化工原理課程設(shè)計(jì)---常壓二元篩板精餾塔的設(shè)計(jì)

1、<p>　　課程名稱 化工原理課程設(shè)計(jì) </p><p>　　設(shè)計(jì)題目 常壓二元篩板精餾塔的設(shè)計(jì) </p><p><b>　　設(shè)計(jì)條件及任務(wù)：</b></p><p>　　設(shè)計(jì)體系： 乙醇—水</p><p>　　設(shè)計(jì)條件: </p>

2、<p>　　已知：進(jìn)料量F= 200 kmol/h</p><p>　　進(jìn)料濃度ZF= 0.30 （摩爾分?jǐn)?shù)，下同）</p><p>　　進(jìn)料狀態(tài)：q＝ 0.5 </p><p>　　操作條件：塔頂壓強(qiáng)為4 kPa(表壓)，單板壓降不大于0.7kPa。</p><p>　　塔頂冷凝水采用深井水，溫度t＝12℃；&l

3、t;/p><p>　　塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱，用3kgf/cm2水蒸汽</p><p>　　全塔效率：ET = 52%</p><p>　　分離要求：XD=88%；XW=1%；回流比R/Rmin =1.6 。</p><p>　　指導(dǎo)教師 金萬勤、顧學(xué)紅 </p><p>　　2010年6月11日 <

4、/p><p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　目錄3</b></p><p><b>　　一、前 言6</b></p><p><b>　　1.1總述6</b></p><p>　　1.2精餾操作對(duì)塔設(shè)備

5、的要求6</p><p>　　1.3板式塔類型7</p><p>　　1.3.1篩板塔7</p><p>　　1.3.2浮閥塔7</p><p>　　二. 設(shè)計(jì)說明書8</p><p>　　2.1設(shè)計(jì)參數(shù)的確定8</p><p>　　2.1.1進(jìn)料熱狀態(tài)8</p>&

6、lt;p>　　2.1.2加熱方式8</p><p>　　2.1.3回流比（R）的選擇8</p><p>　　2.1.4 塔頂冷凝水的選擇8</p><p>　　2.2確定設(shè)計(jì)方案的原則8</p><p>　　2.3流程簡(jiǎn)介及流程圖9</p><p>　　2.3.1流程簡(jiǎn)介9</p>&l

7、t;p>　　2.3.2流程圖9</p><p>　　三．設(shè)計(jì)計(jì)算書10</p><p>　　3.1理論塔板數(shù)的計(jì)算與實(shí)際板數(shù)的確定10</p><p>　　3.1.1理論板數(shù)計(jì)算10</p><p>　　3.1.1.2汽液平衡數(shù)據(jù)（760mm Hg）10</p><p>　　3.1.1.3 q線方程及R

8、min和R的確定11</p><p>　　3.1.2實(shí)際塔板的確定11</p><p>　　3.1.2.1精餾段和提餾段氣液流量的確定11</p><p>　　3.1.2.2操作線方程的確定11</p><p>　　3.1.2.3理論塔板的計(jì)算12</p><p>　　3.1.3實(shí)際板層數(shù)的確定12<

9、/p><p>　　3.2精餾塔工藝條件計(jì)算12</p><p>　　3.2.1操作壓強(qiáng)的選擇12</p><p>　　3.2.2操作溫度的計(jì)算13</p><p>　　3.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計(jì)算13</p><p>　　3.3.1 密度及流量13</p><p>　　

10、3.3.2液相表面張力的確定15</p><p>　　3.3.3 液體平均粘度計(jì)算15</p><p>　　3.4塔徑、塔高的確定16</p><p>　　3.4.1精餾段16</p><p>　　3.4.2提餾段18</p><p>　　3.4.3塔有效高度18</p><p>　

11、　3.4.4整體塔高19</p><p>　　3.5.塔板主要工藝參數(shù)確定19</p><p>　　3.5.1溢流裝置19</p><p>　　3.5.1.1堰長(zhǎng)lw19</p><p>　　3.5.1.2出口堰高h(yuǎn)w19</p><p>　　3.5.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af20</p>

12、;<p>　　3.5.1.4降液管底隙高度h021</p><p>　　3.5.2塔板布置及篩孔數(shù)目與排列21</p><p>　　3.5.2.1塔板的分塊21</p><p>　　3.5.2.2邊緣區(qū)寬度確定21</p><p>　　3.5.2.3開孔區(qū)面積Aa計(jì)算21</p><p>　　3

13、.5.2.4篩孔計(jì)算及其排列22</p><p>　　3.6.篩板的力學(xué)檢驗(yàn)22</p><p>　　3.6.1塔板壓降22</p><p>　　3.6.1.1干板阻力hc計(jì)算22</p><p>　　3.6.1.2氣體通過液層的阻力Hl計(jì)算23</p><p>　　3.6.1.3液體表面張力的阻力計(jì)算23

14、</p><p>　　3.6.1.4氣體通過每層塔板的液柱高h(yuǎn)p23</p><p>　　3.6.1.5塔板壓降計(jì)算24</p><p>　　3.6.2 篩板塔液面落差24</p><p>　　3.6.3液沫夾帶24</p><p>　　3.6.4漏液24</p><p>　　3.6.

15、5液泛25</p><p>　　3.7.塔板負(fù)荷性能圖25</p><p>　　3.7.1漏液線25</p><p>　　3.7.2液沫夾帶線25</p><p>　　3.7.3液相負(fù)荷下限線26</p><p>　　3.7.4液相負(fù)荷上限線27</p><p>　　3.7.5液泛線

16、27</p><p>　　3.7.6操作彈性27</p><p>　　3.8. 輔助設(shè)備及零件設(shè)計(jì)28</p><p>　　3.8.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）29</p><p>　　3.8.1.1設(shè)計(jì)和選用時(shí)應(yīng)考慮的問題29</p><p>　　3.8.1.2估計(jì)換熱面積30</p>&l

17、t;p>　　3.8.1.3核算管程、殼程的流速及Re:31</p><p>　　3.8.1.4核算流體阻力32</p><p>　　3.8.1.5計(jì)算傳熱系數(shù)33</p><p>　　3.8.2各種管尺寸的確定34</p><p>　　3.8.2.1進(jìn)料管34</p><p>　　3.8.2.2釜?dú)堃撼?/p>

18、料管34</p><p>　　3.8.2.3回流液管35</p><p>　　3.8.2.4再沸器蒸汽進(jìn)口管35</p><p>　　3.8.2.5 塔頂蒸汽進(jìn)冷凝器出口管35</p><p>　　3.8.2.6冷凝水管35</p><p>　　3.8.3原料預(yù)熱器36</p><p&g

19、t;　　3.8.5冷凝水泵38</p><p>　　3.9.設(shè)計(jì)結(jié)果匯總39</p><p>　　3.10. 參考文獻(xiàn)及設(shè)計(jì)手冊(cè)40</p><p><b>　　四．設(shè)計(jì)感想41</b></p><p><b>　　五．附錄42</b></p><p>　　5.1

20、GB8163無縫鋼管標(biāo)準(zhǔn)42</p><p>　　5.2 乙醇精餾工藝流程圖42</p><p>　　5.3板式塔總體結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖43</p><p>　　5.4設(shè)計(jì)中的注意點(diǎn)45</p><p>　　5.4.1板間距的初選45</p><p>　　5.4.2篩板塔正常操作的氣液流量范圍45</p>

21、<p>　　5.4.3關(guān)于負(fù)荷性能圖的幾點(diǎn)說明46</p><p><b>　　一、前 言</b></p><p><b>　　1.1總述</b></p><p>　　在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用吸收、解吸、精餾、萃取等單元操作，其中精餾是分離均相液體混合物的典型化工單元操作。其本質(zhì)是液、相間的質(zhì)量傳

22、遞與熱量傳遞。它是利用液體混合物中在工業(yè)中各組分揮發(fā)度不同而將其分離。工業(yè)上，廣泛應(yīng)用精餾方法分離液體混合物，從石油工業(yè)、酒精工業(yè)直至焦油分離，基本有機(jī)合成，空氣分離等等，特別是大規(guī)模的生產(chǎn)中精餾的應(yīng)用更為廣泛。</p><p>　　用以實(shí)現(xiàn)精餾操作的氣液傳質(zhì)設(shè)備即精餾塔。根據(jù)塔內(nèi)氣夜接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式，可分為篩板塔和填料塔。</p><p>　　篩板塔內(nèi)裝有若干層塔板，液體依靠重力自上而

23、下流過每層塔板；氣體則依靠壓強(qiáng)差的推動(dòng)，自下而上穿過各層塔板上的液層而流向塔頂，氣液兩相在塔內(nèi)進(jìn)行逐級(jí)接觸。在正常操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)則裝有各種形式的填料，氣液兩相沿塔做連續(xù)逆流接觸，其傳質(zhì)和傳熱的場(chǎng)所為填料的潤(rùn)濕表面。</p><p>　　與填料塔相比，篩板塔處理量大、效率高、清洗檢修方便且造價(jià)低。而篩板塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低廉、篩板塔壓降小、液面

24、落差也較小、生產(chǎn)能力及塔板效率都較高，故應(yīng)用廣泛。</p><p>　　本次設(shè)計(jì)就是針對(duì)水乙醇體系，乙醇—水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來，由于燃料價(jià)格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢(shì)，且已在鄭州、濟(jì)南等地的公交、出租車行業(yè)內(nèi)被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料乙醇的法

25、規(guī)。</p><p>　　長(zhǎng)期以來，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇—水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對(duì)于得到高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進(jìn)乙醇—水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。</p><p>　　由于此次設(shè)計(jì)時(shí)間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以便訂正。</p><p>　　1.2精餾操作對(duì)塔設(shè)備的

26、要求</p><p>　　精餾所進(jìn)行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：</p><p>　　(１) 氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時(shí)，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。</p><

27、p>　　(２) 操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣(汽)、液負(fù)荷有較大范圍的變動(dòng)時(shí)，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長(zhǎng)期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。</p><p>　　(３) 流體流動(dòng)的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動(dòng)力消耗，從而降低操作費(fèi)用。對(duì)于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個(gè)系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。</p><p>　　(４

28、) 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量小，制造和安裝容易。</p><p>　　(５) 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。</p><p>　　(６) 塔內(nèi)的滯留量要小。</p><p>　　實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨(dú)特的優(yōu)點(diǎn)，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進(jìn)行選型。</p>

29、<p><b>　　1.3板式塔類型</b></p><p>　　氣－液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的設(shè)計(jì)將在其他分冊(cè)中作詳細(xì)介紹，故本書將只介紹板式塔。</p><p>　　板式塔為逐級(jí)接觸型氣－液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形

30、塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。</p><p>　　板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動(dòng)噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國(guó)內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，因此，本章只討論浮閥塔

31、與篩板塔的設(shè)計(jì)。</p><p><b>　　1.3.1篩板塔</b></p><p>　　篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：</p><p>　　(１) 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。</p><p>　　(２) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％

32、。</p><p>　　(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。</p><p>　　(４) 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。</p><p><b>　　篩板塔的缺點(diǎn)是：</b></p><p>　　(１) 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。</p><p>　　(２) 操

33、作彈性較小(約2～3)。</p><p>　　(３)小孔篩板容易堵塞。</p><p><b>　　1.3.2浮閥塔</b></p><p>　　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(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、

34、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)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。國(guó)外浮閥塔徑，大者可達(dá)10m，塔高可達(dá)80m，板數(shù)有的多達(dá)數(shù)百塊。</p><p>　　浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因?yàn)樗哂邢铝刑攸c(diǎn)：</p><p>　　(１) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2

35、0～40％，而接近于篩板塔。</p><p>　　(２) 操作彈性大，一般約為5～9，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。</p><p>　　(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。</p><p>　　(４) 壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為400～660N/m2。</p><p>　　(５) 液面梯度小。 </p&g

36、t;<p>　　(６) 使用周期長(zhǎng)。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。</p><p>　　(７) 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔板的60～80％,為篩板塔的120～130％。</p><p><b>　　二. 設(shè)計(jì)說明書</b></p><p>　　2.1設(shè)計(jì)參數(shù)的確定</p><p>　

37、　確定設(shè)計(jì)參數(shù)是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式、余熱利用方案以及安全、調(diào)節(jié)機(jī)構(gòu)和測(cè)量控制儀表的設(shè)置等。下面結(jié)合課程設(shè)計(jì)的需要，對(duì)某些問題作些闡述。</p><p>　　2.1.1進(jìn)料熱狀態(tài)</p><p>　　進(jìn)料狀態(tài)：0<q<1 汽液混合物 取q=0.5</p&g

38、t;<p><b>　　2.1.2加熱方式</b></p><p>　　蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。飽和水蒸汽的溫度與壓力互為單值函數(shù)關(guān)系，其溫度可通過壓力調(diào)節(jié)。同時(shí)，飽和水蒸汽的冷凝潛熱較大，價(jià)格較低廉，因此通常用飽和水蒸汽作為加熱劑。所以精餾塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)。由于乙醇—水體系中，乙醇是輕組分，水

39、由塔底排出，且水的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，這時(shí)只需在塔底安裝一個(gè)鼓泡管，于是可省去一個(gè)再沸器，并且可以利用壓力較底的蒸汽進(jìn)行加熱，無論是設(shè)備費(fèi)用還是操作費(fèi)用都可以降低。所以本設(shè)計(jì)應(yīng)采用再沸器提供熱量，采用3kgf/cm2（溫度130℃）間接水蒸汽加熱。</p><p>　　2.1.3回流比（R）的選擇</p><p>　　實(shí)際操作的R必須大于Rmin，但并無上限限制。選定操作R時(shí)

40、應(yīng)考慮，隨R選值的增大，塔板數(shù)減少，設(shè)備投資減少，但因塔內(nèi)氣、液流量L，V，L’，V’增加，勢(shì)必使蒸餾釜加熱量及冷凝器冷卻量增大，耗能增大，既操作費(fèi)用增大。若R值過大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設(shè)備投資也隨之有所增大。其設(shè)備投資操作費(fèi)用與回流比之間的關(guān)系如下圖所示。總費(fèi)用最低點(diǎn)對(duì)應(yīng)的R值稱為最佳回流比。設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)技術(shù)經(jīng)濟(jì)核算確定最佳R值，常用的適宜R值范圍為：R＝（1.2～2）Rmin。本設(shè)計(jì)考慮以上原則，選用：R＝1.6Rmi

41、n。</p><p>　　2.1.4 塔頂冷凝水的選擇</p><p>　　采用深井水，溫度t＝12℃</p><p>　　2.2確定設(shè)計(jì)方案的原則</p><p>　　確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點(diǎn)

42、：</p><p>　　(1) 滿足工藝和操作的要求</p><p>　　所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計(jì)算

43、傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測(cè)生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。</p><p>　　(2) 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求</p><p>　　要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟敗⑺椎膹U熱，就能節(jié)約很多生

44、蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。</p><p>　　降低生產(chǎn)成本是各部門的經(jīng)常性任務(wù)，因此在設(shè)計(jì)時(shí)，是否合理利用熱能，采用哪種加熱方式，以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。而且，應(yīng)結(jié)合具體條件，選擇最佳方案。例

45、如，在缺水地區(qū)，冷卻水的節(jié)省就很重要；在水源充足及電力充沛、價(jià)廉地區(qū)，冷卻水出口溫度就可選低一些，以節(jié)省傳熱面積。</p><p>　　(3) 保證安全生產(chǎn)</p><p>　　例如我們體系中，產(chǎn)品的酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。</p>&

46、lt;p>　　以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對(duì)第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。</p><p>　　2.3流程簡(jiǎn)介及流程圖</p><p><b>　　2.3.1流程簡(jiǎn)介</b></p><p>　　含乙醇0.30（mol fraction）的乙醇－水混

47、合液經(jīng)過預(yù)熱器，預(yù)熱到氣化率1-q=0.5時(shí)。進(jìn)入精餾塔后分離，塔頂蒸汽冷凝后有一部分作為產(chǎn)品（含乙醇0.88），一部分回流再進(jìn)入塔中，塔底殘留液給再沸器加熱后，部分進(jìn)入塔中，部分液體作為產(chǎn)品排出塔體（含乙醇0.01）。</p><p><b>　　2.3.2流程圖</b></p><p><b>　　三．設(shè)計(jì)計(jì)算書</b></p>

48、<p>　　3.1理論塔板數(shù)的計(jì)算與實(shí)際板數(shù)的確定</p><p>　　3.1.1理論板數(shù)計(jì)算</p><p>　　3.1.1.1物料衡算</p><p>　　已知進(jìn)料量F＝200kmol/h，進(jìn)料組成XF＝0.30，進(jìn)料q＝0.5</p><p>　　設(shè)計(jì)要求：XD＝0.88，Xw=0.01</p><p&g

49、t;<b>　　衡算方程 ： </b></p><p>　　式中: F、D、W——分別為原料液、餾出液和釜?dú)堃毫髁浚琸mol/h；</p><p>　　XF、XD、XW——分別為原料液、餾出液和釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的摩爾分率。</p><p>　　3.1.1.2汽液平衡數(shù)據(jù)（760mm Hg）</p><p>　　3.1

50、.1.3 q線方程及Rmin和R的確定 </p><p>　　XF＝0.3 q＝0.5q線方程為：。</p><p>　　由于乙醇和水體系平衡線在某范圍內(nèi)出現(xiàn)具有下凹的曲線段，如圖所示，最小回流比Rmin出現(xiàn)在操作線首次與平衡線相切線。通過作圖法求得（如上圖所示），則Rmin=3。 </p><p><b>　　所以:&l

51、t;/b></p><p>　　3.1.2實(shí)際塔板的確定</p><p>　　3.1.2.1精餾段和提餾段氣液流量的確定</p><p>　　已知 D＝66.67kmol/h R＝4.8</p><p>　　精餾段：L＝RD＝4.8×66.67=320.016kmol/h</p><p>　　V＝（

52、R＋1）D＝5.8×66.67=386.686 kmol/h</p><p>　　提餾段：L’＝L＋qF＝320.016+100=420.016 kmol/h</p><p>　　V’＝V-(1－q)F＝386.686-100＝286.686kmol/h</p><p>　　3.1.2.2操作線方程的確定</p><p>　　通過兩

53、點(diǎn)方法確定操作線方程（XD，XD）＝（0.88，0.88） （XW，XW）＝（0.01,0.01）</p><p>　?、窬s段操作線方程：</p><p>　　Ⅱ提餾段操作線方程： </p><p>　　3.1.2.3理論塔板的計(jì)算</p><p>　　由于乙醇—水體系為非理想體系，所以理論塔板數(shù)的求解用圖解法來求。由以下圖可以確定，總理

54、論板數(shù)為26塊，因?yàn)檎麴s板相當(dāng)于一塊理論板，故總的理論板數(shù)為25塊，進(jìn)料位置第24塊板。</p><p>　　3.1.3實(shí)際板層數(shù)的確定</p><p>　　N精=23/0.52=44.23≈45</p><p>　　N提=2/0.52=3.846≈4</p><p>　　NP＝N精+N提＝45+4=49塊</p><p&

55、gt;　　3.2精餾塔工藝條件計(jì)算 </p><p>　　3.2.1操作壓強(qiáng)的選擇</p><p>　　應(yīng)該根據(jù)處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性原則。對(duì)熱敏物料，一般采用減壓操作，可使相對(duì)揮發(fā)度增大，利于分離，但壓力減小，導(dǎo)致塔徑增加，要使用抽空設(shè)備。對(duì)于物性無特殊要求的采用常壓操作。由于苯-甲苯體系對(duì)溫度的依賴性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓&

56、lt;/p><p>　　其中 塔頂壓力P頂=101.3+4=105.3kPa </p><p>　　塔底壓力要求P底<=1.5atm </p><p>　　單板壓降ΔP=0.7kPa</p><p>　　進(jìn)料板壓力PF=105.3+0.7*23=117.4 kPa</p><p>　　精餾段平均壓力Pm，精=（1

57、05.3+117.4）/2=111.35 kPa </p><p>　　塔底壓力P底=105.3+0.7*49=139.6 kPa<1.5atm,滿足要求</p><p>　　提餾段平均壓力Pm，提=（139.6+117.4）/2=128.5 kPa </p><p>　　平均操作壓力Pm=(105.3+139.6)/2 kPa=122.45 kP

58、a</p><p>　　3.2.2操作溫度的計(jì)算</p><p>　　I．汽液混合進(jìn)料（q=0.5）：XF＝0.30 由于剛開始進(jìn)料時(shí)的塔板的汽液平衡為x = 0.0690, y = 0.3757，即查平衡時(shí)t-x-y圖知 tF=89.38℃。</p><p>　　進(jìn)料板上一塊塔板上組分為x＝0.2715 所以該板上溫度為：</p><p&g

59、t;　　進(jìn)料板下一塊塔板上組分為x＝0.0110 所以該板上溫度為：</p><p>　　II.塔頂溫度:tD=78.18℃ 塔底溫度：tw=97.63℃</p><p>　　III.精餾段平均溫度：</p><p><b>　　提餾段平均溫度： </b></p><p><b>　　全塔平均溫度 ℃<

60、;/b></p><p>　　3.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計(jì)算</p><p>　　3.3.1 密度及流量</p><p><b>　　乙醇分子量為：</b></p><p><b>　　水的分子量為：</b></p><p><b>　?、瘛?/p>

61、精餾段</b></p><p>　　精餾段 查t-x-y圖得 xa＝0.4609，ya＝0.6377</p><p>　　此時(shí)對(duì)應(yīng)的密度：=732.86=971.68</p><p><b>　　液相平均分子量：</b></p><p><b>　　氣相平均分子量：</b></p&

62、gt;<p><b>　　液相密度：</b></p><p>　　氣相密度：（氣相視為理想氣體）</p><p><b>　　液相流量：</b></p><p><b>　　氣相流量：</b></p><p><b>　?、?、提餾段</b>&

63、lt;/p><p><b>　　提餾段平均溫度：</b></p><p>　　查t-x-y圖得 xa’＝0.011，ya’＝0.094</p><p>　　此時(shí)對(duì)應(yīng)的密度：= 714.22= 974.25</p><p><b>　　液相平均分子量：</b></p><p>&l

64、t;b>　　氣相平均分子量：</b></p><p><b>　　液相密度：</b></p><p>　　氣相密度：（氣相視為理想氣體）</p><p><b>　　液相流量：</b></p><p><b>　　氣相流量：</b></p>&l

65、t;p>　　3.3.2液相表面張力的確定</p><p><b>　　塔頂液相表面張力：</b></p><p>　　=78.18℃, =17.4 ,=62.4</p><p>　　=0.88*17.4+(1-0.88)*62.4=22.8</p><p>　　進(jìn)料板液相表面張力：</p><

66、;p>　　TF=89.38℃, =16.3, =60.3</p><p>　　=0.069*16.3+(1-0.069)*60.3=57.264</p><p><b>　　塔底液相表面張力：</b></p><p>　　Tw=97.63℃，=15.6，=58.7</p><p>　　=0.01*15.6+0.99

67、*58.7=58.27</p><p>　　精餾段平均液相表面張力： </p><p>　　提餾段平均液相表面張力： </p><p>　　全塔平均液相表面張力： </p><p>　　3.3.3 液體平均粘度計(jì)算</p><p><b>　　塔頂液體粘度:</b></p>

68、<p>　　=78.18℃,=0.4397,=0.3641</p><p><b>　　進(jìn)料板液體粘度：</b></p><p>　　TF=89.38℃, =0.3731,=0.3158</p><p><b>　　塔底液體粘度：</b></p><p>　　, =0.3321,

69、=0.2869</p><p>　　精餾段平均液相粘度：(+)/2=0.375</p><p>　　提餾段平均液相粘度：(+)/2=0.305</p><p>　　全塔平均液相粘度： (+)/2=0.360</p><p>　　3.4塔徑、塔高的確定</p><p><b>　　3.4.1精餾段</

70、b></p><p>　　欲求塔徑應(yīng)先求出空塔氣速 u＝安全系數(shù)×umax </p><p><b>　　功能參數(shù)： </b></p><p>　　取塔板間距=0.45m，板上液層高度，</p><p><b>　　那么分離空間：</b></p><p>　

71、　從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于 （C：氣體負(fù)荷因子，與 HT、 液體表面張力和兩相接觸狀況有關(guān)）。 </p><p>　　u=0.7=0.7*2.28=1.596</p><p>　　圓整得 D=1.6m，且由塔板間距和塔徑的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系表（如下）知，塔徑D為1.6m，塔板間距為0.45m，符合題意。</p><p>　　塔板間距和塔徑的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系</p>

72、;<p><b>　　圓整后，代入</b></p><p>　　實(shí)際泛點(diǎn)百分率： 則圓整的數(shù)符合要求。</p><p><b>　　塔截面積：</b></p><p><b>　　空塔氣速：</b></p><p><b>　　3.4.2提餾段</

73、b></p><p><b>　　功能參數(shù)：</b></p><p>　　取塔板間距，板上液層高度，那么分離空間：</p><p>　　從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于</p><p>　　故圓整取，符合塔板間距和塔徑的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系。</p><p><b>　　且圓整后，代入</b&

74、gt;</p><p>　　實(shí)際泛點(diǎn)百分率： 則圓整的數(shù)不符合要求。</p><p><b>　　將圓整取</b></p><p><b>　　圓整后，代入</b></p><p>　　實(shí)際泛點(diǎn)百分率： 則圓整的數(shù)符合要求。</p><p><b>　　即</

75、b></p><p><b>　　塔截面積： </b></p><p><b>　　空塔氣速：</b></p><p>　　由于精餾段與提留段的D不相同，故設(shè)計(jì)中的塔徑應(yīng)采用變徑塔。</p><p>　　3.4.3塔有效高度</p><p><b>　　精餾

76、段有效高度 </b></p><p><b>　　提餾段有效高度</b></p><p>　　從塔頂開始每隔7塊板開一個(gè)人孔，其直徑為0.6米,開人孔的兩塊板間距取0.7米,所以應(yīng)多加高(0.7-0.45)×7=1.75m。</p><p>　　Z=++1.75=22.9m</p><p><

77、b>　　3.4.4整體塔高</b></p><p><b>　　(1)塔頂空間HD</b></p><p>　　取=1.6=0.72m,</p><p><b>　　(2)塔底空間</b></p><p>　　塔底儲(chǔ)液高度依停留4min而定</p><p>

78、　　取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間再開一直徑為0.6米的人孔。</p><p>　　(3)整體塔高 取整H=25m</p><p>　　3.5.塔板主要工藝參數(shù)確定</p><p><b>　　3.5.1溢流裝置</b></p><p>　　選用單溢流弓形管降液管，不設(shè)進(jìn)口堰,采用凹形受液盤。</p&

79、gt;<p>　　3.5.1.1堰長(zhǎng)lw</p><p><b>　　精餾段：取堰長(zhǎng)</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　3.5.1.2出口堰高h(yuǎn)w</p><p><b>　　精餾段：</b></p><

80、p><b>　　其中</b></p><p>　　how=0.0150m > 6mm 符合要求。</p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　取 </b></p><p><b>　　則 </b></p&g

81、t;<p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　其中</b></p><p>　　how’= 0.0145m > 6mm 符合要求</p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　取</b>&

82、lt;/p><p><b>　　則 </b></p><p>　　3.5.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af</p><p><b>　　查圖知</b></p><p><b>　　可得 </b></p><p><b>　　精餾段：</b&

83、gt;</p><p><b>　　，</b></p><p>　　驗(yàn)算液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間：</p><p>　　停留時(shí)間>5s 故降液管尺寸可用。</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　驗(yàn)算液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間：</p>

84、<p>　　停留時(shí)間>5s 故降液管尺寸可用。</p><p>　　3.5.1.4降液管底隙高度</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　，取，則=</b></p><p>　　，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p><p>

85、<b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　，取，則=</b></p><p>　　，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　3.5.2塔板布置及篩孔數(shù)目與排列</p><p>　　3.5.2.1塔板的分塊</p><p>　　由于精餾段D取1.6m，精

86、餾段D取1m，皆符合D≥800mm，故塔板采用分層，查表精餾段塔板分為4塊，提餾段塔板分為3塊。</p><p><b>　　塔板分塊數(shù)</b></p><p>　　3.5.2.2邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　精餾段：取入口安定區(qū)和出口安定區(qū) </p><p><b>　　取邊緣區(qū)</b>&l

87、t;/p><p>　　提餾段：取入口安定區(qū)和出口安定區(qū) </p><p><b>　　取邊緣區(qū)</b></p><p>　　3.5.2.3開孔區(qū)面積計(jì)算</p><p>　　精餾段：，r=0.8-0.05=0.75m，=1.74</p><p>　　提餾段：，r=0.55-0.03=0.52m，=0.

88、92</p><p>　　3.5.2.4篩孔計(jì)算及其排列</p><p>　　物系無腐蝕性，選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔直徑。</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　篩孔數(shù)目n為個(gè)</b&g

89、t;</p><p><b>　　開孔率為</b></p><p>　　氣體通過閥孔的氣速:</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　篩孔數(shù)目為個(gè)</b></p><p><b>　　開孔率為</b>

90、;</p><p>　　氣體通過閥孔的氣速:</p><p>　　3.6.篩板的力學(xué)檢驗(yàn)</p><p><b>　　3.6.1塔板壓降</b></p><p>　　3.6.1.1干板阻力計(jì)算</p><p>　　由查圖得=0.772</p><p>　　則由于開孔率，故簡(jiǎn)

91、化為：</p><p><b>　　精餾段：液柱</b></p><p><b>　　提餾段：液柱</b></p><p>　　3.6.1.2氣體通過液層的阻力Hl計(jì)算</p><p>　　查表得β=0.565</p><p><b>　　查表得=0.55</

92、b></p><p><b>　　精餾段：（液柱）</b></p><p><b>　　提餾段：（液柱）</b></p><p>　　3.6.1.3液體表面張力的阻力計(jì)算計(jì)算</p><p><b>　　精餾段：=液柱</b></p><p>&l

93、t;b>　　提餾段：=液柱</b></p><p>　　3.6.1.4氣體通過每層塔板的液柱高</p><p><b>　　可按下計(jì)算</b></p><p>　　精餾段：=0.0418+0.0367+0.00411=0.0826m液柱</p><p>　　提餾段：=0.0409+0.0355+0.00

94、489=0.08129m液柱</p><p>　　3.6.1.5塔板壓降計(jì)算</p><p>　　氣體通過篩板的壓降，</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　提餾段：（存在問題）</p><p>　　3.6.2 篩板塔液面落差</p><p>　

95、　當(dāng)液體橫向流過塔板時(shí)，為克服板上的摩擦阻力和板上構(gòu)件的局部阻力，需要一定的液位差，此即頁面落差。篩板上由于沒有突起的汽液接觸構(gòu)件，故液面落差較小。在正常的液體流量范圍內(nèi)，對(duì)于D≤1600mm的篩板，液面落差可忽略不計(jì)。</p><p><b>　　3.6.3液沫夾帶</b></p><p>　　(kg液/kg氣) </p><p><b

96、>　　精餾段：</b></p><p><b>　　,</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　,</b></p><p>　　本設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍0.1 kg液/kg氣內(nèi),符合要求。</p>&

97、lt;p><b>　　3.6.4漏液</b></p><p><b>　　篩板塔,漏液點(diǎn)氣速</b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　精餾段：=8.573m/s,提餾段：=12.208m/s</p><p>　　實(shí)際孔速:精餾段＞,提餾段＞&l

98、t;/p><p>　　穩(wěn)定系數(shù):精餾段，提餾段</p><p>　　均大于1.5,所以設(shè)計(jì)無明顯液漏符合要求.</p><p><b>　　3.6.5液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高</p><p>　　對(duì)于設(shè)計(jì)中的乙醇-水體系φ=0.5, </p>

99、<p>　　由于板上不設(shè)進(jìn)口堰，且</p><p><b>　　則m液柱</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　所以不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象,符合設(shè)計(jì)要求。</p><p&g

100、t;　　3.7.塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　3.7.1漏液線</b></p><p><b>　　由=</b></p><p><b>　　得</b></p><p><b>　　精餾段：=</b></p><p>

101、<b>　　得=</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　3.7.2液沫夾帶線</p><p>　　以kg液/kg氣為限求-關(guān)系：</p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　精餾時(shí)&l

102、t;/b></p><p><b>　　提餾時(shí)</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　m </b></p><p><b>　　精餾段,&

103、lt;/b></p><p><b>　　整理得</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　解得</b></p><p>　　3.7.3液相負(fù)荷下限線</p><p>　　以作為規(guī)定最小液體負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。<

104、/p><p><b>　　精餾段： </b></p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　提餾段： </b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　3.7.4液相負(fù)荷上限線</p&

105、gt;<p>　　以θ=4s作為液體在降液管中停留的下限。</p><p><b>　　精餾段：故</b></p><p><b>　　提餾段：故</b></p><p><b>　　3.7.5液泛線</b></p><p><b>　　由，，，<

106、/b></p><p><b>　　得</b></p><p><b>　　其中帶入數(shù)據(jù)</b></p><p><b>　　精餾段 提餾段</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b&

107、gt;　　提餾段：</b></p><p><b>　　3.7.6操作彈性</b></p><p>　　由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。</p><p>　　根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)在正常的操作范圍內(nèi)，作出操作線。</p><p><b>　　由圖，</b>

108、</p><p>　　故精餾段操作彈性為/=3.43</p><p><b>　　由圖，</b></p><p>　　故提餾段操作彈性為/=3.84</p><p>　　精餾段提餾段操作彈性均大于3,符合要求。</p><p>　　3.8. 輔助設(shè)備及零件設(shè)計(jì)</p><p&

109、gt;　　3.8.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）</p><p>　　3.8.1.1設(shè)計(jì)和選用時(shí)應(yīng)考慮的問題</p><p>　　(1) 冷熱流體流動(dòng)通道的選擇</p><p>　　a、不潔凈或易結(jié)垢的液體宜在管程，因管內(nèi)清洗方便，但U形管式的不宜走管程；</p><p>　　b、腐蝕性流體宜在管程，以免管束和殼體同時(shí)受到腐蝕；</p&g

110、t;<p>　　c、壓力高的流體宜在管內(nèi)，以免殼體承受壓力；</p><p>　　d、飽和蒸汽宜走殼程，飽和蒸汽比較清潔，而且冷凝液容易排出；</p><p>　　e、被冷卻的流體宜走殼程，便于散熱；</p><p>　　f、若兩流體溫差大，對(duì)于剛性結(jié)構(gòu)的換熱器，宜將給熱系數(shù)大的流體通入殼程，以減小熱應(yīng)力；</p><p>　　

111、g、流量小而粘度大的流體一般以殼程為宜，因在殼程即可達(dá)到湍流。但這不是絕對(duì)的，如果流動(dòng)阻力損失允許，將這種流體通入管內(nèi)并采用多管程結(jié)構(gòu)，反而會(huì)得到更高的給熱系數(shù)。</p><p>　　以上各點(diǎn)常常不可能同時(shí)滿足，而且有時(shí)還會(huì)相互矛盾，故應(yīng)根據(jù)具體情況，抓住主要方面，作出適宜的決定。</p><p>　　(2) 流動(dòng)方式的選擇</p><p>　　除逆流和并流之外，在

112、列管式換熱器中冷、熱流體還可以作各種多管程多殼程的復(fù)雜流動(dòng)。當(dāng)流量一定時(shí)，管程或殼程越多，對(duì)流傳熱系數(shù)越大，對(duì)傳熱過程越有利。但是，采用多管程或多殼程必導(dǎo)致流體阻力損失，即輸送流體的動(dòng)力費(fèi)用增加。因此，在決定換熱器的程數(shù)時(shí)，需權(quán)衡傳熱和流體輸送兩方面的損失。當(dāng)采用多管程或多殼程時(shí)，列管式換熱器內(nèi)的流動(dòng)形式復(fù)雜，對(duì)數(shù)平均值的溫差要加以修正。</p><p>　　(3) 換熱管規(guī)格和排列選擇</p>&

113、lt;p>　　換熱管直徑越小，換熱器單位容積的傳熱面積越大。因此對(duì)于潔凈的流體可完管徑可取得小些。但對(duì)于不潔凈或易結(jié)垢的流體，管徑應(yīng)取的大些，以免堵塞。為了制造和維修的方便，我國(guó)目前試行的系列標(biāo)準(zhǔn)規(guī)定采用19×2mm和25×2.5mm兩種規(guī)格，管長(zhǎng)有1.5、2.0、3.0、6.0m，</p><p>　　排列方式：正三角形、正方形直列和錯(cuò)列排列，見下圖：</p><p

114、>　　各種排列方式的優(yōu)點(diǎn)：</p><p><b>　　(4)折流擋板</b></p><p>　　安裝折流擋板的目的是為提高殼程對(duì)流傳熱系數(shù)，為取得良好的效果，擋板的形狀和間距必須適當(dāng)。</p><p>　　對(duì)圓缺形擋板而言，弓形缺口的大小對(duì)殼程流體的流動(dòng)情況有重要影響。由下圖可以看出，弓形缺口太大或太小都會(huì)產(chǎn)生"死區(qū)&quo

115、t;，既不利于傳熱，又往往增加流體阻力。擋板的間距對(duì)殼體的流動(dòng)亦有重要的影響。間距太大，不能保證流體垂直流過管束，使管外表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)下降；間距太小，不便于制造和檢修，阻力損失亦大。一般取擋板間距為殼體內(nèi)徑的0.2～1.0倍。</p><p>　　a.切除過少 b.切除適當(dāng) c.切除過多</p><p>　　所以對(duì)于乙醇－水體系，由于循環(huán)冷卻水較易結(jié)垢，為便于水垢清洗，

116、應(yīng)使蒸氣走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式。其結(jié)構(gòu)可參考下圖：</p><p>　　3.8.1.2估計(jì)換熱面積</p><p>　　①乙醇—水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)</p><p><b>　　冷凝蒸汽量：</b></p><p>　　混合氣單位冷凝熱 </p><p>　?、冢淠紲貫?

117、2℃，取冷凝器出口水溫為30℃，在平均溫度</p><p><b>　　物性數(shù)據(jù)如下：</b></p><p>　?、踑. 設(shè)備的熱參數(shù)： </p><p><b>　　b．水的流量： </b></p><p><b>　　c．平均溫度差： </b></p>&

118、lt;p>　　d．根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計(jì)表”由“冷凝有機(jī)液體蒸汽到水”</p><p>　　傳熱面積的估計(jì)值為： </p><p>　?、苓x型，有關(guān)參量見下表：</p><p>　　3.8.1.3核算管程、殼程的流速及Re:</p><p><b>　?。ㄒ唬┕艹?lt;/b></p><p>&l

119、t;b>　　流通截面積：</b></p><p><b>　　管內(nèi)水的流速</b></p><p><b>　　當(dāng)量直徑 </b></p><p><b>　?。ǘこ?lt;/b></p><p>　　流通截面積： 取=31 </p><p&

120、gt;　　取折流板間距 h=100mm，</p><p><b>　　管內(nèi)乙醇—水流速</b></p><p>　　3.8.1.4核算流體阻力</p><p><b>　　a管程流體阻力核算</b></p><p><b>　　已知管程流體阻力</b></p>&

121、lt;p>　　設(shè)管壁粗糙度ε為0.1mm，則ε/d=0.005,</p><p>　　查得摩擦系數(shù)λ=0.036</p><p>　　且本設(shè)計(jì)換熱管 結(jié)垢校正系數(shù)Ft，無因次， 的換熱管Ft取值為1.4。</p><p>　　故管程壓力損失均符合要求。</p><p><b>　　b殼程流體阻力核算</b><

122、/p><p><b>　　殼程流體阻力</b></p><p>　　因?yàn)镽eo=9294.1>500，故</p><p>　　管子排列為正三角形排列，取F=0.5</p><p><b>　　擋板數(shù) </b></p><p>　　流通截面積： 取=31</p>

123、<p>　　且本設(shè)計(jì)換熱管 結(jié)垢校正系數(shù)FS，無因次，對(duì)于氣體FS=1.0，則：</p><p>　　故殼程壓力損失均符合要求。</p><p>　　3.8.1.5計(jì)算傳熱系數(shù)</p><p><b>　　a管程對(duì)流給熱系數(shù)</b></p><p>　　由于膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管。</p>

124、<p><b>　　對(duì)流給熱系數(shù)：</b></p><p>　　0.4=1.49×104</p><p><b>　　b殼程對(duì)流給熱系數(shù)</b></p><p>　　=0.36=4689.58</p><p><b>　　c計(jì)算傳熱系數(shù)</b></p&

125、gt;<p>　　取污垢熱阻 Rs0.15m℃/kW Rso=0.58 m℃/kW。</p><p>　　以管外面積為基準(zhǔn) 則K=</p><p><b>　　計(jì)算傳熱面積</b></p><p>　　所選換熱器實(shí)際面積為：</p><p><b>　　A=n=</b></p

126、><p><b>　　裕度</b></p><p><b>　　所選換熱器合適。</b></p><p>　　3.8.2各種管尺寸的確定</p><p>　　3.8.2.1進(jìn)料管</p><p><b>　　乙醇分子量為：</b></p>&l

127、t;p><b>　　水的分子量為：</b></p><p>　　此時(shí)對(duì)應(yīng)的密度：= 781.44= 993.70</p><p><b>　　進(jìn)料體積流量</b></p><p>　　取適宜的輸送速度，故</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：</p><p&g

128、t;<b>　　實(shí)際管內(nèi)流速： </b></p><p>　　3.8.2.2釜?dú)堃撼隽瞎?lt;/p><p>　　釜?dú)堃旱捏w積流量： </p><p>　　取適宜的輸送速度，則</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格： </p><p><b>　　實(shí)際管內(nèi)流速：</b>

129、;</p><p>　　3.8.2.3回流液管</p><p><b>　　回流液體積流量</b></p><p>　　利用液體的重力進(jìn)行回流，取適宜的回流速度，那么</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：</p><p><b>　　實(shí)際管內(nèi)流速：</b><

130、;/p><p>　　3.8.2.4再沸器蒸汽進(jìn)口管</p><p>　　V’＝V-(1－q)F＝386.686-100＝286.686kmol/h</p><p>　　即V’=286.686×18.30/1.45m3/h=3618m3/h=1 m3/s</p><p>　　設(shè)蒸汽流速為10m/s,</p><p>

131、;　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：</p><p><b>　　實(shí)際管內(nèi)流速：</b></p><p>　　3.8.2.5 塔頂蒸汽進(jìn)冷凝器出口管</p><p>　　V＝(R＋1)D＝5.8×66.67=386.686 kmol/h</p><p>　　即V=386.686×42.704/1.24

132、m3/h=13316.9m3/h=3.7m3/s</p><p>　　設(shè)蒸汽流速為15m/s,</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：</p><p><b>　　實(shí)際管內(nèi)流速：</b></p><p>　　3.8.2.6冷凝水管</p><p>　　深井水溫度為12，水的物性數(shù)據(jù)：&

133、lt;/p><p><b>　　，,</b></p><p>　　深井水的質(zhì)量流率，取流速為2m/s</p><p><b>　　管徑</b></p><p>　　選取 Φ219×12mm熱軋無縫鋼管。</p><p><b>　　實(shí)際流速為</b>

134、;</p><p>　　3.8.3原料預(yù)熱器</p><p>　　原料加熱：采用壓強(qiáng)為270.25kPa的飽和水蒸汽，溫度為130℃，加熱至原料汽液共存點(diǎn)，采用逆流加熱，查表Cp,乙醇=2.94 kJ/(kg?K) Cp,水 =4.23 kJ/(kg?K)。 已知初始狀態(tài)：XF=0.30（摩爾分?jǐn)?shù)）。</p><p>　　根據(jù)上式可知：Cpc=2.94&#

135、215;0.30+4.23×0.70=3.843kJ/(kg?K)。</p><p>　　設(shè)加熱原料溫度由20℃到89.38℃ </p><p>　　考慮到5%的熱損失后選擇傳熱系數(shù)K=800 w/(m2?K)計(jì)算傳熱面積： </p><p>　　取安全系數(shù)為0.8 </p><p>　　A實(shí)際=7.03/0.8=8.7