时间，其中。验算液体在降液管中停留时间为：同理，提馏段的为 ，故降液管设计合理。式中 塔内液体流量， HT板间距，m 弓形降液管截面积，m23.5.1.4 降液管底隙高度底隙 h0：通常在 30-40mm，若太低易于堵塞。，取式中 塔内液体流量， 堰长，m 液体通过降液管底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取=0.07 m/s 0.25 m/s则降液管底隙高度比溢流堰高度低0.006m。同理，提馏段的为 故降液管底隙高度设计合理。3.5.2 塔板布置3.5.2.1 塔板的分块塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从小于800mm时采用整块式塔板；当塔径在900mm以上时，采用分块式塔板。因，故塔板采用分块式。1.溢流区区（受液区和降液区） Wd一般两区面积相等。2 鼓泡区 气液传质有效区3.入口安定区和出口安定区 Ws=50-100mm。边缘区：小塔Wc=30-50mm，大塔50-75mm。4有效传质面区：单流型弓形降液管塔板：双流型弓形降液管塔板：5.筛孔的尺寸和排列：筛孔：有效传质区内，常按正三角形排列。筛板开孔率：筛孔数的计算:n每平方米鼓泡区的筛孔数。3.5.2.2边缘区宽度确定取，3.5.2.3 开孔区面积计算开孔区面积：其中 式中 边缘区宽度, 开孔区面积， 弓形降液管宽度， 破沫区宽度，故 同理，提馏段的为 3.5.2.4 筛孔计算及其排列本利所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 为同理，取提馏段的为 筛孔数目n为：个式中 开孔区面积， t孔间距，开孔率为气体通过筛孔的气速为同理，提馏段的为2378个 3.6 筛板的流体力学验算3.6.1 塔板压降3.6.1.1 干板阻力计算干板阻力：式中 气体通过筛孔的气速，C0干筛孔的流量系数、分别为精馏段气、液相平均密度，由 ，查干筛孔的流量系数图得， 干筛孔流量系数图故 液柱同理，提馏段的为 液柱3.6.1.2 气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力：式中 Vs塔内气体流量， AT塔截面积， 弓形降液管截面积，查充气系数关联图，得， 故 液柱式中 板上液层高度，m 充气因数，无量纲。液相为水时，=0.5，为油时，=0.20.35，为碳氢化合物时，=0.40.5同理，提馏段的为 ， 3.6.1.3 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力：液柱式中d0孔直径，m 操作物系的液体平均表面张力，气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即液柱气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）同理，提馏段的为液柱 （设计允许值）3.6.2液面落差液面落差一般较小，可不计。当不可忽略时，对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.6.3 液沫夹带雾沫夹带量： 式中 板上液层高度，m HT板间距，m 操作物系的液体平均表面张力， 气体通过筛孔时的速度，故同理，提馏段的为 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。3.6.4 漏液对筛板塔，漏液点气速： 式中 板上液层高度，m C0干筛孔的流量系数 、分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3 与液体表面张力压强降相当的液柱高度，m实际孔速稳定系数为同理，提馏段的为 ， 故在本设计中无明显漏液。3.6.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 式中 HT板间距，m 堰高，m 系数，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数。易气泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。苯氯苯物系属于一般物系，取，则而板上不设进口堰，可由公式计算，即液柱液柱同理，提馏段的为液柱液柱故在本设计中不会发生液泛现象。3.7 塔板负荷性能图3.7.1 漏液线由 得同理，提馏段的为 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-4。表3-4漏液线计算结果0.00010.00060.00150.0030.00450.00600.28300.29110.30060.31240.32200.330290.06890.25680.26660.27870.0.28850.2970由上表数据即可分别作出精馏段和提馏段的漏液线。3.7.2 液沫夹带线以 为限，求关系如下：由 故 整理得 同理，提馏段的为 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出 值，计算结果列于表3-5。表3-5雾沫夹带线计算结果0.00010.00060.00150.00300.00450.00601.12221.07441.01660.942280.87960.82451.24321.07421.01630.94190.8790.9449由上表数据即分别可作出精馏段和提馏段的雾沫夹带线。3.7.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式得取 E=1，则 同理，提馏段的为 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。3.7.4 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限：故同理，提馏段的为 据此可分别作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。 3.7.5 液泛线令 由 ；联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得故同理，提馏段的为 故在操作范围内，任取几个值，依上式计算出个值，计算结果列于表3-6。表3-6液泛线计算结果0.00010.00060.00150.00300.00450.00601.15251.1271.0931.0420.9880.9300.94720.9180.8770.8070.7240.6170由以上数据可分别作出精馏段和提馏段的液泛线。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3-4、3-5所示。图3-4精馏段塔板负荷性能图图3-5提留段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：该筛板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限为漏液控制。在任务规定的气液负荷下的操作点p,处在适宜操作区内的适宜位置。按照规定的液气比，由上图查出精馏段塔板的气相负荷上限，气相负荷下限，所以：操作弹性同理提馏段塔板的气相负荷上限，气相负荷下限，操作弹性所设计筛板的主要结果汇总于表3-7表3-7筛板塔设计计算结果项目精馏段数值提馏段数值平均温度92.1735131.403平均压力103.425110.325气相流量0.54610.7188液相流量0.0008560.003817塔的有效高度Z/m1.754.55实际塔板数614塔径/m11板间距0.350.35溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓型弓型堰长/m0.70.7堰高/m0.042360.02933板上液层高度/m0.050.05堰上液层高度/m0.00600.0066降液管底隙高度/m0.03060.02181安定区宽度/m0.050.05边缘区宽度/m0.030.03开孔区面积0.32080.3208筛孔直径/m0.0050.005筛孔数目23782378孔中心距/m0.01250.0125开孔率/%14.514.5空塔气速0.8540.912筛孔气速11.6415.45稳定系数1.8451.892单板压降/Pa700700负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制液沫夹带/（kg液/kg）0.020470.0242液相负荷上限0.0005970.000597液相负荷下限0.004950.00495操作弹性3.677.8第四章 塔附属设计4.1 塔附件设计4.1.1 进料管查表，30进料苯密度 ；查姚玉英化工原理（上）P18页表1-1取7选取进料管的规格为。4.1.2 回流管回流时，温度，液相： 取 取回流管规格为。4.1.3塔顶蒸气出料管塔顶的温度为86.117，此时气相组成：塔顶蒸气密度蒸气体积流量取取回流管规格为。4.1.4 釜液排出管釜底釜底温度为131.403，液相组成：平均摩尔质量取取此管的规格为。4.1.5 法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径查相应法兰。进料管接管法兰：PL500.45 HG/T 20592回流管接管法兰：PL320.25 HG/T 20592塔顶蒸气管法兰：PL320.25 HG/T 20592釜液排出管法兰：PL450.25 HG/T 205924.2 筒体与封头4.2.1 筒体壁厚选4mm，所用材质为。4.2.2 封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=600mm ，查得曲面高度，直边高度，内表面积，容积。选用封头DN600*6，JB 1154-73。4.2.3 裙座 塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径小于800mm，故裙座壁厚取6mm。基础环内径：基础环外径：圆整：；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取2m，地角螺栓直径取M30。4.2.4 人孔人孔，其安设是为了安装、拆卸、清洗和检修设备内部装置。根据生产要求及塔设备装置设置2个人孔，孔径为500。4.3 塔总体高度设计4.3.1 塔的顶部空间高度 的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。4.3.2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。4.3.3 塔体高度 塔体总高4.4 附属设备设计4.4.1 冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为2901160W/(m2.)本设计取K=500 W/(m2.) 出料液温度：86.117（饱和气）86.117（饱和液）冷却水温度：2030汽化潜热： 逆流操作： ，平均摩尔质量：蒸汽流量：蒸汽的平均汽化热：热负荷：冷却水用量：传热面积：因为两流体温差小于70，故选用固定板式列管换热器。（查姚玉英化工原理（上）P378页附录二十八）所选型号为G4001.622.3。查得有关参数（查姚玉英化工原理（上）P378页附录二十八）如下表3-8所示：表3-8冷凝器相关参数壳程/273管子尺寸/mm公称压强/1.6管长/m4.5公称面积/11.1管子总数32管程数2管子排列方法三角形4.4.2 再沸器的选择水蒸气再沸器设计选用的总体传热系数一般范围为20004250W/(m2.)本设计取K=2000 W/(m2.)水蒸气温度：140（蒸汽）140（水）逆流操作：平均摩尔质量：蒸汽流量：蒸汽汽化热：热负荷加热蒸汽用量传热面积：由于塔底蒸汽压强为500Kpa600 故选用固定板式列管换热器。（查姚玉英化工原理（上）P378页附录二十八）所选型号为G4001.619.7。查得有关参数如表3-9下：表3-9再沸器相关参数壳程/400管子尺寸/mm公称压强/1.6管长/m3公称面积/22.3管子总数98管程数1管子排列方法三角形4.4.3 泵的选择1.进料泵原料液流量：进料液在30时乙醇的密度为：进料液的摩尔质量为：所以查姚玉英化工原理（上）P373页附录二十六选用型号为的单机单吸离心泵2回流泵 回流液流量 选用型号为 的单机单吸离心泵