乙醇-水溶液连续精馏塔优化工艺设计

1、化工原理课程设计乙醇-水溶液连续精馏塔优化工艺设计姓 名：XXX XXXX学 号：XXXXXX XXXXX学 校：XXXXXXXXX班 级：XXXXXXXXXX指导老师：XXXX时 间：XXXXXX摘要化工生产常常需要进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有效组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的差异并借助多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有很重要的地位。因此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔形的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计采用的筛板塔是化工生产

2、中非常重要的气液传质设备。此设计对二元物系的精馏问题进行了详尽的分析、计算、选取、核算、绘图等，是比较完整的比较精确的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛应用。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺计算，工艺参数的选定，泡点进料，泡点回流，设备的结构设计，工艺尺寸的设计，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，我们可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。 关键词：乙醇；水；精馏段；提馏段；筛板塔。目录第一章 前言第二章 绪论2.1 设计任务62.2

3、设计方案 62.3 技术支持7第三章 塔板的工艺设计3.1 常压下乙醇-水气液平衡组成与温度的关系83.2 精馏塔全塔物料衡算93.3 精馏段的物性衡算113.4 提馏段的物性衡算143.5 板效率及实际塔板数的确定173.6 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算183.7提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算21第四章 塔板的流体力学验算4.1精馏段塔板流体力学验算244.2提馏段塔板流体力学验算274.3 精馏段塔板负荷性能图294.4 提馏段塔板负荷性能图33第五章 塔附件设计5.1 换热器的选择365.2直接蒸汽加热热量衡算375.3冷凝器375.4馏出液冷却器385.5釜液冷却器395.6 换热器

4、规格汇总表405.7 输送泵的选择40第六章 塔的主要接管尺寸的选取6.1 塔顶蒸汽管路426.2塔顶冷凝水管路426.3塔顶液相回流管路426.4加料管路436.5塔釜残液流出管路436.6冷却水出口管路446.7塔顶馏出液管路456.8接口管路汇总表45第七章 塔总体高度的设计7.1塔高的确定467.2塔顶空间的确定467.3塔底空间的确定467.4有效塔高的确定467.5塔顶封头HF的确定467.6裙座高度HS的确定467.7人孔477.8塔板结构的确定47第八章 设计方案讨论及总结47设计结果概要及汇总表49符号一览表54 参考文献56附录57第一章 前言大三下学期的最后几周，在老师的

5、英明指导下，我们进行了化工原理的课程设计。本次设计的目的是把我们大学里所学过的理论知识都串联起来，并将它们灵活运用到实际应用中，以加深我们对理论知识的理解及应用能力。 本次设计的任务是设计优化乙醇-水溶液连续精馏塔。设计过程中，我们认真思考、分析和研究，考虑到实际生产中的经济效益问题及绿色环保问题，经过大量的精确的工艺计算及理论探讨确定，最终选用了筛板式精馏塔，并于常压下用直接蒸汽加热法进行精馏操作；设计出了一套比较接近实际的精馏塔装置。通过课程设计，我们基本上掌握了化工设计的程序和方法，学会查阅资料、使用手册、选用数据和公式、合理确定工艺流程、正确进行工艺计算、用技术经济的观点评价设计结果，

6、用文字数表图纸表达设计思想、以及严谨认真的工作态度和工作作风。在设计过程中，我们得到了老师和许多同学的精心指导，特别是师兄师姐们的热心帮助。我们在此对他们表示衷心的感谢！由于我们水平有限，另外时间也比较紧迫，所以设计方案及方法难免有些缺陷。在此,我们恳请老师给予理解及指导。 设计者 2012年7月X日第二章 绪论2.1 设计任务2.1.1 设计题目 乙醇水溶液连续精馏塔优化工艺设计2.1.2 设计条件 1.常压操作，P1 atm（绝压）。2.原料来至上游的粗馏塔，为91.3的饱和蒸气。因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为85。3.塔顶产品为浓度93.5%（质量分率）的药用乙醇。4.塔釜排出的

7、残液中要求乙醇的浓度不大于0.07(质量分率)。 5.塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。6.操作回流比R=(1.12.0) 。7.厂址为南宁地区。2.1.3 设计要求 1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。 2画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡图，塔 板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。 3写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。2.2 设计方案2.2.1 生产要求设计要求塔产量为15000吨/年，每年工作日为300天，每天24小时连续正常工作。2.2.2 选择塔型精馏塔属气液传质设备。气液传质

8、设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较1知：板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔相比较具有下列优点：生产能力大10-15%，板效率提高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%左右，安装容易，也便于清洗检修2。因此，本设计采用筛板塔比较合适。2.2.3 精馏方式由设计要求知，本精馏塔为连续精馏方式。2.2.4 操作压力常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益, 在条

9、件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。2.2.5加热方式精馏塔通常设置再沸器，采用直接蒸汽加热，以提供足够的能量。直接蒸汽加热方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液，这样操作费用和设备费用均可降低，但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，残液轻组分浓度会降低，所需塔板数会略有增加。2.2.6热能利用蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和部分冷凝，因此效率很低，塔顶蒸汽冷凝放出的热量是很大的，但其能位较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用，或可以采用热泵技术，提高温度后再用于加热釜液。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以获得节能的效果，例如可以采用

10、设置中间再沸器和中间冷凝器的流程。2.2.7工艺流程原料槽中的原料液先由离心泵送到预热器预热，再进精馏塔，精馏塔塔顶蒸汽经全凝器冷凝，泡点回流，塔顶产品输送进乙醇贮存罐，而再沸器则加热釜液，塔釜产品流入釜液贮存罐。2.3 技术支持目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，当然也会有一些简化的模型，但是严格的计算法对于连续精馏塔是最常用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。第三章 塔板的工艺设计3.1常压下乙醇-水气液平衡组成与温度的关系3.1.1乙醇和水的汽液平衡组成查书2得到不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示：表3-1液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/

11、0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.894378.153.1.2作乙醇-水的t-x(y)图和x-y图根据表3-1中的数据画出乙醇-水的t-x（y）

12、相平衡图，以及乙醇-水的x-y图，见附图3-1和3-2。3.1.3相对挥发对的确定由相平衡方程得 从表2-1中抽出七组数据进行计算当t=95.5 ， 当t=86.7 当t=84.1 当t=82.3 当t=80.7 当t=79.7 当t=78.74 = =1.3517=3.6319相平衡方程：y= 3.2 精馏塔全塔物料衡算3.2.1全塔物料衡算F：进料量（kmol/s） xf：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） xD：塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） xw：塔底组成wD=93.5% ww=0.07% 原料液中：设A组分-乙醇； B组分-水查书6和书7得：MA=4

13、6.07g/mol MB=18.02g/molxD=0.8491xw=0.原料来至上游的粗馏塔，为91.3的饱和蒸汽，查表3-1用内插法求得:xF=0.3116根据产量和所规定工作时间，即产量为15000吨/年，每年工作日为300天，每天24小时连续正常工作，则：D=46.57（kmol/h）由F=D+W 和 FxF=DxD+WxW 得：F=126.97(kmol/h) W=80.40（kmol/h）由表3-1乙醇-水的平衡态数据用内插法求得原料进入塔时（85）的气液相组成为：xA=0.1344 yA=0.4800由FxF=LxA+GyA 和 F=L+G 得：L=61.87（kmol/h） q

14、=L/F=0.4873则q线方程为：y=-0.9505x+0.60783.2.2塔顶和塔釜温度的确定利用表3-1中的数据由拉格朗日插值法求得tF、tD、tWtF=85（已知条件）tD： = tD=78.23 tW： tW=99.94塔顶温度tD=78.23 ， 塔底温度tW=99.94精馏段平均温度=89.093.2.3回流比和理论塔板的确定在附图3-2上作出q线方程得到交点（）,即（0.1774,0.4392）R= 取R= 1.6 R=2.461由于乙醇水体系为非理想体系，因此用相平衡曲线图求理论塔板数。根据相平衡曲线图以作图法（参见附图3-2）求得总理论塔板数 NT =23（块）（包括冷凝

15、器），第20块板进料。3.3 精馏段的物性衡算3.3.1精馏段操作线方程精馏段：V=（R+1）D=（2.461+1）46.57=161.18(kmol/h) L=RD=2.46146.57=114.61(kmol/h)则精馏段操作线方程：=0.7111xn+0.24533.3.2塔顶平均分子量操作压强： P=101.325kPa tF=85 ，tD=78.23 ， tW=99.94tm=81.62定性组成： (1)塔顶 y1=xD=0.8491 查平衡曲线得到x1=0.8354(2)进料 yf=0.4800 xf=0.1344平均分子量 Mm 查附表知：(1)塔顶：=0.07+(1-0.849

16、1)18.02=41.84（）=0.07+(1-0.8354)18.02=41.45（）(2)进料: =0.07+(1-0.4800)18.02=31.48（）=0.07+(1-0.1344)18.02=21.79（）平均分子量=36.66（）=31.62()3.3.3平均密度 由和得：1/=a/+a/ 塔顶：在78.23下：=744.4() =972.9()=0.9241/744.4+（1-0.9241）/972.9 则=757.9()进料:在进料温度85下：=731.05() =962.1() a = 则=882.8() 精馏段的平均液相密度=(757.9+882.8)/2=820.4()

17、 平均气相密度=1.259()3.3.4液体平均粘度液相平均粘度按下式计算：(1) 塔顶: 查和中图表求得在78.23下：=0.5044; =0.3645; lg=0.8491lg(0.5044)+（1-0.8491）lg(0.3645) 则=0.4803 ()(2) 进料: 在85下： =0.4615 ; =0.3355。lg=0.1344lg(0.4615)+(1-0.1344)lg(0.3355) 则=0.3502 ()=（+）/2=（0.4803+0.3502）=0.4152（）3.3.5液体表面张力 (1)塔顶: 查和求得在78.23下： ()(2)进料: 在85下： ()则 =(+

18、)/2=(26.19+55.83)/2=41.01()3.3.6气液体积流率的计算由已知条件=161.18 =114.61 得 =1.3037()=()3.4 提馏段的物性衡算3.4.1提馏段操作线方程提馏段：=V -(1-q)F=161.18-(1-0.4873)126.97=96.08（kmol/h）=LqF =114.61+0.97=176.48（kmol/h）则提馏段操作线方程： = + = 0.=1.837-0. 3.4.2温度 t操作压强 P=101.325kPat=78.23C t=85C t=99.94C t=92.473.4.3定性组成(1)塔釜 =0.查相平衡图得到：=0.

19、(2)进料 yf=0.4800 xf=0.13443.4.4平均分子量 查附表知:(1)塔斧：=0.07+(1-0.)18.02=18.09（）=0.07+(1-0.)18.02=18.03（）(3) 进料: =0.07+(1-0.4800)18.02=31.48（）=0.07+(1-0.1344)18.02=21.79（）平均分子量=24.78（）=19.91()3.4.5平均密度 由式：1/=a/+a/ 塔斧：查和在99.94下：=722.97() =961.54()=0.0003/722.97+0.9997/961.54 则=961.44()进料:在进料温度85下：=731.05() =

20、962.1() a = 则=882.86()提馏段的平均液相密度=(961.44+882.86)/2=922.15() 平均气相密度=0.8260()3.4.6液体表面张力 (1) 塔釜: 查和得在99.94下： =58.99()(2) 进料: 查和得在85下： ()则 =(+)/2=(58.93+55.83)/2=57.38)3.4.7液体平均粘度(4) 塔釜: 查和得99.94下：=0.361; =0.282; lg=0.0014lg(0.361)+0.9986lg(0.282) 则=0.2821()(5) 进料:查和得在85下： =0.4615 ; =0.3355。lg=0.1344lg

21、(0.4615)+(1-0.1344)lg(0.3355) 则=0.3502 ()= (+)/2 = (0.2821+0.3502)/2 =0.3162()3.4.8气液体积流率的计算由已知条件=96.08 =176.48 得 =0.801 ()= ()3.5板效率及实际塔板数的确定3.5.1求L在平均温度=(C)下 A= 0.4342mpas B=0.3199 mpas则L=xFA（1xF）B=0.31160.4342（10.3116）0.3199 =0.3555mpas L=3.63190.3555=1.29113.5.2求板效率ET由L=1.2911，由化工原理(下)118页图10-20

22、查得 ET=46%，偏低；实际工作ET有所提高,因此取ET =70%.3.5.3求实际板数由 得精馏段实际板数： N精 =27.128（块）提馏段实际板数： N提 =2.93（块）全塔板数： N=31块3.6 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算3.6.1塔径的计算参考化工原理（下）表10-1，取板间距H=0.45m 0.06mH-=0.45-0.06=0.39m 两相流动参数计算如下 = =（）（）=0.0240 参考化工原理下图10-42筛板塔的泛点关联得：C=0.082=u=2.995()本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速=0.82.995=2.396()根据塔设备系列化规格

23、，将圆整到D=1m 作为初选塔径，因此 重新校核流速u实际泛点百分率为： 3.6.2溢流的选择选用单溢流，垂直弓形降液管，单流型塔板，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。43.6.3溢流装置取堰长=0.7D=0.71=0.7m, 选择平流溢流堰出口堰高 ,已取=0.06=2.84E由=4.4172/0.41=10.77 查化工原理下图10-48得：E=1.026=2.841.026(4.417/0.7)2/3=0.0099m =0.06-0.0099=0.0501m取0.06是符合的。hL=hW+

24、hOW=0.06+0.0099=0.0699m修正后hL对un影响不大，故塔径不用修正.3.6.4降液管宽度Wd与降液管面积Af 由/D=0.7查化工原理下图10-40得: =0.1491=0.149m 3.6.5 降液管底隙高度hO 因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度=0.07m/s. 过小，故取ho=0.04m3.6.6塔板布置 取安定区宽度W=0.07m, 取边缘区宽度W=0.05m 3.6.7筛板数与开孔率 初取， 呈正三角形排列 = 按下式计算塔板上的开孔率=10.1% 则每层塔板上的开孔面积为： 开孔数=3.7 提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算3.7.1

25、塔径的计算参考化工原理下表10-1，取板间距H=0.3m 0.06mH-=0.3-0.06=0.24m 两相流动参数计算如下 = =（）（）=0.0442 参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：C=0.06 =0.06=0.0741u=2.485()本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速=0.82.485=1.988()由精馏段知，将取到D=1m 作为初选塔径，因此 重新校核流速u实际泛点百分率为 3.7.2溢流的选择 选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中

26、。43.7.3溢流装置取堰长=0.7D=0.71=0.7m, 选择平流溢流堰出口堰高 ,已取=0.06=2.84E由=3.816/0.72.5=9.308 Lh=查化工原理下图10-48得：E=1.024=2.841.024(3.816/0.7)2/3=0.0090m =0.06-0.0090=0.0510m取0.05是符合的。hL=hW+hOW=0.05+0.0103=0.0603m修正后hL对un影响不大,故塔径计算不用修正.3.7.4 降液管宽度Wd与降液管面积Af 由/D=0.7查化工原理下图10-40得: =0.1491=0.149m 3.7.5 降液管底隙高度hO 因物系较清洁,不

27、会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度=0.07m/s. 过小,取ho=0.04m3.7.6塔板布置 取安定区宽度W=0.07m, 取边缘区宽度W=0.05m 3.7.7筛板数与开孔率 初取， 呈正三角形排列 = 依下式计算塔板上的开孔率=5.67% 则每层塔板上的开孔面积为： = =2126孔第四章 塔板的流体力学验算4.1精馏段塔板流体力学验算气体通过筛板压降相当的液柱高度：hp=hc+hL+h4.1.1干板压降相当的液柱高度 取板厚，,=0.0778查化工原理(下)图10-45得: Co=0.74m/s hd=0.051=液柱4.1.2气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl 相

28、应的气体动能因子 查化工原理下图10-46得：=0.58 液柱4.1.3克服液体表面张力压降相当的液柱高度h= 板压降 本设计是在常压下操作，所以对板压降本身无特殊要求。4.1.4液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。4.1.5液沫夹带量的校核汽0.02754 Kg液/Kg气5s不会产生严重的气泡夹带。4.1.8漏液点的校核漏液点的孔速为：= =8.56(m/s)筛孔气速= 塔板稳定系数 说明塔板具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。4.2 提馏段流体力学校核气体通过筛板压降相当的液柱高度：hp=hc+

29、hL+h4.2.1干板压降相当的液柱高度 取板厚，,查化工原理下图10-45得: Co=0.74m/s hd=0.051= 液柱4.2.2气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl 相应的气体动能因子 查化工原理下图10-46得：=0.68 液柱4.2.3克服液体表面张力压降相当的液柱高度h= 板压降 本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。4.2.4液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。4.2.5液沫夹带量的校核 汽0.02565s不会产生严重的气泡夹带。4.2.8漏液点的校核 漏液点的孔速为：= =9.17(m/s)筛孔气速= 塔板稳定系数

30、表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。 4.3精馏段塔板负荷性能图以下计算常用得,E 经验计算,取E=1.0 则=2/3 4.3.1 过量液沫夹带线依下式计算: =3.2 (4-1)式中： = =(h+h)=令=0.1kg液/kg气，由= 41.0110, H=0.45代入式(4-1)得：0.1=()整理得： 在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表4-1中： 表4-10.0000.0020.0040.0060.0081.821.631.521.431.35依表中数据在作出过量液沫夹带线(见附图4-1) 4.3.2溢流液泛线由式 和 联立求解

31、得：(1) =（）（）=（） =（）（）=（hw+how）=故f=+ =+ 0.0332(2)=0.153（）=（）= 则： 0.0501+0.8462+0.0332+195.2整理得： =3.885-23.96L-3498.21L 取若干值，计算值，见表4-2，作出液泛线。(见附图4-1)表4-20.00000020004000600081.971.871.801.721.644.3.3液相上限线取液体在降液管中停留时间为5秒。则 =（）在=处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上它为与气体流量 V无关的垂直线。(参见图4-1）4.3.4漏液线（气相负荷下限线）由 h=h+h=0.0501+0

32、.8462，u=代入下式求漏液点气速式： u=4.4C =4.40.74将=0.0506 代入上式并整理得：V=0.1648 据上式，取若干个值计算相应值，见表4-3，作漏液线(见附图4-1) 表4-30.0000.0020.0040.0060.0080.3770.4160.4370.4540.4694.3.5液相下限线取平顶堰堰上液层高度=6，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀。 则 h=2.8410E（） 0.006=2.84101.01（）整理得： 在图上处作垂线即为液相下限线。(见附图4-1)4.3.6操作线 P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线，OP与

33、液泛线的交点对应气相负荷为Vs,max；n,与漏夜线的交点对应气相负荷为Vs,min.可知：精馏段的操作弹性=4.4 提馏段塔板负荷性能图以下计算常用得,E 经验计算,取E=1.0 则=2/3 4.4.1 过量液沫夹带线按下式计算: =3.2 （4-2）式中： = =(h+h)=令=0.1kg液/kg气，由= 57.3810, H=0.3代入式(4-2)得：0.1= ()整理得： 在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表4-4中： 表440.0000.0020.0040.0060.0081.070.860.740.640.55依表中数据在作出过量液沫夹带线(见附图4-2) 4.4.2溢流

34、液泛线由式 和 联立求解得：(1) hd=（）（）=（） =（）（）= =（h+h）=故=hd+hl =+0.00633 = + 0.0428(2) =0.153（）=（）= 则： + 0.0428+0.0507+0.8462+ 整理得： =0.9993-12.44-1668.4 任取几个值，计算值，见表4-5，作出液泛线(见附图4-2)。表4-50.0000.0020.0040.0060.0080.99960.8920.8120.7270.6944.4.3液相上限线取液体在降液管中停留时间为5秒。则 =0.00546（）在=0.00546处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上它为与气体流量

35、无关的垂直线。(见附图4-2)4.4.4漏液线（气相负荷下限线）由 h=h+h=0.0507+0.8462u=代入下式求漏液点气速式： u=4.4C =4.40.74 将=0.0267 代入上式并整理得：=0.0869 据上式，取若干个值计算相应值,见表4-6，作漏液线(见附图4-2) 表4-60.0000.0020.0040.0060.0080.2220.2530.2700.2830.2944.4.5液相下限线取平顶堰堰上液层高度=6，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀。 则 h=2.8410E（） 0.006=2.84101.01（）整理得： 在图上处作垂线即为液

36、相下限线。(见附图4-2)4.4.6操作线 P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线，OP与液泛线的交点对应气相负荷为,与漏夜线的交点对应气相负荷为可知：提馏段的操作弹性=第五章 精馏塔的附属设备及选型5.1换热器的选择本精馏塔选用直接蒸汽加热，其附属设备主要有蒸汽冷凝器、产品冷凝器、连接管、泵等（由于原料由上游而来，且进料时温度为80,故不需预热。）列管换热器具有结构较简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适应面广等优点，被广泛应用与化工生产中，特别是列管式换热器在现阶段的化工生产中应用最为广泛，而且设计数据和资料较为完善，技术上比较成熟。因此,以下的冷凝器采用列管换热器。5.2直接

37、蒸汽加热热量衡算在tw=99.94时，查和：rA=36.96KJ/mol rB=40.79KJ/molrm=KJ/molKJ/h设热损为5%,则： KJ/h加热蒸汽消耗量： kmol/h5.3冷凝器采用列管式冷凝器，并使塔顶蒸汽在壳程冷凝，冷却水在管程流动，以提高传热系数和便于排出凝液。5.3.1热量衡算 已知: 在78.23时： 查和： rA=38.76 KJ/mol rB=41.59KJ/molrm=KJ/mol泡点回流,则塔顶蒸汽效出的热量=161.187=6.冷却水出口温度不宜超过50否则会使溶于水中的无机盐析出,破坏效果。在30时，KJ/KgK-1 设冷却水进口温度为20，出口温度为

38、40，则水的冷却用量为：= =4198.74设传热方式为逆流传热5.3.2选型 查书取=1000=47.53换热器面积： A= =31.74m查书可选HG500-25-35型列管式换热器,主要设计参数如下:A=35m，管长L=3000，管程数1,公称直径DN=500mm，碳钢管5.4馏出液冷却器5.4.1热量衡算 Q=mct=Dct=46.57128.32(78.23-25)=3.5.4.2选型 查书取=700=设热损为5%,则： KJ/h换热器面积： A= m查书可选HG300-25-7型列管式换热器,主要设计参数如下:A=7m，管长L=1500，管程数1,公称直径DN=300mm，碳钢管5

39、.5釜液冷却器5.5.1热量横算设将馏出液冷却到25,求得平均温度= 下:KJ/KgK-1 KJ/KgK-1 =75.25KJ/KmolK-1Q=mct=Wct=80.4075.25(99.94-25)= 4.5.5.2选型 查书取=1000= 设热损为5%,则： KJ/h换热器面积： A= 查书可选HG250-25-5型列管式换热器,主要设计参数如下:A=5m，管长L=1500，管程数1,公称直径DN=250mm，5.6换热器规格汇总表换热器换热面积（m）管长(m)管程数公称直径(mm)管规格管数冷凝器HG500-25-353530001500179馏出液冷却器HG300-25-771500

40、130064釜液冷却器HG250-25-5515001250405.7 输送泵的选取5.7.1泵的分类泵按作用与液体的原理一般分为叶片式和容积式, 本设计使用的离心泵在化工厂是很常见的，其性能普遍适用于一般的液体输送。因此本设计选用离心泵输送各液体。 5.7.2选泵原则根据介质物性,已经确定的流量,扬程,再从化工原理下册附表中选择泵的具体型号，察看性能参数（包括流量、扬程或压差、效率、允许吸上高度或允许其容度）。5.7.3釜液泵的选型 釜液流量为：从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高于8.5m.查表选取冷却泵 ,如下表所示：型号转速()流量扬程效率(%) 功率/kW轴功率电机功率 IS50-32-16014506.31.75840%0.340.555.7.4馏出液冷却水泵的选型 馏出液冷却水流量为：从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高于8.5m.查表选取冷却泵 ,如下表所示：型号转速()流