成績課程設(shè)計說明書課程名稱院系專業(yè)班級學(xué)生姓名學(xué)號指導(dǎo)教師目錄TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"第一章緒論2\o"CurrentDocument"一、目的：2\o"CurrentDocument"二、已知參數(shù)：3\o"CurrentDocument"三、設(shè)計內(nèi)容：3\o"CurrentDocument"第二章課程設(shè)計報告內(nèi)容3\o"CurrentDocument"一、精餾流程的確定3二、塔的物料衡算4\o"CurrentDocument"三、塔板數(shù)的確定4\o"CurrentDocument"四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算6\o"CurrentDocument"五、精餾段氣液負荷計算10\o"CurrentDocument"六、塔和塔板主要工藝尺寸計算10\o"CurrentDocument"七、篩板的流體力學(xué)驗算16\o"CurrentDocument"八、塔板負荷性能圖18\o"CurrentDocument"九、篩板塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果總表22十、精餾塔的附屬設(shè)備及接管尺寸23\o"CurrentDocument"第三章總結(jié)23乙醇一一水連續(xù)精餾塔的設(shè)計第一章緒論-、目的：通過課程設(shè)計進一步鞏固課本所學(xué)的內(nèi)容，培養(yǎng)學(xué)生運用所學(xué)理論知識進行化工單元過程設(shè)計的初步能力，使所學(xué)的知識系統(tǒng)化，通過本次設(shè)計，應(yīng)了解設(shè)計的內(nèi)容，方法及步驟，使學(xué)生具有調(diào)節(jié)技術(shù)資料，自行確定設(shè)計方案，進行設(shè)計計算，并繪制設(shè)備條件圖、編寫設(shè)計說明書。在常壓連續(xù)精餡塔中精餡分離含乙醇70%的乙醇一水混合液，分離后塔頂餡出液中含乙醇量不小于90%，塔底釜液中含乙醇不高于0.1%（均為質(zhì)量分數(shù)）。二、已知參數(shù)：（1）設(shè)計任務(wù)進料乙醇X=70%（質(zhì)量分數(shù)，下同）原料流量Q=20t/d?塔頂產(chǎn)品組成＞90%?塔底產(chǎn)品組成＜0.1%（2）操作條件?操作壓強：常壓?精餡塔塔頂壓強：常壓?釜加熱方式:直接蒸汽?進料熱狀態(tài)：飽和蒸汽進料?回流比：自定待測冷卻水：20°C?加熱蒸汽：低壓蒸汽，0.2MPa?單板壓強：W1kpa?塔頂為全凝器，中間飽和蒸汽進料，篩板式連續(xù)精餡三、設(shè)計內(nèi)容：（1）設(shè)計方案的確定及流程說明（2）塔的工藝計算（3）塔和塔板主要工藝尺寸的計算（a、塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定;b、塔板的流體力學(xué)驗算；c、塔板的負荷性能圖）（4）設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表（5）精餾塔工藝條件圖（6）對本設(shè)計的評論或有關(guān)問題的分析討論第二章課程設(shè)計報告內(nèi)容、精饞流程的確定乙醇、水混合料液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至飽和后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用直接蒸汽向沸熱器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。塔的物料衡算料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含乙醇摩爾分數(shù)70/46x==0.48f70/46+30/1890/46

寸90/46+10/18—.0.1/46

x^0.1/46+99.9/18=.平均摩爾質(zhì)量Mf=0.48x46+(1-0.48)x18=31.44kg/kmolMD=0.78x46+(1-0.78)x18=39.84kg/kmolM^=0.0004x46+(1-0.0004)x18=18.01kg/kmol（三）物料衡算原料液流量F=20000/(24*31.44)=26.51kmol/h總物料衡算易揮發(fā)組分物料衡算聯(lián)立以上三式得F=26.51kmol/hD=14.68kmol/hW=11.83kmol/h三、塔板數(shù)的確定原料液流量（一）理論塔板數(shù)nt的求取乙醇、水屬理想物系，可采用M.T.圖解法求NT1.根據(jù)乙醇、水的氣液平衡數(shù)據(jù)作y-x圖附表乙醇一水氣液平衡數(shù)據(jù)液相中乙醇的摩爾分數(shù)氣相中乙醇的摩爾分數(shù)液相中乙醇的摩爾分數(shù)氣相中乙醇的摩爾分數(shù)0.00.00.250.5510.010.110.300.5750.020.1750.40.6140.040.2730.50.6570.060.340.60.6980.080.3920.70.7550.10.430.80.820.140.4820.8940.8940.180.5130.950.9420.20.5251.01.0圖：乙醇一水的y-x圖及圖解理論板2.乙醇一水體系的平衡曲線有下凹部分，求最小回流比自a（xD,xD）作平衡線的切線并延長與y軸相交，截距=0.424Rmin+1Rmin=0.839x+—D—R+1取操作回流比R=1.5Rmin=2x0.839=1.68故精餾段操作線方程y=-^xR+1n即x+—D—R+13.作圖法求理論塔板數(shù)、得七=11層（包括再沸器）。其中精餾段理論板數(shù)為7層，提餾段為4層（包括再沸器），第4層為加料板。精餾段：L=RxD=1.68x14.68=24.66kmol/hV=(R+1)D=(1.68+1)x14.68=39.34kmol/h提餾段：L=L+qF=L=24.66kmol/hV'=V-(1-q)F=39.34-26.51=12.83kmol/h（三）實際塔板數(shù)N精餾段N=二=14層精0.50提餾段N=—=8層提0.50全塔板數(shù)：N=22塊四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算以精餾段為例進行計算（一）操作壓強Pm塔頂壓力PD=101.3kPa取每層塔板壓強降△=1kPa則進料板壓強PF=101.3+14x1=115.3kPa塔底壓強壓強Pd=101.3+22*1=121.3kpa精餾段平均操作壓強P=101.3+115.3=108.3kPam2提餾段平均操作壓強P=115.3+121.3=118.3kPam2（二）溫度tm依據(jù)操作壓力，通過方程試差法計算出露點溫度，其中水、乙醇的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算。①方程為P=p0X+p0XAABB式中：x一溶液中組分的摩爾分數(shù);P一溶液上方的總壓，Pa；p0—同溫度下純組分的飽和蒸汽壓，Pa。（下標A表示易揮發(fā)組分，B表示難揮發(fā)組分）②安托因方程為lgp0=A-BT+C式中：p0—在溫度為T時的飽和蒸汽壓，mmHgT—溫度，。CA,B,C—Antoine常數(shù)，其值見下表。附表Antoine常數(shù)組分ABC乙醇8.044961554.3222.65水7.966811668.21228計算結(jié)果如下：塔頂溫度1554.31668.21公式：108.04496=222.65X0.133X0.78+107.96681-f+228x0.133X0.22=101.3tD=81.75C進料板溫式：108.04496一t+222.65X0.133X0.48+107.96681-t+228x0.133X0.52=115.3\=87.31C塔底溫式：108.04496一t+222.65X0.133X0.0004+107.96681-t+228x0.133X0.9996=121.3t^=100.04C則精餾段平均溫度t=對.75+87.31=84.53CM2提餾段平均溫度七=87.31；00.04=93.68C(1)相對揮發(fā)度a的計算：乙醇一水的相對揮發(fā)度一般應(yīng)用各溫度下的揮發(fā)度的幾何平均值或者算術(shù)平均值表示，本設(shè)計中使用各溫度下的幾何平均值來表示。點氣.0頂a底=2.32(2)求叫L平均溫度At==90.90(0C)下Ua=0.449mpas七二°.3281mpas則y^L=七日a+(1一七)之=0.48X0.449+(1—0.48)X0.3281=0.3861mpas以七=2.32X0.3861=0.8958(2)求板效率ET由以日廣0.8958,由《化工原理(下)》41頁圖10-20查得孔=50%,查書［2］得：不同溫度下乙醇和水的汽液平衡組成如下表所示:表2-1液相摩爾分數(shù)X氣相摩爾分數(shù)y溫度/°c液相摩爾分數(shù)x氣相摩爾分數(shù)y溫度/c0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.894378.15①根據(jù)以上數(shù)據(jù)畫出以下乙醇-水的t-x(y)相平衡圖，以及乙醇-水的x-y圖，見圖1和圖2.x(v)平均摩爾質(zhì)量Mm塔頂XD=*=0.78查氣液平衡曲線，可得氣=0.60MvD=0.78x46+(1-0.78)x18=39.84kg/kmolMD=0.60x46+(1-0.60)x18=34.8kg/kmol進料板即查氣液平衡曲線，可得與=0.52七=0.19MD=0.52x46+(1-0.52)x18=32.56kg/kmolMD=0.19x46+(1-0.19)x18=23.32kg/kmol則精餾段平均摩爾質(zhì)量：m39.84+32.56M==36.2kg/kmolVm(精)2嘩34.8+23.32M==29.06kg/kmolLm(精)2p=972.870(kg/m3)平均密度pm由書兇和書注1/Pw=aA/PM+aB/p=972.870(kg/m3)塔頂：在81.75p下：p=744.289(kg/m3)1=0.90/744.289+(1-0.90)/972.870則p=758.716(kg/m3)PLMD進料:在進料溫度87.31°下：p=965.3(kg/m3)PM=729.9(kg/m3)a=崩639x46.07=0.149a0.48x46.07+(1-0.48)x18.0210.149(1-0.149)p=965.3(kg/m3)=+則p=921.0(kg/m3)plmf..即精餾段的平均液相密度P=(758.716+921.0)/2=839.858(kg/m3)LM平均氣相密度p=w=l'L3x36.2=1.180(kg/m3)VMRT8.314x(90.90+273.15)液體平均粘度HLM液相平均粘度依下式計算：igH=￡xigH(1)塔頂：查書落］和書【7］中圖表求得在81.75?！阆拢篈是乙醇，B是水H=0.504mpa-s;h=0.367mpa-s;1g匕=0.78xlg(0.504)+0.22xlg(0.367)則H=0.477(mpa-s)(2)進料:在87.31°下:Hfa=0.428mpa-s;h=0.3165mpa-s。lg昨二°.48xlg(0.428)+0.52xlg(0.3165)則H=0.3226(mpa-s)七=(Hld+Hf)/2=(0.477+0.3226)=0.3998液體表面張力Cm(1)塔頂:查書k和書【7］求得在81.75°下:c=18.447mN/mc=62.974mN/m

qmd=0.78x18.447+0.22x62.974=26.194(mN/m)(2)進料:在85"：q'=17.29mN/mq'=60.79mN/mqmf=0.48x17.29+0.52x60.79=58.01(mN/m)則Qm=(Qmd+Qmf)/2=(26.194+58.01)/2=42.102(mN/m五、精餾段氣液負荷計算v^39.34x39.84vm(精)—==0.369m3/s3600p3600x1.18Vm(精)LM24.66x29.06m(精)==0.00024m3/s3600p3600x839.858Lm(精)=L^?3600=0.00024x3600=0.864m3/h六、塔和塔板主要工藝尺寸計算六、塔和塔板主要工藝尺寸計算（一）塔徑D(0.00024V839.858、I0.369人1.18(0.00024V839.858、I0.369人1.18)12=0.0174參考表4-1,初選板間距H=0.45m，取板上液層高度h=0.07mTL塔徑D/m0.3?0.50.5?0.80.8?1.61.6?2.42.4?4.0板間距H/mm200?300300?350350?450450?800》600%-hL=0.45-0.07=0.38m

圖4-5Sminth關(guān)聯(lián)圖查圖4-5可知，C20=0.075，依照下式校正CC=C(—)0.2=0.075圖4-5Sminth關(guān)聯(lián)圖查圖4-5可知，C20=0.075，依照下式校正CC=C(—)0.2=0.075x2020(42.10丫2<丁)=0.087工=0.087嚴858-1」8=2.32m/sPv1.18取安全系數(shù)為0.70，則"max=A'u=0.70"=0.7x2.32=1.62m/s4V:4x0.369故D=S=>=0.54m兀u\3.14x1.62按標準，塔徑圓整為0.6m，則空塔氣速u'=4V——S-兀D24x0.3693.14x0.62=1.31m/s圖5-3塔祝溢治貴軍%無型流U，餌密疵3：必溢流一W相樣式做僦溢流堰長lWl為0.66D，l=0.66x0.6=0.396m出口堰高hHw由l/D=0.396/0.6=0.66，L^/lw=篇：4=8.73圖4-9液流收縮系數(shù)計算圖查圖4-9,知E=1則龍OW2.84則龍OW2.84(L)3E-h1000"l)w世X1xf些］21000"0.396)=0.0048m故hw=0.07-0.0048=0.0652m管滴寬度W與降液管滴面積Af由l/D=0.66圖4-11弓形降液管的寬度和面積查圖4-11，得Wd/D=0.124，A"A^t=0.078故Wd=0.125x0.6=0.075m兀A^=0.078x-D2=0.022m2由下式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即e=AH=0.022x0.45=41.25，5(符合要求)L0.00024s降液管底隙高度ho取液體通過降液管底隙得流速uo=0.08m/s，依下式計算降液管底隙高度ho（符合要求）h=4=0,00024=0.075m>0.025mo、"00.396x0.08x3600（三）塔板布置

取邊緣區(qū)寬度W=0.05m，安定區(qū)寬度W=0.05mTOC\o"1-5"\h\zcs依下式計算開孔區(qū)面積Aa（符合要求）—[:cnxiA=2x^R2—x2+--—R2sin-1r」=20.175J0.252—0.1752+土x0.252sin-10175=0.159m21800.25D0.6其中x=—-(Wd+W)=~2--(0.075+0.05)=0.175mR=%-W=06-0.05=0.25m圖4-8塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)其中：hw——出口堰高how—一堰上液層高度h1其中：hw——出口堰高how—一堰上液層高度h1——進口堰與降液管的水平距離h；——進口堰高ht——板間距W——無效周邊高度R——鼓泡區(qū)半徑距（單位均為m）（四）篩孔數(shù)n與開孔率中l(wèi)堰長W^——安定區(qū)寬度x鼓泡區(qū)寬度的ho——降液管底隙高度H——降液管中清液層高度wd——弓形降液管高度D——塔徑1/2t——同一橫排的閥孔中心取篩孔的孔徑d0=6mm，正三角形排列，一般碳鋼的板厚5=3mm，取t/d0=3,故孔中心距t=3x6=18mm圖篩孔的正三角形排列依下式計算塔板上的篩孔數(shù)n，即（1.158\（1.158）八yeu/cfn=A=°018x0.159=568孑L依下式計算塔板上的開孔區(qū)的開孔率中，即中=4%=尸907%=（0.907A=10.1%（在5%?15%范圍內(nèi)）A."/d/'.006001/每層塔板上的開孔面積A為0A0=9A=0.101x0.159=0.016m2氣體通過篩孔的氣速u=匕=0369=23.06m/s0A0.016

0（五）塔有效高度Z（精餾段）Z=（^精—1ht=（14-1）x0.45=5.85m（六）塔高計算七、篩板的流體力學(xué)驗算（一）氣體通過篩板壓強降的液柱高度hp依式h=h+h+h干板壓強降相當?shù)囊褐叨萮c依d/5=6/3=200.90245Rio圖4-13干篩孔的流量系數(shù)查圖4-13,Co=0.76h=0.051(J)h=0.051(J)2(土)=0.051cCoPl(23.06￥f1.180\I0.76；<839.858；=0.066m氣流穿過板上液層壓強降相當?shù)囊褐叨萮l=0.369=1.42m/占A^-Af0.282-0.022圖4-14充氣系數(shù)關(guān)系圖a圖4-14充氣系數(shù)關(guān)系圖a=u?=1.42X\O8=1.54由圖4-14查取板上液層充氣系數(shù)。為0.578。依右式h=PhL=P（h^+hg）=0.578x0.07=0.040m克服液體表面張力壓強降相當?shù)囊褐叨萮b依式（4-41）h=

b4bP秘。4x42.102x10-3839.858x9.81x0.006故h=hC+hi+h°=0.066+0.040+0.0034=0.11m單板壓強降△%=hppLg=0.11x839.585x9.81=0.90kpa（二）霧沫夾帶量匕的驗算依式（4-41）_5.7x10-6u_5.7x10-61.42匕Q（H-h"2_42.10x10-3常.45-0.175戶？=0.026kg液/kg氣v0.1kg液/kg氣式中，h^——塔板上鼓泡層高度，可按泡沫層相對密度為0.4考慮，即h廣（、/0.4）=2.5h廣2.5X0.07=0.175故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。漏液的驗算u^=4.4C。寸（0.0056+0.13?-h/p七/p^=4.4x0.76x、.'（0.0056+0.13x0.07—0.0034）x839.858：1.18=9.48m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K=土=2306=2.43>1u^9.48故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。液泛的驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度Hd<Q(Ht+hw)。h=0.153(—^)2=0.153(0.08)2=0.00098mdiw-hoH=hp+h^+氣=0.11+0.07+0.0009=0.181m取中=0.5，則中(%+hw)=0.5x(0.45+0.0652)=0.258m故七v中(氣+hw)，在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項流體體力學(xué)驗算，可認為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。八、塔板負荷性能圖（一）霧沫夾帶線（1）_5.7x10-6(u)evQ(Ht"P'2V

s

0.282—0.022=3.85VS（a）hf=2.5(hW+h^W)=2.5h+2.84x10-3E(3600L/S)3lW近似取E=1.0，h=0.0652m，l=0.396mWW七=2.50.0652+2.84x10-3x1.0(3600L了)30.396=0.163+3.09L；s（b）取霧沫夾帶極限值e為0.1kg液/kg氣，V

已知。=42」。x10-3N/m，Ht=0.45m，并將式（a）、3）代入e=5'7x10-6（一U一）3.2，得下式:vbHt-七0.1=5.7x10-63.85V、(s)3.242.10x10-30.287—3.09L20.1=（1）整理得V=0.587—6.32L；在操作范圍內(nèi)，任取幾個L值，依（1）式算出相應(yīng)的V值列于下表中。（1）0.6x10-40.6x10-41.5x10-33.0x10-34.5x10-3Vsm3/s0.5780.5040.4560.415（**）近似取E=1.0，l=0.396mwh=2.84x10-3E(3600、)3=2.84x10一3(3600七)；owl0.396w故h^=0.496L：hp=h+氣+h。（c）h=0.051(%)2(土)=0.051(-^)2土CoPLC/PL=0.051()21.18=0.498V20.76x0.0160839.858s=￡o(hw+how)=0.578xf0.0652+0.496L=0.0377+0.287Lh°=0.0034(已算出)故hp=0.498V2+0.0377+0.287L；+0.0034=0.0411+0.498V2+0.287L；（d）h=0.153(—^)2=0.153(L)2=173.45L2dlw-ho0.396x0.075s（e）將仁為。S，hw為。.。652皿，中=05及式（c）（d）（°）代入（*）式得:0.5(0.45+0.0652)=0.0411+0.498V2+0.287L；+0.0652+0.496L；+173.45L2整理得：V2=0.304-1.57L；-348.29L2（2）在操作范圍內(nèi)取若干L值，依式（2）計算V值，列于下表中。0.6x10-41.5x10-33.0x10-34.5x10-3V#m3/0.550.530.520.50取液體在降液管中停留時間為5s，Ls,max槌=°.022x°.45=0.00198m3/sLs,maxT5液泛負荷上限線（3）在V-L坐標圖上為與氣體流量V無關(guān)得垂直線，如圖4-24線（3）所示。（四）漏液線（氣相負荷下限線）（4）由hL=hw+h^=由hL=hw+h^=0.0652+0.496L:、AOu^=4.4—o《;(0.0056+0.13七—hpp,/PvV―s,minAO=4.4x0.76!0.0056+0.13(0.0652+0.496L；)-0.0034839.8581.18Ao前已算出為0.016m2,代入上式并整理，得2V=1.43仰.0107+0.0644L；s,mins此即氣相負荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取n個L值，依（4）式計算相應(yīng)得V值。Lm3/s0.6x10-Lm3/s0.6x10-41.5x10-33.0x10-34.5x10-30.1480.1530.1570.159列于下表中，依附表中數(shù)據(jù)作氣相負荷下限線（4），如圖4-24中線（4）所示。（五）液相負荷下限線（5）取平堰、堰上液層高度，。=0.0048m作為液相負荷下限條件，依下式計算，取E=1.0，OWr,2則h=0.496L3OWs0.0048=0.496L；

s（5）整理上式得L=9.55x10-4m3/s（5）依此值在V-L圖上作線（5）即為液相負荷下限線，如圖7所示。將以上5條線標繪于圖4-24(V-L圖)中，即為精餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與線(4)的交點相應(yīng)氣相負荷為\max，OP線與氣相負荷下限線(1)的交點相應(yīng)氣相負荷為。其中P(L,V^P(0.24X10-3，3.69X10^-4)可知本設(shè)計塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。精餾段的操作彈性=匕皿=05竺=3.69V0.148s,min九、篩板塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果總表篩板塔的工藝計算結(jié)果匯總見表10

序號項目數(shù)值1平均溫度tm，°C92.992平均壓力Pm，kPa120.353氣相流量Vs，(m3/s)2.2984液相流量Ls，Cm3/s)0.00265實際塔板數(shù)536有效段高度Z，m23.757塔徑，m1.68板間距，m0.459溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長，m1.05612堰高，m0.05813板上液層高度，m0.0714堰上液層高度，m0.01215降液管底隙高度，m0.03116安定區(qū)寬度，m0.08517邊緣區(qū)寬度，m0.0618開孔區(qū)面枳，m21.3919篩孔直徑，m0.00620孔中心距，m0.01821篩孔數(shù)目495522開孔率，%10.123空塔氣速，m/s1.2324篩孔氣速，m/s16.3725穩(wěn)定系數(shù)1.8726每層塔板壓降，Pa69127負荷上限液沫夾帶控制28負荷下限漏液控制29液沫夾帶eV，(kg液/kg氣)0.01830氣相負荷上限，m3/s3.8231氣相負荷下限，m3/s1.1332操作彈性3.38精餾塔的附屬設(shè)備及選型3.1輔助設(shè)備的選型本精餡塔選用直接蒸汽加熱，其附屬設(shè)備主要有塔頂冷凝器、預(yù)熱器、進料泵等。列管換熱器具有結(jié)構(gòu)較簡單，加工制造比較容易，結(jié)構(gòu)堅固，性能可靠，適應(yīng)面廣等優(yōu)點，被廣泛應(yīng)用與化工生產(chǎn)中，特別是列管式換熱器在現(xiàn)階段的化工生產(chǎn)中應(yīng)用最為廣泛，而且設(shè)計數(shù)據(jù)和資料較為完善，技術(shù)上比較成熟。因此，以下的冷凝器采用列管換熱器。

3.1.1直接蒸汽加熱本設(shè)計中，水為難揮發(fā)組分，采用直接蒸汽加熱方式，以提高傳熱效果，并節(jié)省再沸器。熱量衡算在t=100.00?！銜r，查書皿和書［7］：rA=36.98KJ/molr=40.81KJ/molr=0.0000782x36.98+(1-0.0000782)x40.81=40.810KJ/molQ=Vrm=77.33x1000x40.81=3.156x106KJ/h設(shè)實際熱損失為5%,則：Q實際二Q/(1-0.05)=3.156x106-0.95=3.31x106KJ/h..?加熱蒸汽消耗量：W=Q實際=3.31x106=8.11x104mol/hrm40.813.1.2冷凝器采用列管式冷凝器，并使塔頂蒸汽在殼程冷凝，冷卻水在管程流動，以提高傳熱系數(shù)和便于排出凝液。熱量衡算已知：V=39.34kmol/h在78.30°時：查書X和書［7］：七二38.78KJ/molrB=41.61KJ/molr=0.78X38.78+(1-0.78)X41.61=39.40KJ/mol塔頂蒸汽效出的熱量Q=Vr=39.34x1000x39.40=1.5x106(kJ/h)冷卻水出口溫度不宜超過500C在30°C時，c=4.174KJ/Kg?K-1設(shè)冷卻水進口溫度t為200C1林出口溫度t設(shè)冷卻水進口溫度t為200C16=997.14(kmol/h)C(t-1)4.174x18.02(40-20)設(shè)傳熱方式為逆流傳熱11.5x10選型查書［4］取K=1000kcal/m2-h?。C178.30-20

ln78.30-40%=M^2=(78.30-20)二暨閔-40)=47.620Cln―=997.14(kmol/h)C(t-1)4.174x18.02(40-20)設(shè)傳熱方式為逆流傳熱1178.30-20

ln78.30-406換熱器面積：A=°=.==7.52m2KAt1000x47.62x4.187查書［5］可選G273-25-8.7型列管式換熱器,主要設(shè)計參數(shù)如下:A=8.7m2，管長L=3000，管程數(shù)2,公稱直徑DN=273mm,425x2.5碳鋼管3.2塔的主要接管尺寸的選取接管尺寸由管內(nèi)蒸氣、液體速度及體積流量決定。本塔的接管均采用YB231-64熱扎無縫鋼管［5］3.2.1塔頂蒸氣管路近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率匕,則塔頂蒸汽直徑■4Vsd=''4x0.369.|.=0.141(m)=141(mm)\3.14xu\3.14x23.06選管：選取4152x4.5d=143■4Vsd='選管：選取4152x4.5d=143mm0.369Vsu=—實0.785xd20.785x0.1432=22.99(m/s)3.2.2塔頂冷凝水管路設(shè)冷凝水進口溫度為20p,出口溫度為40?！?。則在平均溫度30°C下:WM997.14x18.02Lw===0.0059m3/s3600P3600x839.858冷凝水管直徑di0T-'4x0.0059w==0.087(m)=87(mm)兀u\3.14x1選管：選取495x3.5mmd=88mmLw0.0059=0.99(m/s)實0.785d20.785xLw0.0059=0.99(m/s)已知回流液體流率為L=0.00024m3/s,則S

l、,去地七以,'4L'4x0.00024回流管直徑d=s=■=0.018(m)=18(mm)i兀"3.14x1選管：選取420x0.5mmd=19mmiL——S—兀7—dL——S—兀7—d24i0.000240.785x0.0192=0.85(m/s)3.2.4加料管路F=26.51kmol/h,查書皿和書［7］得，在30?！阆?P=785.84Kg/m3AP=995.7Kg/m3，設(shè)此時P=785.84Kg/m3AP=995.7Kg/m3，設(shè)此時u=1m/sB1_。0.17,0.83廠_節(jié)芝—785.84995.7得：p=952.381Kg/m3mM=0.17x46.07+0.83x18.02=22.78Kg/KmolFMm—3600pm196.650x22.783600x952.381=0.00131m3/sd==；4x0.00131=0.0409(m)=40.9(mm)iE兀"k3.14x1選管：選取457x6d=45mmiu=實V——F—兀7—d20.001310.785x0.0452=0.824(m/s)3.2.5塔釜殘液流出管已知釜液體積流率W=11.83kmol/h=0.0033kmol/s查書原］和書［7］得在100°下：P=719.33Kg/m3AP=958.4Kg/m3B1_a七_0.00040.9996"_節(jié)P"—719.33958.4得：p=961.54Kg/m3mM=P=719.33Kg/m3AP=958.4Kg/m3B1_a七_0.00040.9996"_節(jié)P"—719.33958.4得：p=961.54Kg/m3mM=0.0004x46.07+0.9996x18.02=18.03Kg/Kmol選管:_LML=LM-s3600pLM0.0033x18.03=0.000028(m3/s)3600x961.54釜液出口管直徑d二i4xO.000028=0.006(m)=6(mm)，3.14x1選取d=6mmi°.000028=0.0099(m/s)0.785x0.00623.2.6冷卻水出口管路在(20+40)/2=30p下：p=995.7Kg/m3,Cp水=4.174KJ/Kg-K選管:選取WWs=-p水17968.46=0.0050m3/s3600x995.7'4x0.0050=0.080(m)=80(mm)\'3.14x1489x3.5=82mm°.005=0.995(m/s)0.785x0.08023.2.7塔頂餾出液管路,L0.00024L=s==0.00014(m3/s)DSR1.68di4L4x0.000143.14x1兀0.0133(m)=13.3(mm)選取416x0.5d.=15mm=0.793(m/s)_、_0.00014實一兀二=0.785x=0.793(m/s)接口管路匯總表項目尺寸或型號DT(熱扎無縫鋼管)(mm)塔頂蒸汽管塔頂冷凝水管路塔頂餾出液管回流管加料管釜液排出管冷卻水出口管3.3輸送泵的選取泵的分類泵按作用與液體的原理一般分為葉片式和容積式，本設(shè)計使用的離心泵在化工廠是很常見的，其性能普遍適用于一般的液體輸送。因此本設(shè)計選用離心泵輸送各液體。選泵原則根據(jù)介質(zhì)物性，已經(jīng)確定的流量，揚程，再從化工原理下冊附表中選擇泵的具體型號，察看性能參數(shù)(包括流量、揚程或壓差、效率、允許吸上高度或允許其容度)。進料泵的選型原料流量：Lf=WM^^/p=26.51x31.44/839.858=0.992m3/h=0.276L/s從流程圖看不出所需揚程，設(shè)輸送對揚程的要求不高＜8.5m.查表選取冷卻泵，如下表所示：型號轉(zhuǎn)速n(r/min)流量揚程效率門(%)功率/kWm3/hL/s軸功率電機功率IS50-32-16014503.751.048.535%0.250.55餡出液冷卻水泵的選型餾出液冷卻水流量為：W=0.005m3/s=0.50L/s從流程圖看不出所需揚程，設(shè)輸送對揚程的要求不高＜8.5m.查表選取冷卻泵，如下表所示：型號轉(zhuǎn)速n流量揚程效率門功率/kW(r/min)(%)m3/hL/s軸功率電機功率IS50-32-16014503.751.048.535%0.250.55帶控制點的工藝流程圖見附圖2。4塔高的確定及塔的其它工藝條件板式塔內(nèi)裝有塔板，降液管，各物流進出口管及人孔（手孔），除沫器、噴灑器等附屬裝置。一般塔板按設(shè)計板間距安裝,其它可據(jù)需求決定板間距。板式塔內(nèi)裝有塔板,降液管，各物流進出口管及人孔（手孔），除沫器、噴灑器等附屬裝置。一般塔板按設(shè)計板間距安裝,其它可據(jù)需求決定板間距。4.1塔高的設(shè)計計算4.1.1塔高的確定塔高主要由下列部分組成：塔頂空間七,塔底空間Hb,有效塔高%,加料板空間高度Hf及群座高度%即：H=H+H「H+Hf+H、塔頂空間H的確定a塔頂空間是指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)木嚯x。其距離取遠高于板間距的值，本設(shè)計計算中板間距為0.45m，根據(jù)經(jīng)驗取塔頂空間七二1.2m，（塔頂封頭1米）。塔底空間%的確定塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值由塔底貯液取停留時間T和塔底液面到最下層塔板間距（一般要有1-2m）決定。本塔設(shè)計取t=15min則=1.88(m)H=土=15*6°x。.°°59

bA0.785X0.62=1.88(m)有效塔高Hp的確定H=（10-1）x0.3+22x0.45=12.6m其中：N為實際塔板數(shù)；H『為板間距。塔頂封頭H的確定FHF=（1/4）D=0.15m裙座高度H的確定S為了制作方便，裙座為圓形,H/D=3,H=3X1=3m入孔本精餾塔中設(shè)計了4個人孔，孔徑均為400mm.最后算得：H=H+H+H+H+H=1.2+1.88+12.6+0.15+3=18.83m全塔結(jié)構(gòu)說明圖見附圖34.1.2塔板結(jié)構(gòu)的確定本設(shè)計采用分塊式，將塔板分為三塊。5設(shè)計結(jié)果概要及匯總表全塔工藝設(shè)計結(jié)果總匯設(shè)計內(nèi)容及符號單位精餡段理論塔板數(shù)NT塊13實際理論塔板數(shù)N塊26理論板效率ET%51液體流量Lkmol/h118.55氣體流量Vkmol/h159.00液體流量Lsm3,/s0.0013氣體流量Vsm3/s1.29

定性溫度tm0C84.15定性壓力PKPa101.325板間距HTm0.45塔徑Dm1空塔氣速u'nm/s2.099塔板溢流形式單溢流-溢流管形式弓型-堰長Lwm0.7堰高hwm0.0496降液管寬度wdm0.142降液管面積Afm20.0667邊緣區(qū)寬度wcm0.04安定區(qū)寬度wsm0.08鼓泡區(qū)面積Aam20.473篩孔數(shù)n個2455孔徑d0mm5.0孔間距tmm15塔板開孔率%10.1總開孔面積A0m20.0482篩孔氣速uom/s27.10板壓降hpm液柱0.1416降液管低隙高度h0m0.04堰上液層高度howmm10.40降液管停留時間s10.13降液管內(nèi)清液層高度Hdm0