工學(xué)乙醇水溶液連續(xù)板式精餾塔設(shè)計

1、化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院化工原理課程設(shè)計 題目：乙醇水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計 系別：化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院 專業(yè)：過程裝備與控制工程 姓名：彭承強 學(xué)號：200909104117 指導(dǎo)老師：劉紅嬌 2012年 6月27日第一章 前言3第二章緒論3§2.1 設(shè)計方案3§2.2 設(shè)計方案的確定及流程說明3選塔依據(jù)3選擇適宜回流比4回流方式：泡點回流4操作流程說明4第三章 塔板的工藝設(shè)計4§3.1精餾塔全塔物料衡算4§3.2主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計算5密度的計算6相對揮發(fā)度計算13§3.3理論塔的計算14§3.4塔徑的初步設(shè)計16精餾段塔徑的計算17提餾段塔徑的

2、計算18§3.5溢流裝置19弓降液管的寬度和橫截面積19§3.6塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排列21第四章 塔板的流體力學(xué)驗算24§4.1氣相通過浮閥塔板的壓降24§4.2液泛25§4.3霧沫夾帶26§4.4塔板負荷性能圖27第五章 塔附件設(shè)計31§5.2人孔33§6.2塔的底部空間高度33§6.3進料板空間高度33§6.4塔總體高度33第七章 附屬設(shè)備設(shè)計34§7.1數(shù)據(jù)與說明34§7.2預(yù)熱器計算34§7.3全凝器計算35§7.4冷卻器計算36第八章 設(shè)

3、計結(jié)果匯總37參考文獻38附錄一 設(shè)計所需技術(shù)參數(shù)39附錄二乙醇水系統(tǒng)TXY數(shù)據(jù)41第一章 前言乙醇在工業(yè)，醫(yī)藥，民用等方面，都有很廣泛的應(yīng)用，是一種很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發(fā)性，所以，想得到高純度的乙醇很困難。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因為乙醇和水的揮發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進行，塔內(nèi)裝有若干層塔板和充填一定高度的填料。為實現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還

4、必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液?？芍?，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預(yù)熱器，回流液泵等附屬設(shè)備，才能實現(xiàn)整個操作。浮閥塔與20世紀50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，已成為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔形，特別是在石油，化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的是F1型和V-4型。F1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標準（JB168-68）內(nèi)，F(xiàn)1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強降很低的系統(tǒng)中，采用輕閥。浮閥塔具有

5、下列優(yōu)點：1，生產(chǎn)能力大。2，操作彈性大。3，塔板效率高。4，氣體壓強降及液面落差較小。5，塔的造價低。浮閥塔不宜處理宜結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。第二章緒論§2.1 設(shè)計方案本設(shè)計任務(wù)為分離乙醇-水混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下的部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。§2.2 設(shè)計方

6、案的確定及流程說明§2.2.1選塔依據(jù) 浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它主要的改進是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點：()處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040，而接近于篩板塔。()操作彈性大，一般約為59，比篩板、泡罩、舌形

7、塔板的操作彈性要大得多。()塔板效率高，比泡罩塔高15左右。()壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400660N/m2。()液面梯度小。 ()使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。() 結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的6080,為篩板塔的120130。§2.2.2加熱方式：直接蒸汽加熱蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。直接蒸汽加熱由于塔底產(chǎn)物基本是水，又由于在化工廠蒸汽較多所以直接蒸汽加熱。§2.2.3選擇適宜回流比適宜的回流比應(yīng)該通過經(jīng)濟核算來確定，即操作費用和設(shè)備折舊費用之和為最低時的回流比為最適宜的回流比。確定回流比的方法

8、為：先求出最小回流比R，根據(jù)經(jīng)驗取操作回流比為最小回流比的1.22.0倍，考慮到原始數(shù)據(jù)和設(shè)計任務(wù)，本方案取1.4，即：R 1.4R；采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，可以充分利用釜液產(chǎn)品的余熱，節(jié)約能源。§2.2.4回流方式：泡點回流泡點回流易于控制,設(shè)計和控制時比較方便,而且可以節(jié)約能源。§2.2.5操作流程說明乙醇-水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，進入回流罐部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用直接蒸汽供熱，塔底產(chǎn)品用于預(yù)熱原料 冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔底蒸汽

9、輸入，由冷凝器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。乙醇水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質(zhì)的傳遞過程。第三章 塔板的工藝設(shè)計§3.1精餾塔全塔物料衡算F：進料量（kmol/s） ：原料組成（摩爾分數(shù)，下同）D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s） ：塔頂組成W：塔底殘液流量（kmol/s） ：塔底組成§3.2主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計算§3.2.1乙醇水系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù)表3-1乙醇水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù)沸點t/乙醇摩爾數(shù)/%沸點t/乙醇摩爾數(shù)/%液相氣相液相氣

10、相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.21

11、2.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41 §3.2.2溫度的計算利用表中數(shù)據(jù)用插值法求得：= =85.32：= =78.30 ：= =95.11精餾段平均溫度 =81.81提餾段平均溫度 =90.22§3.2.3密度的計算已知：混合液密度 依式 =（a為質(zhì)量分數(shù)，為平均相對分子質(zhì)量）混合汽密度 依式 塔頂溫度：=78.3氣相組成： =84.20進料溫度：=85.32氣相組成： =47.12塔釜溫度：=95.11氣相組成： =18.42 精餾段

12、：液相組成： 氣相組成： 所以 提餾段液相組成： 氣相組成： 所以 表3-2不同溫度下乙醇和水的密度 溫度/溫度/80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在與下的乙醇和水的密度（單位：）所以 §3.2.4混合液體表面張力二元有機物-水溶液表面張力可用下列各式計算 注：式中下角標，w,o,s分別代表水、有機物及表面部分；xw、xo指主體部分的分子數(shù)，Vw、Vo主體部分的分子體積，w、o為純水、有機物的表面張力，對乙醇q = 2。 表3-3不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度/708090100乙醇表面張力/10-3N/m2

13、1817.1516.215.2水表面張力/10-3N/m264.362.660.758.8求得在下的乙醇和水的表面張力（單位：10-3Nm-1）乙醇表面張力：水表面張力： 塔頂表面張力：聯(lián)立方程組： 代入求得： 原料表面張力：聯(lián)立方程組： 代入求得： 塔底表面張力：聯(lián)立方程組：代入求得： （1）精餾段液相表面張力：=（2）提餾段液相表面張力：§3.2.5混合物的黏度計算 表3-4水在不同溫度下的黏度溫度黏度溫度黏度810.3521900.3165820.3478910.3130表3-5乙醇在不同溫度下的黏度溫度黏度800.4951000.361=81.81查表得： =0.3486mP

14、a.s =0.483 mPa.s=90。22查表得： =0.3157mPa.s =0.427 mPa.s精餾段黏度：提餾段黏度：§3.2.6相對揮發(fā)度計算由 =0.4712 =0.124 得：由 =0.8420 =0.83=1.09由 =0.1842 =0.02（1）精餾段相對揮發(fā)度 （2）提餾段相對揮發(fā)度 §3.3理論塔的計算理論板：指離開此板的氣液兩相平衡，而且塔板上液相組成均勻。理論板的計算方法：可采用逐板計算法，圖解法，在本次實驗設(shè)計中采用圖解法。根據(jù)1.01325×105Kpa下乙醇水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線，即xy曲線圖，并繪出最小回流比圖。圖3-

15、1確定最小回流比的計算所以 已知：精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：圖3-2圖解法求理論板數(shù)在圖上作操作線，由點（0.8387，0.8387）起在平衡線與精餾段操作線間畫階梯，過精餾段操作線與q線交點，直到階梯與平衡線的交點小于0.001176為止，由此得到理論NT=21快（包括再沸器），加料板為第17塊理論板。板效率與塔板結(jié)構(gòu)，操作條件，物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映了實際塔板上傳質(zhì)過程進行的程度。板效率可用奧康奈爾公式：計算。其中：塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度；塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mPa.s。（1）精餾段已知 =0.49=0.481 =35塊為了安全起見，精餾段再

16、加一塊板，總共為36塊板。（2）提餾段已知 =0.49=0.384 =8塊為了安全起見，精餾段再加一塊板，總共為9塊板。全塔所需實際塔板數(shù)：= + =36+9=45塊全塔效率：加料板位置在第37塊塔板§3.4塔徑的初步設(shè)計§3.4.1氣、液相體積流量計算根據(jù)x-y圖查圖計算，或由解析法計算求得：取 （1）精餾段 則質(zhì)量流量：則體積流量：（2）提餾段 q=1.0則質(zhì)量流量：則體積流量：§3.4.2精餾段塔徑的計算有=(安全系數(shù))，安全系數(shù)=0.60.8，式中可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出圖3-3史密斯關(guān)聯(lián)圖橫坐標數(shù)值為 取板間距 則-查圖可知 =0.7=0.7 D=1.126

17、圓整 塔截面積 實際空塔氣速為 =§3.4.3提餾段塔徑的計算橫坐標數(shù)值為 取板間距 則-查圖可知 =0.7=0.7 =0.955m圓整 ,均取=1m塔截面積 實際空塔氣速為 =由于精餾段與提餾段塔徑相差不大,故塔徑都取1.2m。§3.5溢流裝置§3.5.1堰長的計算取=0.65=0.65 1.2=0.78m本設(shè)計采用平直堰，設(shè)出口堰不設(shè)進口堰，堰上液高度按下式計算=(近似取E=1)（1）精餾段：=堰高 =0.06-0.009=0.051m（2）提餾段：=堰高 =0.042m§弓降液管的寬度和橫截面積圖3-4查圖得 =0.18則 驗算降液管內(nèi)停留時間精餾

18、段： 提餾段：停留時間>5s故降液管可以使用§降液管底隙高度圖3-5降液管示意圖（1）精餾段：取降液管底隙流速 ,則m ?。?）提餾段：取降液管底隙流速 ,則m 取§3.6塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排列采用輕型重閥，重量為32g，孔徑為39mm。§3.6.1塔板的結(jié)構(gòu)尺寸由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板，塔板面積可分為四個區(qū)域：鼓泡區(qū)，溢流區(qū)，破沫區(qū)，無效區(qū)。圖3-6分塊式塔板示意圖本設(shè)計塔徑D=1.2m，故塔板采用分塊式，以便通過入孔裝拆塔板。§浮閥數(shù)目及排列（1）精餾段：取閥孔動能因子F0=11，孔速為：=9.648每層塔板上

19、的浮閥數(shù)目為：=111個取邊緣區(qū)寬度Wc=0.06m，破沫區(qū)寬度Ws=0.06m。計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，按式計算其中： 所以：=0.715浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t=0.075m則排間距：=0.092m因塔徑較大，需采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用0.092m，而應(yīng)小些，故取=0.08m，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)目為115個。圖3-7精餾段浮閥數(shù)目的確定按N=115，重新核算孔速及閥孔動能因子：=9.31=9.31=10.615閥動能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi)。塔板開孔率=12.18%（2）提餾段：取閥

20、孔動能因子=11，孔速為：=11.3每層塔板上的浮閥數(shù)目為：=97個取t=0.070m則排間距：同上取=90mm，則排得閥數(shù)目為101個。圖3-8提餾段浮閥數(shù)目的確定按N=101，重新核算孔速及閥孔動能因子：閥動能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi)。塔板開孔率第四章 塔板的流體力學(xué)驗算§4.1氣相通過浮閥塔板的壓降根據(jù)，計算。1.精餾段：（1）干板阻力：因<，故（2）板上充氣液層阻力：取則（3）液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)囊后w高度為：2.提餾段：（1）干板阻力：因<，故（2）板上充氣液層阻力：取則（3）液體表面張力所造成的阻力

21、此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)囊后w高度為：=568pa§4.2液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要控制降液管高度，即1.精餾段：（1）單層氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨龋?=0.07m（2）液體通過降液管的壓頭損失：（3）板上液層高度，則取，已選定則可見，所以符合防止液泛的要求。2.提餾段：（1）單層氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨龋海?）液體通過降液管的壓頭損失：（3）板上液層高度，則取，已選定則，可見，所以符合防止液泛的要求。§4.3霧沫夾帶泛點率：=板上液體流經(jīng)長度：=板上液體流經(jīng)面積：取物性系數(shù)K=1.0，泛點負荷系數(shù)=0.10(1)精餾段： 對

22、于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過80%，由以上計算知，霧沫夾帶能夠滿足0.11（液/氣）的要求。(2)提餾段：取物性系數(shù)K=1.0，泛點負荷系數(shù)=0.101則泛點率由以上計算知，符合要求。§4.4塔板負荷性能圖1. 霧沫夾帶線泛點率據(jù)此可作出負荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點率80%計算。（1）精餾段整理得：由上式和霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個Ls值，可算出Vs。（2）提餾段整理得：在操作范圍內(nèi)，任取若干個，算出相應(yīng)的值。表4-1霧沫夾帶線數(shù)據(jù)精餾段提餾段0.00616187780.0011.9924110.0021.5785720.0051.8500550

23、.00614637760.0131.5653430.011.348960.0141.529754由上述數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線1. 液泛線根據(jù)確定液泛線，由于很小，故忽略式中的 其中 （1）精餾段：整理得： 在操作范圍內(nèi)任取兩個值，可求出與之對應(yīng)的值，計算結(jié)果列于表4-2：表4-2精餾段液泛線數(shù)據(jù)0.0050.00550.0060.00652.60472.0022681.3548120.662029由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。（2）提餾段：同理可得：在操作范圍內(nèi)任取兩個值，可求出與之對應(yīng)的值，計算結(jié)果列于表4-3：表4-3提餾段液泛線數(shù)據(jù)0.0010.010.0120.0147.7949684.2

24、666363.3217632.291779由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。2. 液相負荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證其在降液管中停留的時間不低于35s。液體在降液管中停留的時間由下式：以作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則：據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直的液相負荷上限線。3. 漏液線對于型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則由知：（1）精餾段：（2）提餾段： 據(jù)此可作出與液體流量無關(guān)的漏液線。5.液相負荷下限線取堰上液層高度作為最小液體負荷標準，做出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。由式： 則：據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直的液相負荷下限線。根據(jù)以上數(shù)據(jù)作出塔板負荷性能圖圖4-1精餾段負

25、荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：1. 在任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點p（設(shè)計點）處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置。2. 塔板的氣相負荷上限完全由液沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。3. 按固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負荷上限。氣相負荷下限。所以，精餾段操作彈性=1.7/0.55=3.09 。圖4-2提餾段負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：4. 在任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點p（設(shè)計點）處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置。5. 塔板的氣相負荷上限完全由液沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。6. 按固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負荷上限。氣相負荷下限。所以，提留段操作彈性=2.0/0.7=2.86 。第

26、五章 塔附件設(shè)計§5.1接管1. 進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管，彎管進料管，T型進料管。本設(shè)計采用直管進料管，管徑計算如下： 查標準系列選取57×3.5校核設(shè)計流速：經(jīng)校核，設(shè)備適用。2.回流管采用直管回流管，取查表取57×3.5校核設(shè)計流速：經(jīng)校核，設(shè)備適用。3.塔底出料管取 ，直管出料查表取57×3.5校核設(shè)計流速，經(jīng)校核，設(shè)備適用。4.塔頂蒸氣出料管直管出氣，取出口氣速為：u=15 m/s則：查表取377×8校核設(shè)計流速：經(jīng)校核，設(shè)備適用。5.塔底進氣管采用直管進氣，取出口氣速為：u=23 m/s則：查表取300×7

27、.5校核設(shè)計流速：§5.2人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難于達到要求，一般每隔10塊塔板才設(shè)一個人孔，本塔中共45塊板，則S為：在設(shè)置人孔處，板間距為800mm，直徑為500mm，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計也是如此。第六章 塔總體高度的設(shè)計§6.1塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，塔頂部空間高度為1200mm。§6.2塔的底部空間高度塔的

28、底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取10min。V釜液=0.00344×6002.064m3§6.3進料板空間高度進料段空間高度取決于進料口的結(jié)構(gòu)型式和物料狀況，一般 比大，有時要大一倍。為了防止進料直沖塔板，常在進料口處考慮安 裝防沖實施，如防沖板，入口堰，緩沖管等，應(yīng)保證這些實施的安裝。§6.4塔總體高度由下式計算：式中：-塔頂空間高度，m-塔板間距，m-開有人孔的塔板間距，m-進料段空間高度，m-塔底空間高度，mN實際塔板數(shù)；S人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間人孔）本設(shè)計的塔體總高：H=22.83m。第七章 附屬設(shè)備設(shè)計&

29、#167;7.1數(shù)據(jù)與說明預(yù)熱器一個：預(yù)熱進料,同時冷卻釜液。全凝器一個：將塔頂蒸汽冷凝,提供產(chǎn)品和一定量的回流。冷卻器一個：將產(chǎn)品冷卻到要求的溫度后排出。管程殼程K值范圍預(yù)熱器料液水蒸汽280850W/m2s全凝器冷水物料蒸汽280850W/m2s冷卻器冷水有機溶液8501500 W/m2s計算前均假定換熱器的損失為殼方氣體傳熱量的10%，即安全系數(shù)為1.05。下面3個換熱器的計算均按照這個假定。§7.2預(yù)熱器計算設(shè)計流程要求泡點進料，進料濃度下的泡點溫度為85.32，而原 料溫度為20。釜殘液的溫度為95.11，其主要成分是水，比熱比 原料液大，所以完全可以利用釜液對進料液進行預(yù)

30、熱，使其達到泡點， 只要控制好釜殘液的流量，由于釜殘液能提供的熱量足夠，因而可以 穩(wěn)定控制進料溫度為泡點。擬定將釜液降至35排出，以用于他途。F=2.694kg/s,W=2.899kg/s 根據(jù)溫度，查相關(guān)表得：CP水=4.1748KJ/(kg), CP乙醇2.7025KJ/(kg)。取總傳熱系數(shù)K=700=0.7KJ/取安全系數(shù)1.1，則實際傳熱面積為：A=89.57。作為傳熱管，管心距PT為32mm傳熱管長度定為4.5m，根據(jù)傳熱面積計算管的根數(shù)n換熱器的直徑取Do=0.70m,管程為6，管子根數(shù)4，換熱管長度為4500mm，換熱面積為105.0，管子按正三角形排列。G-700-4-105

31、-180-6校核：A=105.0Q=105.0×0.7×12.21=897.44KJ/s所以傳熱足夠，設(shè)計滿足要求。§7.3全凝器計算取水進口溫度為25，水的出口溫度為40，V =2.6Kg/s；塔頂出口氣體的溫度為78.3，在此溫度下：=0.83×730+（1-0.83）×1564=871.78kJ/kg=2.60×871.78=2266.63 KJ/sA=取安全系數(shù)1.1,則實際傳熱面積為75.53作為傳熱管，管心距PT為32mm傳熱管長度定為3m，根據(jù)傳熱面積計算管的根數(shù)n：換熱器的直徑同上求法，其中PR=32/25=1.28，

32、CL=1，CTP=0.85則Do=0.70m，管程為6，管子根數(shù)4，換熱管長度為3000mm換熱面積為105.0，管子按正三角形排列。G-700-4-105-120-6§7.4冷卻器計算取水進口溫度為25，水的出口溫度為35；塔頂全凝器出來的有機液D=0.6237Kg/s；溫度為78.3，降至35。按產(chǎn)品冷卻前后的平均溫度查算比熱： 所用水量：kg/s取總傳熱系數(shù)K=900=0.90KJ/A=取安全系數(shù)1.1，則A=4.84作為傳熱管，管心距PT為32mm傳熱管長度定為3m，根據(jù)傳熱面積計算管的根數(shù)n同上求法，其中PR=32/25=1.28，CL=1，CTP=0.85Do=0.178

33、m取Do=273mm，管程為2，管子根數(shù)32，換熱管長度為3000mm換熱面積為7.3，管子按正三角形排列。校核：A=7.3Q=7.3×0.9×22.72=149.27KJ/s KJ/s所以傳熱足夠，設(shè)計滿足要求。第八章 設(shè)計結(jié)果匯總項目符號單位計算數(shù)備注精餾段提餾段塔徑Dm1.21.0板間距HTm0.40.4塔板類型單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速um/s1.1311.158堰長m0.780.78堰高m0.0510.042板上液層高度m0.060.06降液管底隙高m0.010.03浮閥數(shù)N115101等腰三角形叉排閥空氣速m/s9.64811.3浮閥動能因子1111臨界

34、閥孔氣速m/s9.3110.85孔心距tm0.070.07同一橫排孔心距排間距m0.080.09相鄰橫排中心距離單板壓降Pa568568降液管內(nèi)清液曾高度Hdm0.1330.1261泛點率%64.256.53氣相負荷上限1.72.0氣相負荷下限0.550.7霧沫夾帶控制操作彈性3.092.86漏液控制結(jié)束語精餾塔的設(shè)計，在化工行業(yè)應(yīng)用較廣。這次，通過兩個周的課程設(shè)計，我意識到這項任務(wù)的艱難。在這個課程設(shè)計過程當中，我們綜合地運用了我們所學(xué)習(xí)過的流體力學(xué)，傳熱，傳質(zhì)，分離等方面的化工基礎(chǔ)知識，設(shè)計了一款可應(yīng)用于設(shè)計生產(chǎn)當中的乙醇水連續(xù)精餾浮筏塔。在設(shè)計過程中，計算尤其復(fù)雜。每一步的計算都關(guān)乎到后

35、面的一連串結(jié)果。所以，我們在這個過程中感覺阻力很大。比如說由于沒有正確理解某個公式的使用范圍而盲目套用，結(jié)果導(dǎo)致要從頭又開始計算，這個過程花費的時間較多。還有就是許多經(jīng)驗公式的使用，由于我們知識面的有限，所以許多公式的出處我們不是很了解。在涉及的化工原理，分離，化工熱力學(xué)等課程中，我們充分意識到我們這大學(xué)三年所學(xué)知識的重要性。它讓我們可以將我們在書本上所學(xué)到的理論知識用于到生產(chǎn)實際之中。再到后來管道以及其他設(shè)備的選型，讓我們將化工原理上學(xué)到的相關(guān)知識一化工設(shè)備機械基礎(chǔ)聯(lián)系起來，對我們的設(shè)計工作有很大幫助。人孔的設(shè)計使我們明白課本知識與生產(chǎn)實際的差異，也就是我們必須考慮到我們所設(shè)計的方案在實際中

36、的可行性。在計算的許多過程，我們必須在計算所得值的基礎(chǔ)上再考慮一定的安全系數(shù)，如我們在分別計算出精餾和提餾的板數(shù)之后，還必須分別再加上兩塊板，使它具有一定的操作彈性。本次設(shè)計出了計算之外的另一大難題就是作圖。在此過程中，我們將我們所學(xué)的Auto CAD的知識充分利用起來，如求最小回流比，求實際塔板數(shù)，確定浮閥塔板的開孔數(shù)目，畫負荷性能圖，再到后來的工藝流程圖的繪制以及裝配圖的繪制，這都離不開對CAD知識的熟練掌握。通過邊作圖邊摸索，我們進一步鞏固了CAD繪圖的基礎(chǔ)技巧，這對我們以后大四的畢業(yè)設(shè)計必定有很大的幫助。在老師和同學(xué)的幫助下，我們小組按時完成了這次的課程設(shè)計任務(wù)，它讓我們明白，知識不是

37、死板硬套，而是有理可循，有數(shù)可依的。因此，在以后將近一年的大學(xué)學(xué)習(xí)中，我們一定扎扎實實地學(xué)好課本知識，并將理論應(yīng)用于實際，來提高我們的專業(yè)技能水平。參考文獻1陳英男、劉玉蘭.常用化工單元設(shè)備的設(shè)計M.上海:華東理工大學(xué)出版社,2005、42劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設(shè)計M.山東：石油大學(xué)出版社，2001、53陳敏恒.化工原理 M.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2006、54中國石化集團上海工程有限公司.化工設(shè)計計算手冊（第三版上冊）M. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2003、75路秀林、王者相.塔設(shè)備M.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2004、16丁浩.化工工藝設(shè)計M.上?？茖W(xué)技術(shù)出版社 7湖南大學(xué)化工系無機化工教研室.化工手冊（上冊）8王存文、孫緯.化工原理與數(shù)據(jù)處理.M。北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2008.59劉光啟.化學(xué)化工物性手冊（有機卷）.M北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002.510夏清、陳常貴.化