山东科技大学-化工原课程设计-乙醇与水的筛板精馏塔设计

1、 化学与环境工程学院 化工原理课程设计设计题目 常压乙 醇-水筛板精馏塔 的设计学生姓名 班级、学号20110111#指导教师姓名高军徐冬梅课程设计时间2013年12月30日-2014年1月3日百分制权重设计说明书、 计算书及设计图纸 质量，70%独立工作能 力、综合能力、设 计过程表现、设计 答辩及回答问题情 况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字：化学与环境工程学院课程设计任务书一、设计题目：乙醇一水分离过程板式精馏塔设计二、设计要求1、设计一座分离乙醇-水连续精馏塔，具体工艺参数如下：原料乙醇含量（质量分率m/m）: （25+1.1*（偶数序号/2-1） %原料处理量：4 万 t

2、/a 1 组;6 万 t/a 2 组;8 万 t/a 3 组;10 万 t/a 4 组；每组10人左右，全班共分 4组，按学号:1-10 （第一组）,11-20（第二组）,21-30（第三组）,其余第四组。产品要求（质量分率 m/m）： Xd =0.935， xw=0.012、操作条件塔顶压力：3KPa （塔顶表压）进料热状况：泡点进料，进料压力：w 30KPa（表压）回流比：自选单板压降：w 0.7kPa加热方式：间接蒸气加热冷凝方式：全凝器，泡点回流全塔效率：可取经验值0.30.7之间，或采用奥康内尔关联图计算,本题参考值0.6年操作时数：8000h3、塔板类型筛板塔三、设计内容1、精馏塔

3、的物料衡算及塔板数的确定2、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3、精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算4、塔板的流体力学验算5、 塔板的负荷性能图的绘制6、精馏塔接管尺寸计算7、 绘制带控制点的生产工艺流程图（A3图纸）&绘制主体设备图（A2图纸）说明:1-4项可用ASPEN-PLUS计算，也可手工计算完成，5-6可手工完成,7-8可用AUTOCAD或手工完成。四、设计说明书1、目录2、设计方案的确定及工艺流程说明3、工艺计算及主体设备设计4、设计结果一览表5、对本设计的评述及有关问题的说明6、主要符号说明7、参考文献&附图五、参考书目（略）指导教师：高军徐冬梅2013年 12 月30日目录 TO

4、C o 1-5 h z 一概述 6 HYPERLINK l bookmark4 o Current Document 1精馏与塔设备简介 6筛板塔特点 7 HYPERLINK l bookmark8 o Current Document 体系介绍 7设计任务及要求 7二设计说明书 8设计单元操作方案简介 8筛板塔设计须知 8筛板塔的设计程序 8三设计计算书 9 HYPERLINK l bookmark12 o Current Document 1 设计参数的确定 9 HYPERLINK l bookmark14 o Current Document 1.1进料热状态 9 HYPERLINK l

5、 bookmark16 o Current Document 1.2加热方式 9 HYPERLINK l bookmark18 o Current Document 1.3回流比（R）的选择 9 HYPERLINK l bookmark20 o Current Document 1.4塔顶冷凝水的选择 9 HYPERLINK l bookmark22 o Current Document 流程图简介及流程图 9 HYPERLINK l bookmark24 o Current Document 2.1流程简介 9 HYPERLINK l bookmark26 o Current Documen

6、t 2.2流程图 9 HYPERLINK l bookmark28 o Current Document 理论塔板数的计算与实际板数的确定 103.1理论板数计算 10 HYPERLINK l bookmark32 o Current Document 物料衡算 10 HYPERLINK l bookmark34 o Current Document q 线方程 10 HYPERLINK l bookmark36 o Current Document 平衡线方程 10 HYPERLINK l bookmark40 o Current Document 及Rmin和R的确定 12 HYPERLI

7、NK l bookmark42 o Current Document 3.1.5精馏段操作线方程的确定 133.1.6精馏段和提馏段气液流量的确定 13 HYPERLINK l bookmark44 o Current Document 3.1.7提馏段操作线方程的确定 13 HYPERLINK l bookmark46 o Current Document 3.1.8图解法求解理论板数 13 HYPERLINK l bookmark48 o Current Document 3.2实际板数的确定 14 HYPERLINK l bookmark50 o Current Document 精馏塔

8、工艺条件计算 14 HYPERLINK l bookmark52 o Current Document 4.1操作压强的选择 14 HYPERLINK l bookmark54 o Current Document 4.2操作温度的计算 14 HYPERLINK l bookmark56 o Current Document 4.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算 154.3.2液相表面张力的确定 16 HYPERLINK l bookmark60 o Current Document 4.3. 3 液体平均粘度计算 17 HYPERLINK l bookmark62 o Curre

9、nt Document 4.4塔径的确定 17 HYPERLINK l bookmark64 o Current Document 441 精馏段 17 HYPERLINK l bookmark70 o Current Document 提馏段 18 HYPERLINK l bookmark72 o Current Document 4.5塔有效高度 19 HYPERLINK l bookmark74 o Current Document 4.6整体塔高 19 HYPERLINK l bookmark76 o Current Document 塔板主要参数确定 20 HYPERLINK l b

10、ookmark78 o Current Document 5.1溢流装置 20 HYPERLINK l bookmark80 o Current Document 堰长 lw 20 HYPERLINK l bookmark82 o Current Document 岀口堰高 hw 20 HYPERLINK l bookmark84 o Current Document 5.1.3弓形降液管宽度 Wd和面积Af 20 HYPERLINK l bookmark86 o Current Document 5.1.4降液管底隙高度 h0 21 HYPERLINK l bookmark88 o Curr

11、ent Document 5.2塔板布置及筛孔数目与排列 21 HYPERLINK l bookmark90 o Current Document 5.2.1塔板的分块 21 HYPERLINK l bookmark92 o Current Document 5.2.2边缘区宽度确定 21 HYPERLINK l bookmark94 o Current Document 5.2.3开孔区面积Aa计算 21 HYPERLINK l bookmark98 o Current Document 5.2.4筛孔计算及其排列 22 HYPERLINK l bookmark100 o Current D

12、ocument 筛板的力学检验 22 HYPERLINK l bookmark102 o Current Document 6.1塔板压降 22 HYPERLINK l bookmark104 o Current Document 6.1.1干板阻力hc计算 22 HYPERLINK l bookmark106 o Current Document 气体通过液层的阻力 H计算 23 HYPERLINK l bookmark108 o Current Document 6.1.3液体表面张力的阻力计算计算 24 HYPERLINK l bookmark110 o Current Document

13、 6.1.4气体通过每层塔板的液柱高hp 24 HYPERLINK l bookmark112 o Current Document 6.2筛板塔液面落差 .24 HYPERLINK l bookmark114 o Current Document 6.3液沫夹带 24 HYPERLINK l bookmark116 o Current Document 6.4漏液 24 HYPERLINK l bookmark118 o Current Document 6.5液泛 25 HYPERLINK l bookmark120 o Current Document 塔板负荷性能图 25 HYPERL

14、INK l bookmark122 o Current Document 7.1漏液线 25 HYPERLINK l bookmark124 o Current Document 7.2液沫夹带线 26 HYPERLINK l bookmark126 o Current Document 7.3液相负荷下限线 27 HYPERLINK l bookmark128 o Current Document 7.4液相负荷上限线 27 HYPERLINK l bookmark130 o Current Document 7.5液泛线 27 HYPERLINK l bookmark132 o Curre

15、nt Document 7.6操作弹性 28 HYPERLINK l bookmark134 o Current Document 辅助设备及零件设计 29 HYPERLINK l bookmark136 o Current Document 8.1塔顶冷凝器（列管式换热器） 29 HYPERLINK l bookmark138 o Current Document 估计换热面积 .29 HYPERLINK l bookmark140 o Current Document 8.1.2计算流体阻力 31 HYPERLINK l bookmark142 o Current Document 8.1

16、.3计算传热系数 .32 HYPERLINK l bookmark148 o Current Document 8.2各种管尺寸的确定 33 HYPERLINK l bookmark150 o Current Document 进料管 33 HYPERLINK l bookmark152 o Current Document 8.2.2釜残液岀料管 33 HYPERLINK l bookmark154 o Current Document 8.2.3回流液管 34 HYPERLINK l bookmark156 o Current Document 8.2.4再沸器蒸汽进口管 34 HYPER

17、LINK l bookmark158 o Current Document 8.2.5塔顶蒸汽进冷凝器岀口管 34 HYPERLINK l bookmark160 o Current Document 8.2.6冷凝水管 34 HYPERLINK l bookmark162 o Current Document 8.3原料预热器358.4塔顶再沸器35 HYPERLINK l bookmark166 o Current Document 8.5冷凝水泵 37 HYPERLINK l bookmark168 o Current Document 设计结果汇总 38 HYPERLINK l boo

18、kmark172 o Current Document 10参考文献及设计手册 40四.附录 40亠、概述1、精馏与塔设备简介蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一， 蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温 度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的乙 醇-水体系，加热乙醇（沸点78C）和水（沸点100C）的混合物时,由于乙醇的 沸点较水为低，即乙醇挥发度较水高，故乙醇较水易从液相中汽化出来。若将汽化 的蒸汽全部冷凝，即可得到乙醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝 过程，即可将乙醇和水分离。这多次进行部

19、分汽化成部分冷凝以后，最终可以在 汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物， 从石油工业、酒精工业直至 焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更 为广泛。蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原 料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工 业中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即乙醇-水体系。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收， 解吸，精馏，萃

20、取等单元操 作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际 传质和传热目的的气液传质设备之一。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，在此我们作板式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。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后 者的代表则为填料塔。2、筛板塔的特点筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。 根据孔径的大 小，分为小孔径筛板（孔径为38mm和大孔径筛板（孔径为1025mm两类。工业应用 小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合 （如分离

21、粘度大、易结焦 的物系）。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上， 但由于对筛板的流体力学研究很 少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践， 对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量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流右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论的就是筛 板塔。筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能 力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结

22、焦、 粘度大的物料。应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生 漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降.故过去工业上应用较为谨慎。近年来, 由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和米用先进控制手段的前提下， 设计中可大胆 选用3、体系介绍乙醇-水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、 无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被 广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇 燃料越来越有取代传统燃料的趋势， 且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业 内

23、被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇 -水体系有共沸现象，普通 的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇-水体系的精馏设备是非常重要的。本次设计就是针对乙醇与水体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其 辅助设备的选型。本次设计对筛板塔的工艺过程和结构进行了比较全面的设计， 并对其他辅助设备如冷凝器，泵的选型做了计算。通过本次对筛板精馏塔的设计， 使我们初步掌握化工设计的基本原理和方法。培养独立思考，事实求是，综合运 用所学知识，解决实际问题的能力。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误

24、之处，恳切希望 各位老师指正。4、设计要求体系：乙醇一水；已知：进料量F=200kmol/h进料浓度Zf : 0.20 ;进料状态：q=1,泡点液体；操作条件：塔顶压强P顶=4 kPa(表压)，单板压降不大于0.7kPa。全塔效率：Et = 52%分离要求：1) Xd=88%;Xw =1 %；回流比 R/Rmin =1.6。二、设计说明书设计单元操作方案简介蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏 具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏 具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步 分离。故分离乙醇-水混合物体

25、系应采用连续精馏过程。蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。 塔顶冷凝装置可采用全 凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控 制回流比。（2）筛板塔设计须知（1）筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段 中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面 一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。（2）若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径

26、，若不同塔段 塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/dO可能有差异。对筛孔少、塔径大的 塔段，为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段 的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。（3）筛板塔的设计程序（1）选定塔板液流形式、板间距 HT、溢流堰长与塔径之比Iw/D、降液管 形式及泛点百分率。（2）塔径计算。（3）塔板版面布置设计及降液管设计。（4） 塔板操作情况的校核计算 作负荷性能图及确定确定操作点。三设计计算书设计参数的确定1.1进料热状态泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度 不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易

27、控制。此外，泡 点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同， 在设备制造上比较方便。冷液进塔虽可 减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。所以根 据设计要求，泡点进料，q= 1。1.2加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔 内有足够的热量供应；由于乙醇-水体系中，苯是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得 至叽甲苯为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用 3kgf/cm2 （温度130C）间接水蒸汽加热。1.3回流比（R）的选择：需_实际操作的R必须大于FU,但 并无上限限制。选定操作R时应考虑， 随R选值的增大，塔板数减少，设备 投资减少，但因

28、塔内气、液流量L,V, L，V增加，势必使蒸馏釜加热量 及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既 操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费 用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流 比。设计时应根据技术经济核算确定最佳 R值，常用的适宜R值范围为：R =（1.22） Rino本设计考虑以上原则，选用：R= 1.6Rmin。1.4塔顶冷凝水的选择采用深井水，温度t二12C流程简介及流程图2.1流程简介含乙醇0.15 （摩尔分数）的乙醇-水混合液经过预热器，预热到泡点进料。 进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品

29、（含乙醇0.88 ），一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产 品排出塔体（含乙醇0.01 ）o2.2流程简介图乙醇一水二元筛板塔精锚流程理论塔板数的计算与实际板数的确定3.1理论板数的确定3.1.1物料恒算Zf = 0.15 ; Xd =0.742 ; Xw =0.00394 （均化为摩尔分数）；F=240kmol/h 总物料恒算： 240=D+W乙醇物料恒算：240 X 0.15=0.742D+0.00394W联立解得：D=47.50Kmol/hW=192.50Kmol/h3.1.2 q线方程Xf= 0.15 q = 1q 线方程为：X= 0.15;3.

30、1.3平衡线方程g乙醇（A）水（B）二组分体系在_下的气液平衡数据乙醇-水二元物系汽液平衡组成乙醇摩尔分数/%xy温度/ r001000.0190.1795.50.07210.3891890.09660.437586.70.12380.470485.30.16610.5089841.0.23370.544582.70.26080.55882.30.32730.582681.50.39650.612280.70.50790.656479.80.51980.659979.70.57320.684179.30.67630.738578.740.74720.781578.410.89430.89437

31、8.15二元体系T-X-Y图如下:x （或y）所以，平衡线如下图A3.1.4R min和R的确定cm- PXA YX Axis Title由图做切线可知，Rnin=0.649R=1.6FU=1.6*0.649=1.03843.1.5精馏段操作线方程yn 1RXdR 1Xn R 11.03842.0384 Xn0.7422.03840.509xn 0.3643.1.6提镏段操作线方程已知 D=47.50Kmol/h; R=1.0384精馏段：L= RD= 47.50 X 1.0384=49.324kmol/h=( R+ 1) D=( 1.0384+1) X 47.50=96.824kmol/h

32、提馏段：L= L+ qF= 49.324+240=289.324 kmol/h= V( 1-q) F=( R+ 1) D= V= 96.824kmol/hYnLSXw289.32496.824Xn 1192.596.8240.00394 2.988xn 10.007833.1.7图解法求理论塔板数0.2cm- PXA Y#0.00.00.20.40.60.81.0X Axis Title由图可知：精馏段共有4块理论板（包括再沸器）；第5块板为加料板；提馏段 共有3块理论板（包括加料板）3.2实际板层数的确定：N精=5/0.52=9.62 10N提=3/0.52=5.776（包括再沸器）N 精+

33、“提=10+6=16 块精馏塔工艺条件计算4.1操作压强的选择塔顶压力 P 顶=101.3+4=105.3kPa单板压降厶P 0.7kPa进料板压力 PF=105.3+0.7*10=112.3kPa塔底压力 P 底=105.3+0.7*16=116.5kPa5s故降液管尺寸可用5.1.4降液管底隙高度h00.01 一UI0.4 0-5 0 ftJ 0用 0.9 !rQU弓形降液眸的鞋数LSh-，取 u。 0.2m/ s ，则IwU。,0.0005470 = 0.594 0.20.00460mhw h。0.06 0.00460 0.0554m 0.006m，故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘

34、，深度hw 60mm5.2塔板布置及筛孔数目与排列5.2.1塔板的分块D 800mm,故塔板采用分层，查表塔板分为 4块3塔板分块抛塔lirpm3W- 1 X0 U.)4(X1- 1 6001 800-20002 X0*24|)0居爸分块数34565.2.2边缘区宽度确定取WS WS 0.07m，WC 0.05 m5.2.3开孔区面积A计算2x r21 xx r sin rD2D2(WdWcWs)0.92(0.1170.07)0.263Aa0.920.050.42rsin1801 x-20.263.0.40.263r0.42 sin 1801 0630.42=0.194 m5.2.4筛孔计算及

35、其排列物系无腐蚀性，选用S =3mn碳钢板，取筛孔直径d。5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t3d。5 15mm筛孔数目n为n T1.155 0.19420.015996个开孔率为 =0.907（色）2t0.907( 0005 )20.01510.1%气体通过阀孔的气速：精馏段u0鱼0.7300.101 0.19437.26m/s提馏段u0VsA。0.7490.1010.19438.23m/s6.筛板的力学检验6.1塔板压降6.1.1干板阻力he计算由do / S =1.67查图得Co =0.772故精馏段 he= 0.051 (P v/ P2(Uo/Co)=0.051 X (1.33

36、2/792.067) X (37.26/0.772)2 =0.1998m液柱提馏段 he = 0.051 (p v/ p i)X( uo/C。)2=0.051 X (0.711/953.51) X (38.23/0.772)2 =0.093m液柱6.1.2气体通过液层的阻力 hl计算Ua=VS/(A t-2Af )=0.730/(0.5024-2 X 0.036)=0.4304m/s ; F0 =U、P7 =0.497 ;查 下表得B =0.790Ua=V/(At-2Af)=0.749 /(0.950-2X 0.036)=0.853m/s ； F0 =UL . pV =0.719 ;查下表得B

37、 =0.680精馏段 hl = B (h Ww+hOWw)=0.790 X (0.06+0.00631)=0.06631m (液柱)提馏段 hl = B (h Ww+hOW W)=0.680 X (0.06+0.0125)=0.0493m (液柱)V3s ma u a6.1.3液体表面张力的阻力计算bL计算精馏段hff =4九p Lgdo4 40.1274 10792.067 9.81 0.0050.0041m 液柱提馏段hj=4几4 53.6387 10PLgdo953.51 9.81 0.0050.0046m 液柱6.1.4气体通过每层塔板的液柱高hp可按下计算hphc hl hff精馏段

38、 hp =0.1998+0.06631+0.004仁0.27021m 液柱 提馏段 hp=0.093+0.0493+0.0046=0.1469m 液柱6.2筛板塔液面落差D 1600mm所以忽略液面落差6.3液沫夹带5.7 10 6 ( U0)3.2ClHt hf (kg 液/kg 气)精馏段:hf2.5hL2.5 0.066310.1658,5.710 640.1274 103 ()3.20.45 0.16580.0263提馏段:hf 2.5hL2.50.04930.12325 ,5.7 10 6(0.788) 3.257.8406 10 3 0.450.123250.00165本设计液沫夹

39、带量在允许范围0.1 kg液/kg气内,符合要求。6.4漏液筛板塔，漏液点气速 u0, min=4.4C0(0.0056 0.13hL hJpL/pV精馏段:Uo,min= 4.4 0.772 .(0.00560.13 0.066310.0041)792.067/1.332 =8.33m/s,提馏段:u0, min =4.4 0.772(0.0056 0.13 0.0493 0.0046)953.51/0.711 =13.63m/s实际孔速:精馏段 u。 37.26m/s u。，min，提馏段 u。 38.23m/s u。，minomim稳定系数：精馏段 K=U/Umim=37.26/8.33

40、=4.47,提馏段 K=U o/U =38.23/13.63=2.80均大于1.5,所以设计无明显液漏符合要求6.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hdw (Hthw)对于设计中的乙醇-水体系 =0.5, Hd 500，故 f05.0Re002280.91n c=7挡板数Nb丄1 14块B代入得 p1 6032.7Pap2 2344.2取污垢校正系数Fs=1.0p0(4576 2324.7) 1.0 1=8376.9Pa10kPa故管壳程压力损失均符合要求8.1.3计算传热系数管程对流给热系数2膜的雷诺数Re4G1do5.64 1061800所以为垂直湍流管20.023Re；.8Pr0.

41、4 0.0231767.2508 5.5604 137.46 W/(m2. C)di0.02壳程对流给热系数iRq 3.62 1045Pn=768 4396 10 =0.0219210.1541= 0.36Re55 P3()dew=251.74W/(m2. C)计算传热系数取污垢热阻 RSj 0.15m2 C/kW Rs 1=0.58 m 2 C/kW以管外面积为基准则K计=doidiRs空空didmRso25137.46 2030.15 1025202.5 10 3 2545 22.50.58 10 4 )1221=68.8计算传热面积 A需=46.8 m2 所选换热器实际面积为2A=n d

42、0l =25.79 m裕度 =0.166所选换热器合适8.2各种管尺寸的确定8.2.1进料管进料体积流量g 匹 鬻誥5.846m3/h 0W162m3/S取适宜的输送速度Uf 2.0m/s，故dif0.032 m经圆整选取热轧无缝钢管，规格：38 2.5mm实际管内流速：比 4 O.。01；2 2.02m/s0.03228.2.2釜残液出料管釜残液的体积流量：wM w192.5 18.28929.1533.79m /h30.0011m /s取适宜的输送速度uW 1.5m/ s，则：4 0.00111.50.0299 m经圆整选取热轧无缝钢管，规格：38 2.5mm实际管内流速：uw 4 0.0

43、011 1.37m/s 0.03228.2.3回流液管回流液体积流量4 0.000610.50.00154 mVsL LMLL49.324 34.4612.18m3/h 0.00061 m3/s779.7利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL 0.5m/ s，那么经圆整选取热轧无缝钢管，规格：83 3.5mm实际管内流速：Uw4 0.000610.07620.135m/s8.2.4再沸器蒸汽进口管m3 / h =0.83 m3 /sV=96.824 X 26.19/0.874=2993.89设蒸汽流速为10m/s, *计J83.325m经圆整选取热轧无缝钢管，规格： 38 2.5mm实际

44、管内流速：Uw4 0,.832 4.95m/s0.03228.2.5塔顶蒸汽进冷凝器出口管V=96.824X42.64/1.28=3225.45 m3/h =0.90 m3 /s设蒸汽流速为10m/s,d计J屮0338m3/s 经圆整选取热轧无缝钢管，规格： 480 9mm实际管内流速：Uw 4 吟8 2.02m/s0.46228.2.6冷凝水管深井水温度为12,水的物性数据：P =999.4kg/m3,卩=1.2363 103pags, Cp 4.129kJ/（kg水）深井水的质量流率G2=12.29Kg/s，取流速为2m/s管径 d计 4 12.290.089m 999.4 2选取 159

45、X 4.5mm热轧无缝钢管实际流速为u12.29 42999.4 0.150.70m/ s8.3原料预热器原料加热：采用压强为270.25kPa的饱和水蒸汽，加热至原料泡点,热，查表 Cp 乙醇=2.94 kJ/(kg ?K) Cp 水=4.23 kJ/(kg ?K)摩尔分数 xF=0.2根据上式可知：Cpc=2.94X 0.2+4.23 X 0.8=3.972kJ/(kg ?K)设加热原料温度由20E到83.4 C采用逆流加G 匹 240 皿068(1-.742)何01 O742】683kg/s 36003600Q GCpc t 1.683 3.972 (83.420)423.89kW考虑到

46、5%勺热损失后Q 1.05 423.89445.08kW选择传热系数K=800 w/(m2?K)算传热面积：tm(130 20)(130 83.4)ln(130 20)(130 83.4)73.82Q445.08 103K tm800 73.827.54m2取安全系数为0.8 A实际=7.54/0.8=9.428.4塔釜再沸器(列管式再沸器(蒸发器)乙醇-水液体走管程，水蒸汽走壳程，采用逆流物性数据：X=0.00394，故基本可认为是水，t 100 C 液体蒸发量：c LM L 289.324 46 0.0039418 (1 -0.00394),G21.46 kg / s36003600气化液

47、单位热为r 2 2258.4 kJ / kg32 958.4kg/mC2 4.22kJ /(kg.K)2 0.6821w/(m K)2 0.0002824Pa sPr2 1.752 58.84 10 3N/m2大气压下的蒸汽密度to 0.597kg/m3 ,在沸腾液体上面的蒸汽密度H 0.60kg /m3利用压力为0.2MP的饱和水蒸气作为载热体，单位冷凝热 几2208kJ /kg，冷凝温度为t1119.6 C，在冷凝温度下冷凝液的物性数据为：31943kg/m 10.000231 Pa s 10.686w/(m K)按照蒸发器的计算程序：设备的热负荷等于： Q G221.46 2258.43

48、287.1 kW水的流量：G Q 328711.49kg / sr1 2208平均温度差：tm 119.6 100 19.6 C2256m的换热器qqop542016025621172.5w/m2按照传热方式估算传热系数Kop 1200w/(m取管高H 3.0m，壳体直径D 1.2m和传热面积F精确计算：取单位负荷估定值作为第一次逼近 K)传热面积：Fop3280.139m21200 19.6为确定f(q)必须确定计算系数A和B780和为1.212.52 1051.30.50.0622 CH05060.660.30322H2OC2212.06管壁厚度2.0mm，材料为不锈钢，R 17.5w/(

49、m K)壁面和污垢热阻总10.000286m2 K /w17.55800于是 f (q)*q4/310.4q Bqtm 0利用Excel解得q 34230w/m2认为是真实的单位热负荷于是所需传热面积为：F4923312342302 、八宀 256 143.83143.83m2 裕度77.99%143.83列管式再沸器参数列表壳体直径(mm)1200管径(mm)25 X 2壳程1r管子总数1083管程1管子传热面积256管长(mm)3000质量 7000kg8.5冷凝水泵雷诺数Re吒2.4 106取& =0.01 , /d 0.067 ,查图摩擦系数入=0.0315各管件及阀门阻力系数如下：名

50、称水管入口 进口阀 90 弯头X 4半开型球阀E0.560.75 X 49.5设管长为5米，2525k 8入(Ile)/nd5g=8 0.0175(50 0.5 6 0.75 4 9.5)/3.142 0.155 9.81=4.4扬程 取20m222258V2lH Ho kV Ho 8 (l le)V /( d g) 20 尸(一 )60.04md d流量 v 35.28 3600127.08m3/h999.4选择IS100-65-250型离心泵,参数为流量 V=120m / h ,扬程,H=74.5m 转速 n 2900r / min泵效率，？=73%由功率Na=33.3kW设计结果汇总筛板

51、塔设计计算结果及符号汇总表参数符号参数名称精馏段提馏段Tm ( C)平均温度79.9898.30Pm (kpa)平均压力105.3116.5MLm(kg/kmol)液相平均摩尔质31.60818.02MVm(g/kmol)气相平均摩尔质量36.14419.80p m (kg/m 3)液相平均密度792.067953.513p vm (kg/m )气相平均密度1.3320.711(T m(d yn/cm)液体平均表面张力40.127453.6387口 m(mpa s)液体平均粘度0.3850.3181Vs(m3/s)气相流量0.7300.749Ls (m 3 /s)液相流量0.0005470.00153N实际塔板数106Z( m)有效段高度4.052.25D(m)塔径0.80.9HT(m)板间距0.450.45S (m)板厚0.0030.003溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l w (m)堰长0.5940.594h w (m)堰高0.060.06hl (m)板上液层咼度0.070.07h ow (m)