化工原理课程设计浮阀式连续精馏塔设计

1、目录第一部分：设计任务书 2第二部分：工艺流程图 3第三部分：设计方案的确定和说明 4第四部分：设计计算和论证 4一、工艺计算 4二、流体力学验算 15三、主要管尺寸计算 22四、辅助设备定型 23五、塔的总体结构 26六、塔节说明 28七、泵的选择 29第五部分：设计计算结果 30第六部分：心得体会 31第七部分：参考资料 31第二部分：工艺流程图 （见附图 ）觥装置流巒2- 3- W4- 05 塔身7-W8 一产品備液隹 .9-W10 用的11-WT-OOTRC-WO流程的说明首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料 预热器中加热到泡点温

2、度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相 混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精 馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进 入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个 过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中 被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的 加入。最终，完成苯和甲苯的分离。说明：为了控制精馏产物的

3、纯度，本装置采用间接控制指标，即用温度控制器来改变进入鼓 泡管的蒸气流量。但温度亦不能太高，当温度增加时，塔底压强增加，容易引起液泛的发生。 所以为温度控制器设定一个预定值，当温度超过该预定值时，闸阀自动关闭，从而达到温度控制的目的。第三部分：设计方案的确定设计方案的确定：操作压力：对于酒精-水体系， 在常压下已经是液态，所以选用常压精馏。 因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加，尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。综上所 述，我们选择常压操作。进料状况：进料状态有五种，如果选择泡点进料，即q

4、=1时，操作比较容易控制，且不受季节气温的影响，此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。加热方式：采用间接蒸汽加热回流比：适宜的回流比应该通过经济合算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。我们确定回流比的方法为：先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的 1.1 - 2.0倍，即：R=（ 1.1 2.0 ） Rmin回流方式采用泡点回流，易于控制。选择塔板类型：选用F1浮阀塔板（重阀）。F1浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，且重阀 采用厚度2mm的薄板冲制，每阀质量约为33g。浮阀塔具有的优点：生产能力大，操

5、作弹性大，塔板效率高，气体压强以及液面落差较小，塔的造价比较低（浮阀塔的造价一般为泡罩 塔的60 80%,而为筛板塔的120 130%）。第四部分：设计计算和论证一.工艺计算（一）物料衡算1. 将质量分数转换成摩尔分数2492Xf =244676 =°.11 "旳巾818246 1846 182. 摩尔流量计算Fxf = Dxd BxbF = D B46298'” I ”'46 18=0.008D =23000kg/day =23.43kmol/hD(Xd f)23.43 (0.8181 -0.11)Xf -Xb0.110.008= 162.67kmol/h

6、从对角线点a (Xd, Xd)向平衡线作切线得截距0.35Xd(二).最小回流比RminRminXD -0.350.8182 -0.350.350.35= 1.343F =D B =23.43 162.67 =186.1kmol/h3.平均分子量M F =46Xf 18(1-Xf) =0.11 46 (1-0.11) 18 = 21.08kg/kmolM D =46Xd 18(1-Xd) =0.8182 46 (1-0.8182) 1 40.91kg/kmolMb=46Xb 18(1-XB) =0.008 46 (1-0.008) 1 18.224kg/kmol= 0.35Rmin -1取 R

7、 =1.3Rmin =1.7459(1).精馏段方程:Xd尘逊72986R 11.7459 11.74590.63581.7459 1精馏段方程：y =0.6358x 0.2986(2).提馏段方程L=R*D =1.7459 23.43 = 40.91kmol / hV 二 D(1 R)二 23.43 (1 1.7459)二 64.34kmol / hq =1 V =V =64.34kmol./ hL =L F =40.91 186.1 =227.01kmol/h提馏段方程：y = L x - B xB 二 3.528x - 0.05554V D(三).理论塔板数Nt用cad作图法由图得；理论

8、板数=20精馏段塔板数=18提馏段塔板数=2进料板为第18块(四).塔的工艺条件及物性资料计算1. 塔顶第一块板：X1 =0.8182 查表得 Y =0.8325气相 MV1 =0.8325 X 46+( 1 0.8325 )X 18= 41.31 g / mol液相 Ml1 =0.8182 X 46+( 1 0.8182 )X 18= 40.91 g / mol相对挥发度a_Y1(1X1)_0.8325"10.8182)仙一 X,1Y) 0.8182 (1一0.8325厂.LdLMl1-3600 ： L竺竺"000614m3/s3600 756.45VMV13600 匚6

9、4U134m3/s3600 1.4382. 进料:Xf=0.11，查表得 Yf =0.4541气相液相Xb=0.008，查表得 Yb =0.088M VF =0.4541 X 46+( 1 0.4541 ) X 18= 30.72 g/molMlf =0.11 X 46+( 1 0.11 )X 18= 21.08 g / mol相对挥发度'1)= °.4541(一。11)=6.73X,1Y) 0.11x(10.0.4541)3. 塔釜最底板:气相液相L (L F)MblB 一 3600（4°.91低.1）咤“.。仆彳冷3600 959.7M bv =0.088 X

10、46+( 1 0.088 ) X 18 = 20.464 g/molM bl =0.008 X 46+( 1 0.008 )X 18= 18.224g/mol相对挥发度 ”丫1(11),.088(一。008)=11.965X,1Y)0.008x(10.088)V _ VMbvB 3600，v64342。464 丸®*33600 0.6014流量表:进料流量F3F=186.1kmol/h=1.0897kg/s=0.00122m /s塔顶产品流量DD=23.43kmol/h=0.2663kg/s=0.000352m3/s塔底产品流量B3B=162.67kmol/h=0.8235kg/s=

11、0.000858m /s塔顶第一块板液体和气 体流量Ld、Vd3LD=40.91kmol/h=0.4649kg/s=0.000614m/s3V)=64.34kmol/s=0.7383kg/s=0.5134m/s塔底最底板的液体和气 体流量Lb、V33LB=227.01kmol/s=1.1492kg/s=0.0012m/s3V?=64.34kmol/s=0.3657kg/s=0.6081m/s计算相关参数列表如下，相关参数塔顶第一 块板进料板塔釜最底板液相浓度（摩尔分率）0.81820.110.008气相浓度（摩尔分率）0.83250.45410.088温度（摄氏度t C）78.4386.398

12、.1气相密度（Kg/m3）1.4380.71640.6014液相密度（Kg/m3）756.45894.43959.7表面张力（mN/m）22.53661相对挥发度a1.1046.7311.965气相平均分子量Mv41.3130.7220.464液相平均分子量Ml40.9121.0818.224注：以上需要查表的数据查传热传质过程设备设计P222 225的附录得（五）计算全塔效率和实际塔板数1.粘度塔顶 t| = 78.43 C 查得 叫=0.4338mPa s进料 t2 =86.3 C 查得二 0.3823mPa s塔釜 t3 =98.1 C 查得3 =0.29mPa s平均粘度幕二3 %2叫

13、=0.3637mPa s注：查流体力学和传热(华南理工大学出版社)P257附录5得。2. 计算平均相对挥发度：am = 3 a1*a2* a3 二 3 1.104 6.73 11.965 二 4.463. 计算全塔效率：ET =0.49 (am 7)亠245 =0.49 (4.46 0.3637) °245 = 0.4352Np =(Nt -1)/Et =(20 -1)/0.4352 =43.65Nl =P/0.4352 =18/ 0.438 =41.36取实际塔总板数 Np =44块板，精馏段板数42块，进料板在第42块（六）计算塔径1. 精馏段:设定板间距 HT = 0.35m,

14、板上液层高度hL = 0.05m,则HT -hL =0.3m液气动能参数LVLd / ： L .0.5LVPh0.0006140.5134756.45、0.5)=0.027431.438O" 0 222 5 0 2CD 7(刃. “问茹0.06143Umax = Cd ；二一=0.06143 756.45 一1.438 = 1.4076m/s'匚.1.438u=(0.60.8) Umax 取 u=0.8 Umax =0.8 X 1.4076 = 1.126m/s根据流量公式可以计算塔径，即:D1 a4 0.51343.14 1.126= 0.762m将塔径圆整得：D1 =0.

15、8m2、提馏段：设定板间距Ht = 0.35m ,板上液层高度h|_ = 0.075m,则HT = 0.275m液气动能参数LVLvlbVB)0.50.0012 / 959.7、0.50.6081( 0.60140.07883C20 =0.052 （查传热传质过程设备设计P181的图412得）CB- C(益)0.2= °.°52(欽2-0.0656Umax -CBP _ PLV -0.0656959°.6014-2.62m/s0.6014u=(0.60.8)umax取 u=0.6 Umax =0.8 X 2.62 - 2.09m/s4 0.60813.14 2.0

16、9-0.61m将塔径圆整得：D2 =0.7m3、塔径：由于精馏段和提馏段的塔径相等，即：D - 0.8m因为直径在2.2m以下的浮阀塔，一般采用溢流堰，所以此处也应该采用溢流堰。兀 D23.14:0.8?2塔截面积A-0.5024m244实际空塔气速uD 二VD/Ar =0.5134/0.5024 = 1.022m/suB =VB/Ar =0.6081/0.5024=1.21m/s(七) 溢流装置设计：主要符号说明符号意义和单位符号意义和单位lw堰长，mhL塔板上的液层高度，mhw堰咼，mAf弓形降液管的面积，m2how堰上液层咼度，md°阀孔直径，mho底隙高度，mAO阀孔总面积，

17、m2Wd降液管宽度，mAT塔截面积，m2Hr塔板间距，mD塔径，mWs安定区宽度，mWc边缘区宽度，mt阀孔中心距，mU0阀孔气速，m/sF。气体得阀孔动能因子，kg0.5Lsm.5V气体体积流率m3 / s1、精馏段设计：选用单溢流弓形降液管，不设进口堰堰长 lw=(0.60.8)D 取堰长 lw= 0.6D = 0.48m出口堰高hw=hL-how取液流收缩系数E= 1 先假设是平直堰，计算堰上液层高度，空4e(Ld)21000 lw=0.00786m284 1(°.000614 3600)210000.48因为how - 0.06m故采用平直堰uLd0.000614降液管底隙高

18、度 ho = U = 0.480.07 = 0.0183m实际设计中h。25 - 30mm,故取h。= 0.025m2、提馏段设计：选用单溢流弓形降液管，不设进口堰堰长 Lw =(0.60.8)D取堰长 LW = 0.48m出口堰咼h w =h L-h ow取液流收缩系数E= 1先假设是平直堰，则查图得：E=1,22.84 LB3 hE(B)3 二ow 10002.84 X10001 严012 3600Q 0.0123m0.48因为how0.06m故采用平直堰,出口堰高 h W=h L-h OW =0.0750.0123 = 0.0627mLb0.0012降液管底隙高度:holwU-0.025

19、m满足不少于2025mm（八）弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由lw/D =0.6，查化工原理下册 P160图3 13 得: Af / At =0.054Wd /D =0.105Af = 0.054At = 0.054 0.5024= 0.02713m2Wd =0.105 0.8=0.084m液体在降液管停留时间：(1 )精馏段：Af Htf tld(2 )提馏段：Lb'0.02713 0.350.0006140.02713 0.350.0012=15.46s 3s7.91s 3s因此结构合理。（九）塔板布置及浮阀数目以及排列塔径0.8m,选用整块式塔板一般对于小塔，WS =4070m

20、m溢流堰入口安定区：WS = 40 mm根据小塔的 WC可选3050mm大塔可选5075mm边缘区宽度（无效区）WC =30mm降液管宽度：Wd -84mm （精馏段和提馏段一样）（1）精馏段浮阀的数目及孔间距：对于F1型浮阀（重阀），当板上浮阀刚刚全开时，动能因数F）在912之间，故在此范围取得合适的Fo=11阀孔气速uo每层塔板浮阀N:Vd刊和04 0.51342二 0.0392 9.17取 N=47因为浮阀塔在塔板鼓泡区用叉排时气液接触效果较好,三角形叉排。孔心距 s为75125mm对于单溢流塔板，鼓泡区面积故选用叉排，对整块式塔板，采用正R2sinx = D- Ws) 78/2 -(0

21、.084 0.040.276m2R-Wc =0.8/2 -0.03 =0.37m22A = 0.3664 m0.51349.17o=0.056m按照等边三角形排列，阀孔中心距:0.907 厲 A=0.0390.907 0.36640.056二 0.095m取 t=95mm实际排得N=49个（具体见附图） 精馏段塔板阀孔布置图如下：OOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOQOOOOOO由N值验算:UoNN'9.17 47498.796 m/sF'o 二 u。、可=8.796、1.438 =10.55开孔率：二 00 =11.62%因开孔率应在 4%15之间故符合

22、要求u08.796由于计算出的F0在912之间，所以塔板的布置是合理的。（2 ）提馏段浮阀的数目及孔间距:取浮阀孔动能因子 Fo' =9（因Fo在912之间）90.6014二 11.6054m/s每层塔板浮阀数:Vb4 doU04 960812: 0.03911.6054=43.88取N=44个浮阀排列方式采用正三角形叉型排列AP0R2s in'*1800R验算:bu°NU0*J1*6054 4<12.45m/s41F'o 二 U0 VB =12.45 、0.6014 =9.655阀孔能动系数变化不大，仍在9 12之间开孔率：u 1 21100°

23、;。-9.72% 因开孔率在10%14%t间故符合要求 u012.45X 二 D(Wd Ws) =0.8/2 -(0.0840.04) = 0.276m2R 上-Wc =0.8/2 0.03 =0.37m2所以 AP =0.3664mA。上U0二 °.6081 "0524m211.60542t.d0，0.039 007 °36640.0524=0.098m取孔心距t=98mm实际排得N' =41个（具体见附图）提馏段塔板阀孔布置图如下：、塔板的流体力学验算(一)精馏段1.气相通过浮阀塔板的压强降hp =hchlh_U0C "25a) 干板阻力73

24、1 =1.82丁73.1/1.438 =8.61m/sUo= 8.796 Uoc =8.61m/s2vUo5.37 1.438 8.7962=5.37-0.0402 mb)板上充气液层阻力取° =0.5h| 二 phL =0.5 0.05 = 0.0025mc) .液体表面张力所造成的阻力，一般很小，完全可以忽略。hp = hp h h - = 0.04020.025 = 0.0652m单板压强降App =hpRg =(hc+h» Rg = 0.0652 汉 756.45汉 9.81 = 483.83Pa2. 淹塔校核需要控制的降液管液面高度Hd乞' (Ht 

25、9; hw)，且有Hd二hp hh匚液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp=0.0652mLdr 0.000614 ；hd =0.153 亠 =0.153. = 0.0004mQwh。丿10.4 9025 丿板上液层咼度 hL =0.05m所以降液管液面高度 Hd =0.0652 0.0004 0.05 =0.1156m因为乙醇一水的物系不易起泡，取=0.5(Ht hw) =0.5 X( 0.35+0.04214 ) =0.196m因为Hd =0.1156m < 0.196m，所以设计结果符合要求。3. 雾沫夹带由 HT=0.35m,匚=1.438kg/ m3,查传热传质过程设备设计P1

26、99图4-25得：0=0.096因为酒精一水系统为无泡沫系统，K=1板上液体流经长度：Zl 二 D _2Wd =°.8 - 2 0.084 = 0.632m鼓泡面积： &二 A 2Af =0.5024-2 0.02713 = 0.4481m2Vb ： 、 ：' 1.36LZl泛点率 '匚二100%1.438KCyAa二 53.32% ： 70%0.51341.36 0.000614 0.632'756.45 1.438 100%1 0.096 0.4481对于直径小于0.9m的塔，为了避免雾沫夹带，应控制泛点率不超过70%。以上计算泛点率在70%以下，

27、故雾沫夹带量满足e：100o的要求。4. 塔板负荷性能图a）极限雾沫夹带线按泛点率1.36LZl©Aa100°°对于一定的物系及一定的塔板结构，式中, PlA,Cf,Zl, K均为已知值。相应于e=0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数据代入上式，使得出 根据此可做出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=70%计算如下：V l的关系式,1.36LZlKCFAa10000=70%将各数据代入得雾沫夹带线：0.04364V 0.85960.03011b）液泛线HT hw =5.34(2T2g -do2N4V )2 0.153丄2Jwho ?3600L ?nr2 将各数

28、代入整理得:0.1328 = 0.1519/2 1062.5L2 1.632L 3 2L值计算上式即为精馏段液泛线方程，在操作范围内取若干 相应的v值，列表如下：L(m3 / s)0.0010.00150.0020.00250.0033V(m /s)0.75980.71770.67570.63260.5878c ） 液相负荷上限最大流量应保证降液管中液体停留时间不少于3-5秒r - Af Ht /L _35s，这里取 v -4s，则AfHTQ0.02713 0.35= 0.002374m3/sd）气相负荷下限对于F1型重阀，取Fo二u。、-兀=5计算，则2二 d° N FO4v2二

29、0.03949 541.4383=0.244m / se）液相负荷下限取堰上液层高度h°w = 0.006m作为液相负荷的下限,精馏段采用平直堰，利用how2.84 L、2/3E(_)1000 lw2.84L 2/3所以 0.0061 ()10000.483QL =1.474m /h =0.00041 m /s精馏段的操作弹性：Vma - 四3 = 2Vmin0.3350.6-34p/ 畑操作区0.00.0000 0.0005 0.0010 0.0015 0.0020 0.0025 0.0030 0.0035 0.0040 0.00450.0050 L m?/s持傭段操柞弾性图提馏段

30、1、气相通过浮阀塔板的压强降h'p二h'c h： h'；_a )干板阻力u'0c 十5 73.1 J.82573.1/0.6014 =13.878m/suB0 =12.45m/s : u'oc =13.878m/sh'c =19.9(uB)0.175/% -19.9 12.451175/959.7 = 0.03172mb)板上充气液层阻力取；0 =0.5 h = ；0h'L =0.5 0.075 =0.0375mc) 液体表面张力所造成的阻力，一般很小，完全可以忽略。h'p 二 h'c hl h'；： 0.0317

31、20.0375 = 0.0692m单板压强降廊；=h 'pP ' g = 0.0692江 959.79.81651P8&0.063 x 926.57 x9.81 = 586.51Pa2 .淹塔校核需要控制的降液管液面高度H； _( H 'T h'w),液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp = 0.0692m訂-.22'L (0.0012)h'd =0.153 =0.153 I = 0.00153mJwh'10.48 x 0.025 丿板上液层高度h L =0.06m所以降液管液面高度 Hd' =0.0692+0.06+0

32、.00153 = 0.1457m因为乙醇一水的物系不易起泡，取=0.5(H 'T h'w) =0.5(0.350.0627) = 0.2064m因为Hd = 0.1457m : 0.2064m,所以设计结果符合要求。3.雾沫夹带3由：v =0.6014kg/m HT =0.35查传热传质过程设备设计P199图4-25得：C' f=0.085，因为酒精一一水系统为无泡沫系统，K=1板上液体流经长度：ZL 二 D - 2Wd =0.8 一2 0.084 = 0.632m鼓泡面积： 代=州-2Af =0.5024-2 0.02713 = 0.4481m2Vd泛点率二KCfA9

33、100%0.6014°.60叫 959.二0.6014 似 °.0012 °6321 0.085 0.4481100% =42.7% ： 70%对于直径小于0.9m的塔，为了避免雾沫夹带,应控制泛点率不超过70%。以上计算泛点率在70%以下，故雾沫夹带量满足e：10°0的要求。4.塔板负荷性能图 a)极限雾沫夹带线V按泛点率=-Pvr1.36LZlL vKCFAa100 00对于一定的物系及一定的塔板结构，式中：,PlA,Cf,Zl, K均为已知值。相应于e=0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数据代入上式，使得出 根据此可做出负荷性能图中的雾沫夹带线

34、。V L的关系式,1.36 LZl=70%©Aa将各数据代入得雾沫夹带线：0.02504V - 0.8596L = 0.02666b）液泛线P：4V 2HT hw =5.34 盛(丽)0.153l_iwhO山+型E丿. 10003600Llw将各数代入整理得：0.1123 = 0.071V2 1062.5L2 1.632lL3 2上式即为精馏段液泛线方程，在操作范围内取若干l值计算相应的V值，列表如下：3L(m /s)0.0020.00250.0030.00350.004V(m3/s)1.15691.0620.96650.86640.7613c） 液相负荷上限最大流量应保证降液管中液

35、体停留时间不少于3-5秒71 = Af H t / L _35s，这里取 v - 4s，则0.02713 0.3543=0.002374 m /sd）气相负荷下限对于F1型重阀，取FO二兀=5计算，则 : d： N FO4v : 0.0392 41 540.6014=0.3156m3/s4e）液相负荷下限取堰上液层高度h°w = 0.006m作为液相负荷的下限，精馏段采用平直堰，利用how空4 e(L)2/31000lw所以 0.006 二241 ()2/310000.4833L =1.474m /h = 0.00041m / s提馏段的操作弹性:VmaxVmin0.990.3156

36、= 3.14提馏段的负荷性能图见附图L m3/s捉谓段操作弹性图、主要接管尺寸计算1. 进料管由前面物料衡算得：F=186.1kmol/h=1.0897kg/s进料平均温度86.3 C,3=894.43Kg/ m进料由泵输入塔中，适宜流速为,取进料流速u =2.0m/s，则：4 疋 F /41 0897进料管内径dF0.02786m护PLS 況2.0汇894.43根据计算结果可选取钢管：38 3.5mm一4F4 江1 0897效核实际流速 u =2一 1 2 - 1.615m/s，设备适用。兀Pd兀汉894.43 汉 0.0312. 回流管由前面物料衡算得：3L=40.91kmol/h=0.4

37、649kg/s 凡工756.45kg / m采取泵回流，适宜速度为1.5-2m/s，取回流流速u=1.5m/s，则:4 L4 0.4649回流管直径d|0.02285mYn 汉u 汉 P汉 1.5汉 756.45选取钢管：' =32 3.5mm验算得实际流速u =上匕=一恥0：649一 =1 25m/s，设备适用 nPd兀乂 0.025 x 756.453. 釜液出口管由前面物料衡算得：3B =162.67kmol/h = 0.8325kg/s 儿=959.7kg/m适宜速度为，取出口流速u=0.8m/s，贝U4汉 B/4汉0 8235管直径 dB 二 4 B =4 0.8235 “.

38、03696m 二 u .二 0.8 959.7选取 45 3.5mm校核实际流速u二-4 =4。乎350.757m/s，设备适用。uPd2 兀 0.038959.74. 塔顶蒸汽管由前面物料衡算得：VD = 0.5134 m3/s常压下适宜的蒸汽流速为：1520m/s,取蒸汽流速u=18m/s,管直径4 Vd【二u4 0.5134V 兀 X18二 0.191m选取 219 6mm验算得实际流速u4Vd二 d24 0.51343.14 0.2072=15.26m/s，设备适用四、辅助设备定型本设计方案使用的辅助设备主要有：预热器一个，用于预热进料，同时冷却釜液全凝器一个，将塔顶蒸汽冷却，提供产品

39、和一定量的回流冷却器一个，将产品冷却到要求温度后排出 再沸器一个，将釜液加热成蒸气1.冷却器取水进口温度为 25C，水的出口温度为 35 C; t =(25+35)/2=30 C塔顶全凝器出来的有机液（质量分率92%勺乙醇溶液）D=0.2663Kg/s ;温度为78.43 C,降至30C（设计任务书规定）。按产品冷却前后的平均温度，t平= 78.43 30 =54.215C,查算比热:2Cpm产=291kJ |_kg *Q =CprT X D 汇dt产=2.91 X 0.2663 X （78.43-30）=37.53kJ/s所用水量：M 水=Q/ CPm水 |_t水=13.89/ 4.174

40、10 = 0.899kg /s单位产品冷却水用量二 D = ；2驚=3.376kg 水 /kg 产品D 0.2663根据经验值，K=290698J/（ m2.C ）2取总传热系数K=0.4KJ/( m . C)Atm(78.43 -35) -(30 - 25)= 17.78 K取安全系数为1.1，则换热面积为:A=1.1Q/ K ：tm=1.1 37.53/ 0.4 17.7-5.8m2选取固定管板式换热器： 型号：Gb -325 -6.3 -1 -1管子（炭钢）尺寸25 2.5mm ；壳径m管程数中心排管数管程流通 面积2m壳程流通 面积2m管子总数管长m换热面积2 m325190.0179

41、0.0194571.56.3单位热交换面积=Q = 37.53 =5.96KjLm1s，A6.32.全凝器取水进口温度为25C,水的出口温度为 45 C, V =0.7383Kg/s ;塔顶出口气体的温度为78.43 C,在此温度下查得乙醇汽化热为846 KJ/kg, 水为2311.47 KJ/kgrm=0.92 X 846+ (1-0.92 )X 2311.47=963.24kJ/kg热负荷 Q=VX rm =0.7383 X 963.24 = 711.16 KJ/s平均温度 35C下，Cp水二4.174KJ /(kgLk)所用水量：M水二Q/ CPm水 Lt水 =711.16/4.174

42、20 = 8.5kg/sMn 8 51单位产品冷凝水用量水 85137.6kg水/kg产品D 0.2263根据经验值，K=582 1163J/( m2.C)，取总传热系数 K=700w/m2 C =0.7KJ/ m2 C-.f78.43-45)：tm - 也78.43-45 - 78.43-25 /In42.65 C取安全系数1.1，则换热面积为：A=1.1 Q/ k .-：tm =1.1 711.16/ 0.7 42.65 = 26.2m2选取浮头式换热器：型号：Fb -500 28.31 2 管子（炭钢）尺寸© 2 2.5mm ;壳径m管程数中心排管数管程流通 面积2m壳程流通

43、面积2m管子总数管长m换热面积2 m500280.01940.0582124328.3单位热交换面积 =Q = 711.16 = 25.13KJ |_S 4_m A 28.3-3、预热器 设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为86.3 C ,而进料温度为25 C，利用22.5kgf/cm蒸汽间接加热。查得蒸汽的参数：t =126.720C, p =2.453 105 pa,r =2183.42kJ/kg, © =1.39Kg /m3料液的平均温度：t二25 J3二55.65° C 查得Cp二4.39KJ山g'_K F 二 1.089 kg / s故 Q吸=Cp

44、m F LJt 二 4.391.089(86.3 - 25) = 293.06 kJ /sQ 吸=Q 放=293.06 kJ / s根据经验值可知，K = 1200 W/(m2. C)：tm =(126.72 - 25) - (126.72 - 86.3) /1n(126.72 - 25) /(126.72 - 86.3) - 66.42 C取安全系数为1.1则换热面积为：A=1.1Q/(k* ：tm) =1.1 293.06/(1.2 66.42) = 4.044m2蒸气用量Ws半誥心342kg/s单位产品蒸气用量严亠1342 "5039kg蒸气/kg产品D 0.2263产品选取浮

45、头式换热器：型号：Fb-325 6.42.5 4 管子（炭钢）尺寸25 2.5mm ；壳径m管程数中心排管数管程流通 面积2m壳程流通 面积2m管子总 数管长m换热面积2 m325440.00220.043652836.4单位热交换面积=Q = 293.06 二 45.79 KJ |_S <m A 6.4-4、再沸器饱和 水蒸气压强 为 2.5kgf/cm 2， 在此条件下05t =126.72 C, p =2.453 10 pa,r = 2183.42kJ /kg釜液的温度为98.1 C，组成基本为水，查得此温度下水汽化热为环二2263 KJ / kg传热温差为 Ltm 二T -tw

46、=126.72 -98.仁 28.62 C2 2根据经验值， K=14204250 W/(m K)，取 K=2000W/(m K) V=0.3657kg/sQ -0.3657 2263 =827.58kJ / s蒸气的用量 Ws = Q 827.580.379kg /sr 2183.42单位产品蒸气用量Ws0.3790.22631.675kg蒸气/ kg产品取安全系数1.1，则换热面积为:1.1QKLtm1.1 827.582 28.622=15.90m选取浮头式换热器： 型号：Fb-400- 16.9 2.52 管子（炭钢）尺寸25 2.5mm ；壳径m管程数中心管 排数管程流通壳程流通 面

47、积2m管子总 数管m长换热面积2 m面2 m积400270.0436574316.90.0116单位热交换面积=Q = 827.58二48.97KJ|_SmA 16.9五、塔总体结构1. 塔壁厚材料 Q235-A 查得 c -113MPa操作压力P=1atm 温度100°CPDi2 匕- P由于用以上公式计算出的壁厚很小，不符合实际的要求，故根据经验取壁厚2塔封头的确定由 D=800mn选椭圆型封头 DN800 8 -Q235 A - JB 仃4737，封头高度 hl=200mm直边高度h2=25mm取壁厚 6d =8mm3. 法兰的选择D=800mm，工作压力为 0.1Mpa。选择

48、甲型法兰JB4701-92,公称压力为 0.25Mpa，材料为Q235-A4. 塔高因为塔底空间具有中间储槽的作用，塔釜料液最好在塔底停留1015min，这里取600s,则有V釜液=0.0012 X 600= 0.72 m3所以塔釜液面咼：H釜=4 0.72/ 3.14 0.82 7-1.433m塔釜高度=1.433+0.2=1.7m进料板层增加的高度=0.2m封头高度=2* (0.2+0.025 ) =0.45m塔顶层高度=1m塔层高度=44X 0.35=15.4m裙座高度=2.5m开人孔增加的高度 =6*0.35=2.1m总塔高度约为24mo4.裙座的设计(1) 裙座高度：2.5m，厚度：

49、8mm ,直径：800mm(2) 开人孔：直径 480mm(3 )基础环:外径：D1 =0.8 0.4 = 1.2m内径：D0 =0.8-0.3=0.5m(4)基础环上固定螺栓的确定：条件：当地最大风力 12级，查得风速32.6m/s，风压P=2254 Pa塔高：24m计算:塔体承受的风力：F 二 kikzPfiHD =0.7 1.7 2254 1.1 24 0.8 = 56.65KN力矩：M -FH -56.65 24 -697.8KNLm基础环的强度：S环=0.25 (D2-D2) =0.253.14 (1.2 2-0.5 2) =0.934m2(Di -D0)32D44=0.164m23

50、.14 (1.2 -0.5 )32 ".2应力:697.80.164= 4.255MPa2基础环的有效面积：S'=0.7S环=0.6538m2 2 2 2 2Fb3 =0.25二(D1 -D )=0.25 3.14(120 -80 )= 6280cmA3钢螺栓的许用应力为二l =1275.3 1 05 Pa，取用螺栓n=28个螺栓径d0.34 4.225 106 62803.14 28 1275.3 1050.3 = 3.38cm查表得，基础环取规格为M42的螺栓，28个。六、塔节说明（结构图见附图）因为塔径等于 800mm所以采用整块式塔板。本设计定距离管式塔板结构。因共需44块塔板，所以可以设计一个塔层中安装5层塔板，全塔共需要 9个塔节。因为板间距为 350mm故塔节高度为350X 5=1750 mm。小于2500mm满足要求；含进料层的塔节较其他塔节高， 为1950mm装有人孔的塔节也较其他塔节略高，为2100mm也满足要求。6个塔板用拉杆和定距管紧固在塔节内。 定距管起着支撑塔板和保持塔间距的作用。塔板和塔壁的间隙， 一软填料密封后，用压板