化工原理课程设计乙醇水二元物系浮阀式精馏塔的设计

1、 化工原理 课程设计题目乙醇-水二元物系浮阀式精馏塔的设计 教 学 院 专业班级 学生姓名 学生学号 指导教师 2013年12月12日化工原理课程设计任务书（一） 设计题目 乙醇水二元物系浮阀式精馏塔的设计（二）设计条件塔顶压力为常压处理量：1200kg/h进料组成：0.46（质量分率）塔顶组成：0.90（质量分率）塔底组成：0.04（质量分率）加料状态：q=0.97塔顶设全凝器，泡点回流塔釜间接蒸汽加热回流比 单板压降 0.7kPa（三）设计内容(1)确定工艺流程。(2)精馏塔的物料衡算。(3)塔板数的确定。(4)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算。(5)精馏塔塔体工艺尺寸的计算。(6)塔

2、板板面布置设计。(7)塔板的流体力学验算与负荷性能图。(8)精馏塔接管尺寸计算。(9)塔顶全凝器工艺设计计算和选型。(10)进料泵的工艺设计计算和选型。(11)带控制点的工艺流程图A3、塔板板面布置图、精馏塔设计条件图。(12)设计说明书。目 录摘 要1绪 论2第一章 设计思路31.1设计流程31.2设计思路3第二章精馏塔的工艺设计52.1精馏段进料、塔顶和塔釜产品摩尔分数的计算52.2物料衡算52.3理论板数和进料位置的确定6 2.4平均温度,密度，摩尔质量的计算.72.5液体表面张力.92.5平均粘度计算122.6平均相对挥发度的计算132.7全塔效率132.8实际板数和实际加料位置的确定

3、13第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算153.1塔的有关物性数据计算103.2精馏塔主要工艺尺寸的计算143.3筛板的流体力学验算193.4塔板负荷性能图213.5操作弹性24第四章热量衡算264.1比热容及汽化潜热的计算264.2热量衡算26第五章板式塔的结构计算275.1进料管275.2回流管275.3塔底出料管275.4塔底蒸汽出料管285.5塔底蒸汽进料管28第六章塔的附属设备的设计286.1冷凝器的选择286.2再沸器的选择286.3泵的选型29主要符号说明30参考文献35附录37摘 要精馏是一种最常用的分离方法，它依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。本设计采

4、用浮阀精馏塔，进行乙醇水二元物系的分离，此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，从而达到二元物系分离的目的。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。通过对精馏塔的工艺设计计算可知：实际塔板数为22块，第15块板进料，最小塔径为0.5m，塔的实际高度为15.2m。根据所选参数在进行校核可知：精馏段液体在降液管停留时间为25.97s，降液管底隙高度为12.8mm，气相最大负荷为0.67m3/s，气相最小负荷为0.32m3/s，操作弹性为4.79。提馏段液体在降液

5、管停留时间为12.15 s，降液管底隙高度为19mm，气相最大负荷为0.7m3/s，气相最小负荷为0.15m3/s，操作弹性为4.7。这些值都符合实际要求，故所选的物性参数是合理。根据物料衡算可知:进料带入的热量为,回流带入的热量为,塔顶蒸汽带出的热量为,残液带出的热量为,塔顶上升的热量为。由精馏塔的附属设备的计算可知：塔顶冷凝器的型号为：JB/T4714-92，塔底再沸器的型号：JB/T4714-92，进料泵的型号为: IS 50-32-125关键词：精馏，精馏塔，精馏段,浮阀。绪 论精馏过程的基础是传质，即在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各

6、组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。在本设计中我们使用浮阀塔，浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板

7、数有的多达数百块。 浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：() 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。() 操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。() 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。() 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般0.7kpa。() 液面梯度小。 () 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。() 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。在本次设计中,我们进行的是乙醇水二元物系的精馏分离，我们采用的精馏装置有精馏塔,冷凝器等设备,热量从塔釜输入,物料在塔内进行精馏分离

8、,余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带走,为了减少热量,能量的损失,我们在进料前设置了节能器,把塔底热产品先与进料进行热交换,然后再冷却.最后完成传热传质.塔顶冷凝装置采用全凝器，以便于准确控制回流比。塔底再沸器采用饱和蒸汽直接加热，提供釜液再沸时所需热量。辅助设备主要进行的有泵的选取，各处接管尺寸的计算并选型，冷凝器和再沸器的设计与选型等。第一章 设计方案的确定1.1设计思路1.1.1精馏方式的选定 本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，耗能小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。1.1.2操作压力的选取本设计采用常压操作，一般除了敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实

9、现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。1.1.3加料状态的选择为气液混合物泡点进料1.1.4加热方式 本设计采用直接蒸汽加热。因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也减少了间接加热设备费用。1.1.5回流比的选择 选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低。一般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin.1.1.6塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低

10、于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。 塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。1.1.7浮阀塔的选择在本设计中我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作浮阀塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用浮阀可解决堵塞问题适当控制漏夜。 浮阀塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备为减少对传质的不利影响可将塔板的液体进入区制突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。浮阀塔多用不锈钢板或合金制成使用碳刚的比较少。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下

11、操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较袍罩塔为窄，单设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3。表1-1 设计参数统计项目方式压力加料状态加热方式回流比冷凝器冷却介质浮阀塔选取连续精馏常压气液混合蒸汽加热R=(1.1-2.0)Rmin全凝器自来水浮阀塔1.2设计流程乙醇水汽液混合先经过原料预热器加热到一定的温度后,自塔的某适当位置连续地送入精馏塔。塔顶设有全凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体，冷凝液的一部分回入塔顶,称为回流液,另一部分作为塔顶产品(馏出液)连续排出，经冷却器冷却后送至贮槽，在塔内上半部(加料位置以上)上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递,塔釜采用直接蒸汽加热,并连续排除部分液体作

12、为塔底产品流入储罐.图1-1精馏设计流程示意图第二章 精馏塔的工艺设计2.1.1精馏段进料、塔顶和塔釜产品摩尔分数的计算乙醇：MA=46.07kg/kmol MB=18.02 kg/kmol质量分率：xF=0.46，xD=0.90，xW=0.04摩尔分率：2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2.2物料衡算进料量： F=46.33kmol/h物料衡算式：F = D + W联立代入求解：D = 16.09kmol/h， W =30.24 kmol/h2.3理论板数和进料位置的确定由常压下乙醇和水的气液平衡数据作出乙醇和水的气液平衡组成图表2-1气液平衡数据表（见参考文献【1】）温度t液相

13、中乙醇的摩尔分率%气相中乙醇的摩尔分率%1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.389186.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943过（0.779，0.779）点做与平衡线相切,截距

14、为0.4则 最小回流比 =0.9475 选最适宜回流比 R=2=2*0.9475=1.895（1）采用程序一求理论板数，求解结果为图21 乙醇水物系的气液平衡总理论板层数：=10块，精馏段7块，提馏段3块，进料板位置：=8块2.4.1温度利用表中的数据插值法可求得：（1）:，=82.05（2） ，=78.35（3） ，=95.79（4）精馏段平均温度：（5）提馏段平均温度：2.4.2密度已知：混合液密度：混合气密度：塔顶温度： =78.28气相组成： ，=0.8075进料温度： =82.05气相组成： ，=0.5657塔底温度：=95.79气相组成： ，=0.159（1）精馏段液相组成： ，

15、=0.5301气相组成： ， =0.6866 所以=46.07*0.5301+18.02*(1-0.5301)=32.89kg/kmol=46.07*0.6866+18.02*(1-0.6866)=37.28kg/kmol(2)提馏段液相组成： ， =0.1486气相组成： ， =0.3624所以=46.07*0.1486+18.02*(1-0.1486)=22.19 kg/kmol=46.07*0.3624 +18.02*(1-0.3624)=28.19 kg/kmol2.4.3平均密度由不同温度下乙醇和水的密度求得下的乙醇和水的密度（单位：kg）表3-1 不同温度下乙醇和水的密度温度/（k

16、g）/(kg)80735971.885730968.690724965.395720961.85100716958.4=82.05 ， =732.95 ， =970.49 , =844.58=78.35 , =736.65 , =972.86 , =754.98=95.79 , =719.21 , =961.69 , =948.89所以， 799.78896.742.4.4平均摩尔质量39.87kg/kmol25.90 kg/kmol18.47 kg/kmol=32.89 kg/kmol =22.19 kg/kmol0.8075*46.07+(1-0. 8075)*18.02=40.67 kg

17、/kmol=0.5657 *46.07+(1-0.5657)*18.02=33.89 kg/kmol0.159 *46.07+(1-0.159)*18.02=22.48 kg/kmol=1.16kg/m3=1.41 kg/m3=0.743 kg/m3=1.29 kg/m3=0.952 kg/m32.5液体表面张力依式 由不同温度下乙醇和水的表面张力，求得，下乙醇和水的表面张力.表3-2 不同温度下乙醇和水的表面张力温度/8090100110乙醇表面张力/10-2N/m218.2817.2916.2915.28水表面张力/10-2N/m264.5760.7158.8456.88水表面张力/10-

18、2N/m264.362.660.758.8=62.54ml =64.06 ml=62.86 ml =18.52 ml=18.74 ml =18.57 ml乙醇表面张力： ， =16.96 ， =17.29 ， =15.62水表面张力 ： ， =62.21 ， =62.88 ， =59.60经推导： 塔顶表面张力： =0.0065B=lg（）=lg0.0065=-2.1871Q=0.441* =-0.7627A=B+Q=-2.1871-0.7627=-2.9498联立方程组：A=lg（） +=1得： =0.033=0.967原料表面张力： =0.3249B=lg0.3249=-0.4883Q=0

19、.441*=-0.7504A=B+Q=-0.4883-0.7504=-1.2387联立方程组：得 ： =0.213 =0.787 塔底表面张力： =17.044B=lg17.044=1.232Q=-0.727A=B+Q=1.232-0.727=0.505联立方程组：A=lg【】,+=1=0.9768*+0.0232* ,=47.15 精馏段液相平均表面张力=20.71 提馏段液相平均表面张力=35.192.6平均粘度的计算不同温度下混合液的粘度温度t8090100110乙醇的粘度 mPa/s0.4950.4060.3610.324水的粘度 mPa/s0.3550.31480.28240.258

20、9由插值法得：=80.20时，=0.493mpa·s=0.354mpa·s=88.92时，=0.416mpa·s=0.319mpa·s（1）精馏段黏度：=0.4027mpa·s（2）提馏段黏度：=0.3334 mpa·s2.7平均相对挥发度的计算根据乙醇-水气液平衡组成与温度关系表利用插值法：由 =0.2812 ，=0.5657=3.33 由 =0.779 ，=0.8075得：=1.19 由 =0.016 ，=0.159得：=11.63所以，精馏段的平均相对挥发度: =2.26提馏段的平均相对挥发度: =7.482.8全塔效率（1）精

21、馏段由奥康奈公式 得（2）提馏段同理，2.9实际板数和实际加料位置的确定精馏段板数:=14块提馏段板数:=8块实际总板数为:N= +=14+8=22块全塔效率:=%=%=40.91%实际进料板的位置是从塔顶到塔釜的15块板 第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1塔的有关物性数据计算3.1.1操作压强塔顶压强：PD=101.325kpa,取每层塔板压降P=0.7kpa则进料板压强：PF=101.325+0.714=111.125kPa塔釜压强：PW=101.325+0.722=116.725kPa精馏段平均操作压强:提馏段平均操作压强:表3-3 塔的工艺条件及物性数据计算结果项 目符 号单

22、位计 算 数 据精馏段提馏段操作压强PkPa106.225113.925操作温度T80.2088.92平均分子量气相37.2828.19液相32.8922.19平均密度气相1.290.952液相799.78896.74液体表面张力20.7135.19液体粘度0.40270.33343.2精馏塔主要工艺尺寸的计算3.2.1塔体工艺尺寸的计算1精馏段 L=RD=1.895*16.09=30.49kmol/h V=(R+1)D=2.895*16.09=46.58kmol/h气、液相质量的流率： =32.89*30.49=1002.82kg/h=37.28*46.58=1736.5kg/h气、液相体积

23、的流率： =1.254m3/h=1346.12m3/h提馏段： L=L+qF=75.43kmol/h V=V+(q-1)F=45.19kmol/h质量流量： =22.19*75.43=1673.79kg/h=28.19*45.19=1273.91kg/h体积流量：=1.867 m3/h=1338.14 m3/h2塔径的初步设计精馏段利用u=（安全系数）*;安全系数=0.6-0.8；=C（式中C可由史密斯关联图查出）横坐标数值：取板间距=0.45m =0.07m =0.38m依式：查文献1史密斯关联图得：C20=0.075 =0.075*=0.0755 =0.0755*=1.88m/s=0.7*

24、=1.316m/s塔径=按标准塔径调整后为：D1=0.6m,横截面积 :=0.785*0.62=0.2826 m2则实际空塔气速:=1.323m/s提馏段横坐标数值：取板间距=0.45m =0.07m =0.38m查文献1图得, C20=0.075 =0.075*=0.084 =0.084*=2.58m/s=0.7*=1.806m/s塔径=按标准塔径调整后为：D2=0.5m,横截面积： =0.785*0.52=0.196 m2则实际空塔气速：=1.896m/s3.精馏塔高度的计算 塔顶空间Hp=2Ht=2*0.45=0.9m，考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.2m 已知板间距为Ht=0

25、.45m，可取每隔7块板设一个人孔，则人孔数s= 考虑在进口处安装防冲设施，取进料板间距=0.8m 考虑到再沸器和裙座类型，取裙座高Hw=3m 设置人孔处板间距Ht=0.6m Z=0.9+（22-2-2）*0.45+2*0.6+0.8+3+1.2=15.2m3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流堰长取=0.65*D=0.65*0.6=0.39m2.堰高hw由文献1选用平直堰，堰上液层高度（1） 精馏段：=0.006187m（2） 提馏段：=0.0081m3.弓形降液管宽度和截面积由，查文献1弓形降液管系数图，得精馏段 提馏段 精馏段： 故降液管设计合理提馏段： 故降液管设计合理。4.降液管底

26、隙高度取液体通过降液管底隙的流速为0.17(精馏段)和0.07(提馏段)精馏段:提馏段:3.2.3 塔板布置1塔板的分块因D=0.6,则塔板采用整块式2 浮阀数目与排列（1）精馏段 取阀孔动能因子孔速 取阀孔孔径39mm每层塔板上浮阀数目N=取边缘区宽度W=0.06m 破沫区宽度W=0.1m计算塔板上的鼓泡区面积R= X= 得Aa=0.0523m2浮阀排列方式用正三角形排列，取同一个横排的孔心距t=0.1m，估算排列间距t= 由于支撑与衔接要占一部分鼓泡区面积，故取t=85mm,t=100mm，作图得N=27个 塔板开孔率（2）提馏段 取阀孔动能因子孔速 每层塔板上浮阀数目N=取边缘区宽度W=

27、0.06m 破沫区宽度W=0.1mR= X= 得Aa=0.03m2t= ，作图得N=24个 塔板开孔率3.3筛板的流体力学验算3.3.1气体通过筛板压降相当的液柱高度可根据1精馏段：干板阻力板上充气液层阻力：取液体表面张力的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为2提馏段干板阻力：板上充气液层阻力：取液体表面张力的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为故在设计负荷下所取每层塔板压降合理。3.3.2淹塔为了防止淹塔，要求控制降液管中清夜高度1.精馏段单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 液体通过塔板的压降相当的液柱高度 板上液层高度取可见

28、，所以符合防止淹塔的要求。2. 提馏段单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 液体通过塔板的压降相当的液柱高度 板上液层高度取可见，所以符合防止淹塔的要求。3.3.3雾沫夹带1.精馏段：泛点率=，板上液体流经的长度板上液流面积 取物性系数 K=1.0,泛点负荷系数 =0.103泛点率=对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，物沫夹带能满足。2.提馏段：K=1.0 , =0.103，泛点率=泛点率不超过80%，由以上计算可知，物沫夹带能满足。3.4塔板负荷性能图3.4.1雾沫夹带线 精馏段 泛点率=整理得 由上式知物沫夹带为直线，则在操作范围内任取两个值，可算出.

29、 提馏段 泛点率=整理得 在操作范围内，任取若干个值，算出相应的值表3-4 雾沫夹带线计算结果精馏段提馏段/（）/（）/（）/（）0.0020.46650.0020.38850.010.34470.010.24253.4.2 液泛线精馏段：,忽略5.34* 而，整理:提馏段：同理可得，表3-5 液泛线的数值精馏段，0.0010.0020.0030.004，0.6410.5660.4460.206提馏段，0.0010.0020.0030.004，0.7150.6650.5980.508依表3-5中数据在图中分别作出精馏段和提馏段的漏夜线。3.4.3 漏液线对F1型重阀，依=5作出规定气体最小的负

30、荷标准，则 精馏段： 提馏段：3.4.4 液相负荷上限线 取液体在降液管中停留时间为5秒,由式 精馏段： 提馏段： 据此在图中作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。3.4.5 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006作为最小液体负荷标准，取E=1.0，得据此在图中分别作出精馏段和提馏段与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。图31精馏段负荷性能图图32提馏段负荷性能图3.5操作弹性 精馏段： 其中气相符合，确定操作点A点，连接OA 即为操作线。，即精馏段操作弹性:由图3-1可知该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏夜控制提馏段：同理，即精馏段操作弹性=由图3-1可知该筛板的操

31、作上限为液沫夹带控制，下限为漏夜控制第四章 热量衡算4.1.比热容及汽化潜热的计算(1)塔顶温度下的比热容=78.35下，查得=3.51kJ/(kg.k)=161.7kJ(kmol.k)78.35=4.194 kJ/(kg.k)=75.78kJ(kmol.k)=161.71*0.779+75.58*(1-0.779)=142.68 kJ(kmol.k)(2)进料温度下的比热容=82.05下，查得=3.56kJ/(kg.k)=164kJ(kmol.k)同理得82.05=4.198 kJ/(kg.k)=75.65kJ(kmol.k)=164*0.2812+75.65*(1-0.2812)=100.

32、49 kJ(kmol.k)(3)塔底温度下的比热容=95.79下，查得=.95kJ/(kg.k)=135.91kJ(kmol.k)同理得95.79=4.21 kJ/(kg.k)=75.95kJ(kmol.k)(4)塔顶温度下的汽化潜热598.0*0.779+1241*（1-0.779）=740.103kJ/kg4.2.热量衡算(1)0时塔顶上的热量，塔顶以0为基准=46.58*142.68*78.35+46.58*740.103*40.67=1922774.283kJ/h(2)回流液的热量，此为泡点回流。=78.00，此温度下，=30.49*148.02*78.00=352024.124kJ/

33、h(3)塔顶馏出液的热量，因馏出口与回流口组成相同，所以=16.09*142.68*78.35=179869.756kJ/h(4)进料的热量=46.33*100.49*82.05=382000.325kJ/h(5)塔底残液消耗的热量=30.24*75.95*95.79=220003.58kJ/h(6)冷凝器消耗的热量=-=1390880.4kJ/h(7)再沸器提供的热量+=+=1565281.571kJ/h计算结果见表项目进料冷凝器塔顶馏液塔底残液再沸器平均比热容/kJ/(kmol.k)100.49-142.6875.95-热量Q/（kJ/h）382000.3251390880.4179869

34、.756220003.581565281.57第五章 塔的接管5.1.进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T形进料管，本设计采用直管进料管。 管径计算如下：，取=1.6m/s,844.58kg/m3= 则 查标准系列选取规格的热轧无缝钢管5.2.回流管 采用直管回流管，取 查标准系列选取规格的热轧无缝钢管5.3.塔底出料管 采用直管出料，取 查标准系列选取规格的热轧无缝钢管5.4.塔底蒸汽出料管 采用直管出气，取 查标准系列选取规格的热轧无缝钢管5.5塔底蒸汽进气管 采用直管出气，取 查标准系列选取规格的热轧无缝钢管第六章 塔的附属设备的设计6.1.冷凝器的选择 有机物蒸汽

35、冷凝器设计选用总传热系数，一般范围为500-1500kcal/(m3.h.) 本设计取K=700 kcal/(m3.h.)=2826kJ/(m3.h.) 出料液温度78.35（饱和气）78.35（饱和液） 冷却水035 逆流操作 =58.35=43.35 则=50.48 由热量衡算已知：=1390880.4kJ/h 传热面积A=9.75m2取安全系数1.04，则所需传热面积A=9.75*1.04=10.14 m2因此换热器选择:JB/T4714-926.2.再沸器的选择 选用120饱和水蒸汽，总传热系数k=2926kJ/(m3.h.) 料液温度95.79100 水蒸气120120 逆流操作 =

36、24.21=20 则=22.04 由热量衡算已知：=1565281.571kJ/h 传热面积A=24.27m2取安全系数1.04，则所需传热面积A=24.27*1.04=25.24 m2因此换热器的选择为：JB/T4714-926.3.泵的选型已知：，设料液面加料孔位10m，90°标准弯头两个，180°弯头一个，球心阀（全开）一个，则有关管件的局部阻力系数分别是：进口突然收缩，90°标准弯头：，180°标准弯头：，球心阀（全开）：，则总局部阻力系数=844.58kg/m3, , , , ,则=0.3164=0.02W/m2.p(表压)=9.8kpa 则

37、两截面间列柏奴力方程求泵的扬程： 流量 因此选择泵的型号为：IS 50-32-125，表5-5 进料泵的性能参数型号IS50-32-125流量m3/h7.5扬程m22功率Kw机2.2轴0.96转速2900效率47%泵壳许用压力Kgf/cm332/46结构单极主要符号说明英文字母英文字母Aa塔板开孔（鼓泡）面积，m2uo筛孔气速，m/s;Af降液管面积，m2；h溢流堰高度，m；Ao筛孔面积，m2；K筛板的稳定性系数，无因次；AT塔截面积，m2；L塔内下降液体的流量，kmol/h；C计算Vmax时的负荷系数，无因次；LS塔内下降液体的流量，m3/s；Co流量系数，无因次；l溢流堰长度，m；D塔顶馏

38、出液流量，kmol/h；N塔板数；理论板数；D塔径，m；Np实际塔板数；do筛孔直径，mm；NT理论塔板数；E液流收缩系数，无因次；n筛孔数；ET全塔效率（总板效率），无因次；P操作压强，Pa或kPa;eV雾沫夹带量，kg（液）/kg（气）；P压强降，Pa或kPa;F-进料流量，kmol/h；q进料热状态参数；Fa气相动能因数，m/s(kg/m3)1/2；R回流比；开孔区半径，m；G重力加速度，m/s2；S直接蒸汽量，kmol/h；HT板间距,m；塔高,m；t筛孔中心距，mm；hc与干板压降相当的液柱高度，m；u空塔气速，m/s; hf板上鼓泡层高度，m；uo漏液点气速，m/s;hl进口堰与降

39、液管间的水平距离m；，V塔内上升蒸气流量，kmol/h；VS塔内上升蒸气流量，m3/s；液体密度校正系数hL板上液层高度，m；W釜残液（塔底产品）流量，kmol/h；ho降液管底隙高度，m；Wd弓形降液管宽度，m； ho堰上液层高度，m；WC无效区宽度，m；y气相中易挥发组分的摩尔分率；x液相中易挥发组分的摩尔分率；Z塔有效高度，m；开孔率；uo降液管底隙处液体流速，m/s；H0与克服液体表面张力的压降所当的液柱高度，m； hd与液体流经降液管的压降相当的液柱高度,m； ua按开孔区流通面积计算的气速，m/s；hl与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，m；hP与单板压降相当的液层高度,m；WS安定区宽度，m；希腊字母英文字母相对挥发度，无因次；D管径，m；干筛孔流量系数的修正系数，无因次；D换热器壳径，m；筛板厚度，mm；F摩擦系数；粘度，mPa·s；F温差校正系数；液体表面张力，N/m或mN