化工原理课程设计_乙醇丙醇筛板精馏塔

1、化工学院化工原理课程设计题目乙醇一一丙醇溶液连续精僻塔设计教学院专业班级化工0905学生学生学号指导教师2011年12月22日一. 化工原理课程设计任务书设计题目1. 乙醇一一丙醇溶液连续精储塔设计设计条件操作压力：P=1atm（绝压）进料组成：Xf=0.25（摩尔分率），进料状态：q=0.96塔顶产品组成：Xd=0.98（摩尔分率）塔釜残液中浓度0.产量：F=85kmol/h最宜回留比与最小回流比的比值：R/Rmin=（1.1-2.0）塔顶采用全凝器，泡点回流塔板采用筛板设计任务精储塔工艺计算（物料衡算，热量衡算，设备计算与选型）精储塔主要工艺尺寸的设计计算热量衡算及板式塔的结构与附属设备的

2、计算精储塔设备结构图和带控制点的工艺流程图撰写设计说明书目录化工原理课程设计任务书II摘要1绪论2设计流程错误!未定义书签。设计思路2第1章精储塔的工艺计算21.1产品浓度的计算41.11平均相对挥发度的计算41.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定61.4物料衡算61.4.1全塔物料衡算61.5精储段与提储段操作线方程71.6理论板数及进料位置的确定71.7全塔效率81.8实际板数和实际加料位置的确定8第2章精储塔主要工艺尺寸的设计计算102.1塔的有关物性数据计算102.1乙醇和丙醇各种物性数据102.1.2操作压强122.1.3操作温度122.1.4平均分子量122.1.5平均密度132

3、.1.6液体表面力142.1.7液体粘度152.1.8体积流率的计算152.2精储塔主要工艺尺寸的计算162.2.1精储段塔体工艺尺寸的计算182.2.2提储段塔体工艺尺寸的计算182.2.3塔的有效高度的计算192.3塔板流动性能的校核192.3.1精储段192.3.2提馅段192.4塔板负荷性能图222.4.1精储段232.4.2提馅段23第3章热量衡算283.1进入系统的热量273.2离开系统的热量273.3热量蔺算式28第4章板式塔的结构与附属设备的计算304.1冷凝器设计计算304.2试算并初选换热器的规格304.2.1确定流体通入的空间304.2.2计算传热负荷Q304.2.3选换

4、热器。314.2.4板式列管换热器校核314.3主要接管尺寸的选取344.3.1进料管344.3.2釜液出口管344.3.3塔顶蒸汽管354.4泵的选取354.5储罐的计算36面杉吉果汇总表36结束语37参考文献39主要符号说明40附录142筛板精储塔的设计是化工原理课程的重要部分是化工生产中主要的气液传质设备。连续精储是依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。本次课程设计是分离乙醇一一丙醇二元物系，通过对筛板精储塔及附属结构（换热器，泵等）的设计，使我们初步掌握化工设计的基本原理和方法.塔顶冷凝装置采用全凝器，用来准确控制回流比；塔底采用直接蒸汽加热，以提供足够的热量。通

5、过逐板计算得出理论板数17,回流比为5.0,塔效率0.658，实际板数43,进料位置29,在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径1.2m，有效塔高20.3m，筛孔数（精储段2652个，提储段2652个）。通过的流体力学验算，精储段与提储段操作都正常，证明筛板塔各指标数据均符合标准。并对冷凝器作了热量衡算，选出了合适的型号G-700-149.1-21-4，其传热面积为149.1m2.并对泵作了合适的选型，型号为IS50-32-200，扬程为10m，这些运算结果合理，以保证精储过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：二元精储；筛板精储塔；逐板计算；物料衡算绪论在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔

6、的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题并可以控制漏液。化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求，需将混合物分离成较纯的物质。蒸储是分离均相混合物的单元操作之一，精储是最常用的一种蒸储方式，也是组成化工生产过程的主要单元操作之一。为了培养同学们独立思考，综合运用所学知识，解决实际问题的能力，学校和老师为我们提供了一个让我们展示才华、思维和能力的良好机会，也就是本次课程设计。培养我们综合运用所学知识来解决化工实际问题的能力。做到能独立进行化工设计初步训练，为今后

7、工作打下坚实的基础设计思路(1) 精储方式的选定本设计采用连续精储操作方式。(2) 选取操作压力本设计采用常压操作，大部分物质都可常压操作，这样可以免去加压或减压的费用。(3) 选择加料状态q=0.96混合液进料。(4) 加热方式本设计采用直接蒸汽加热。蒸汽可由冷却后的水获得。(5) 回流比的选择一般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin.(6) 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料。塔顶冷却介质采用江河，方便、实惠、经济。(7) 板式塔的选择筛板塔的优点很多例如结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等。由于筛板塔具有上述优点，且加工方便

8、。近年来与筛板塔一直成为化工生中主要的传质设备。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3,因此本设计采用筛板塔。第1章精储塔的工艺计算1.1物料衡算1.11平均相对挥发度表2-1气液相组成1温度T(°C)液相X气相Y0.000.0097.160.0.24093.850.1880.31892.660.2100.33391.600.3580.55088.320.4610.65086.250.5460.7184.980.6000.76084.130.6630.79983.060.84140.91480.5

9、91.00001.00073.8插值法求进料温度f塔顶温度d塔底温度w91.6088.320.2100.358f91.600.250.210f=90.71同理可得d=78.66W=96.26F*XfD*XdW*Xw带入数据得D19.34kmol/h0.00537mol/sw65.66kmol/h0.98239mol/slogpsatAAntoine公式BtCt(C)satp(mmhg查表得：乙醇Antoine常数为A=7.58670,B=1281.590丙醇Antoine常数为A=8.37895,B=1788.020有安托因方程得:1281.590塔顶logpAat=7.58670-78.66

10、139.768pA1=762.78mmhgC=193.768C=227.483Pai=101.6956Kpa同理得pB¥=344.83mmhgPB1=45.97Kpa又D=Al=2.21Pbi-.AZ'Sat塔釜pA2=1470.6PA2=196.07pBa2=715.98PB2=95046W=2.05进料口p嚣=1207.81Pa3=161.03pBa3=573.98PB3=76.52F=里=2.1Fb3精e留段平均相对挥发度1=(f+d)/2=2.155提e留段平均相对挥发度2=(w+f)/2=2.0753所有相对挥发度=2.131.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定由

11、上可得:XF0.25xD0.9312.13q=0.96进料线：q10.950.931yeqXe1XF0.951Xe0.951平衡线:由上两式联立：乂=0.164Ye=0.487RminO'"O'871.375yeXe0.4870.164计算回流比R值:利用吉利兰图求理论板数N做出N-R曲线或N(R+1)-R曲线，从中找出适宜R.倍数RN1.13.61924.071.23.94820.941.34.27719.251.44.60617.801.54.93517.161.65.26415.981.75.59314.951.85.92214.721.96.25113.632

12、.06.5812.56得R=4.935=5.0经检验R/Rmin=1.73符合（1.1-2.0）1.4物料衡算1.4.1全塔物料衡算总物料衡算方程：FDWF*XfD*XdW*XwD19.34kmol/h0.00537mol/sw65.66kmol/h0.98239mol/s精e留段：L=RD=5.0X0.00537=0.02685kmol/sV=(R+1)D=(5.0+1)0.00537=0.03222kmol/s提僭段：L=L+qF=0.02685+0.96X0.0236=0.0495kmol/sV=L-W=0.0495-0.028329=0.0313kmol/s1.5精馆段与提馆段操作线方

13、程精e留段操作线方程:yn1_xn-x=0.833xn0.163R1R1提僭段操作线方程；yn1LXnDxdFxXD1.54Xn0.02VVX1(1)x得：y2.13x11.13x1.6理论板数及进料位置的确定由逐板法算得:X10.9583Y10.9800X20.9208Y20.9612X30.8618Y30.9300X40.8162Y40.8808X50.7157Y50.8428X60.5968Y60.7592X70.4769Y70.6601X80.3742Y80.5602X90.2979Y90.4747X100.2469Y100.4112X110.2152Y110.3687X120.175

14、1Y120.3114X130.1351Y130.2496X140.0981Y140.1881X150.0661Y150.1311X160.0401Y160.0818X170.0201Y170.04185（不包本设计所需理论板数为17,其中第12块加料，精储板数为11块，提储段板数为塔釜）。1.7全塔效率实际板数和实际加料位置的确定依据公式4:Et0.49(L)0.245精储段：已知12.1551=0.495mPas可算出：ET1=0.4026N11精储段板数：N=-Nt=28Et0.4026体储段：已知22.07520.477mPas可算出：Et20.3649E5.提储段板数：N2=f=14E

15、t0.3694全塔所需实际板数为41块。0全塔效率：Et38.1%实际进料板的位置是从塔顶到塔釜的第29块板第2章精储塔主要工艺尺寸的设计计算2.1塔的有关物性数据计算2.1.1乙醇和丙醇各种物性数据见卜列表格"：表31液相密度温度t,C708090100110A,kg/m3754.2742.3730.1717.4704.3B,kg/m3759.6748.7737.6726.1714.3表32液体的表面力温度t,708090100110A,mN/m19.2718.2817.2916.2915.28B,mN/m20.3419.4018.4517.5016.57表33液体的粘度t,708

16、090100110LAmP0.5230.4950.4060.3610.324LBmP0.7420.6190.5220.4440.381表3-4液体气化热温度t,708090100110A,kJ/kg859.26837.996815.73792.466768.201B,kJ/kg741.78725.34708.20690.30678.3435-P=1atm1t97.160.0000.00093.850.0.24092.660.1880.31891.600.2100.33988.320.3580.55086.250.4610.65084.980.5460.71184.130.6000.76083.

17、060.6630.79980.590.84140.91478.381.0001.0002.1.2操作压强塔顶压强：PD=101.3kP,取每层塔板压降：P=0.7kP则进料板压强：R=101.3+12X0.7=109.7kP塔釜压强：Pw=106.2+17X0.7=118.1kP精e留段平均操作压强：101.3109.7105.5kP提e留段平均操作压强:109.7118.1Pm2113.9kP3.1.3操作温度由附录1泡露点编程知道：进料板温度：Tf=90.71C塔顶温度：Td=78.66C塔釜温度：Tw=96.24C精储段平均温度：tmi90.7178.66284.69c提储段平均温度:m

18、290.7196.2493.48c3.1.4平均分子量塔顶：xDy10.98x10.9891MVDMldy1M乙醇X1MZ.®(1(1y1)M丙醇x1)M丙醇0.980.9846.06940.069(1(10.98)0.98)60.07960.07946.35kg/kmol46.35kg/kmol进料板：Mvfyq=0.3346xqyqM乙醇(1=0.168yq)M水0.334640.069(10.3346)60.07946.22kg/kmolMlfxqM乙醇(1xq)M丙醇0.2546.069(10.25)60.09756.57kg/kmol塔底：yw=0.xw=0.00282Mv

19、wywM乙醇(1yw)M丙醇MlwXwM乙醇(1Xw)M丙醇0.03546.069(10.035)60.09760.45kg/kmol0.0169946.069(10.01699)60.09757.71kg/kmol精僭段平均分子量：46.3556.57MVm50.78kg/kmol556.7546.35,MLm151.46/kmol同理提e留段平均分子量：MVm257.25kg/kmolMLm258.51kg/kmol3.1.5平均密度(1) 液相密度塔顶：塔顶温度Td=78.66C时：乙醇743.89kg/m3丙醇750.16kg/m310.974110.9741LDm743.890750

20、.160解得：LDm744.31kg/m3进料板：进料温度Tf=90.71C时：乙醇729.20kg/m3丙醇736.78kg/m3进料板液相质量分率：10.20351-0.2035LFm729.20736.78解得：LFm735.29kg/m3塔釜：塔低温度Tw=96.24C时：乙醇722.18kg/m3丙醇730.42kg/m3塔低液相质量分率：10.027110.02717722.18730.42-一_一一3解得：Lwm730.18kg/m精e留段平均液相密度：735.29744.313Lm1=739.80kg/m提储段平均液相密度:Lm2735.29730.183732.74kg/m3

21、(2)气相密度精段:Vm,Rn1Mvm1RTm1105.550.7831.728kg/m8.314(78.66273.15)提僭段:Pm2MVm2Vm2RTn2113.957.2531.903kg/m8.314(96.24273.15)2.1.6液体表面力依式:LmXiii1塔顶：塔顶温度Td=78.66C时:乙醇18.41mN/m丙醇19.53mN/mLDm0.9818.41(10.98)19.5318.43mN/m进料板：进料温度Tf=90.71C时:乙醇18.38mN/m丙醇18.38mN/mLFm0.2517.22(10.25)18.3818.09mN/m塔釜：塔低温度Tw=96.24

22、C时:丙醇17.86mN/m乙醇=16.67mN/mLWm0.03516.67(10.035)17.8617.82mN/m精e留段：18.4318.09提e留段：18.0917.8218.26mN/m17.96mN/m2.1.7液体粘度依式：igLmXiig塔顶：塔顶温度Td=78.66C时：乙醇0.499mPasLDm0.980.499进料板：进料温度Tf=90.71C时：乙醇0.400mPasLFm0.250.400塔釜：塔低温度Tw=96.24C时：乙醇0.350mPasLWm0.0350.35精e留段：0.5020.488Lm12提e留段：0.4880.466Lm223.1.8体积流率

23、的计算(1)精储段：气、液相体积的流率：丙醇0.635mPas(10.98)0.635=0.502mPas丙醇0.516mPas(10.25)0.516=0.487mPas丙醇0.473mPas(10.035)0.473=0.469mPas0.495mPas0.477mPasVVMVSiVm!0.0322250.781.7280.95m3/s3Vhi=3420m/hLsLMLmi0.0268551.46Lm739.800.00187m3/sLhi=6.732m3/h(2) 提储段：气、液相体积的流率VMVm2Vm20.131357.711.9030.9511m3/sVh2=3423.96m3/

24、hLMLss2Lm2Lm21.8858。51732.7430.00257m/s3Lh2=9.252m/h本节数据查文献1表3-6塔的工艺条件及物性数据计算结果项目符号单位精储段提僭段操作压强PkP105.5113.9操作温度TC78.6696.24平均分子量气相MVmkg/kmol50.7857.25液相MLmkg/kmol51.4658.51平均密度气相Vmkg/m31.87251.903液相Lmkg/m3738.80732.74液体表面力LmmN/m18.2617.96液体粘度LmmPas0.4950.4772.2精馆塔主要工艺尺寸的计算2.2.1塔主要工艺尺寸计算a塔径D的计算选板间距吐

25、=0.45m，取板上液层高度hL=0.07m，故HhL=0.38m精储段横坐标:(土(一)0.5=(000187)x(73980)0.5=0.0407VSV0.951.728皿的顷心，心-LSL050.00257732.7405提储段横坐标:(-)()=()X()=0.0534V'V0.95111.903SV查文献得，精储段：C20=0.078C=C0()0.2=0.078X(1777)0.2=0.0762020Umax=C=0.076x.麾竺!竺=1.53m/s1.186取安全系数为0.7，贝Uu=0.7XUmax=0.7X1.53=1.07m/s=1.09m按标准，塔径D取1.2m

26、查文献得提储段：C2o=0.C=Q0(一)°'2=0.X(1796)0.2=0.20201.093Umax=H-=0.x,/732.71.093=1.90m/s取安全系数为0.7，贝Uu=0.7XUmax=0.7X1.90=1.33m/sD=4VuS=0.98m按标准，塔径D取1.2m所以取精储塔的各段塔径为1.2m塔截面积：AtD2=1.13m24空塔气速：精储段:U=095=0.84m/s1.13提£留段：u=°.9"1=0.84m/s1.13b溢流装置采用单溢流、弓形降液管、凹受液盘。(1) 溢流堰长lw取堰长lw为0.65D,即lw=0.

27、651.2=0.78m溢流堰高hwlh-选用平直堰，堰上液层高度how的计算，即how=2.84X103XE(上)3，取E=1lw则精储段：how=2.84X103X1X(0.001873600)3=0.012m0.78提储段：how=2.84X103x1X(0.002573600)3=0.0M9m0.78取板上清液层高度hl=0.07m精储段：hw=hlhow=0.07-0.012=0.m提储段：hw=hlhow=0.06-0.0149=0.0551m(2) 降液管的宽度Wd和降液管的面积A由号0.56，查文献得%0.112，晋0.168W=0.168x1.2=0.0.2016m2Af=0.

28、112X0.785X1.44=0.1266m则液体在降液管中停留时间以检验降液管面积工AfHt01266045精储段：t=0.12660.45=30.46s>5s(符合要求)Ls0.00187,AfHt01266045(3) 提储段：t=22.16s>5s(符合要求)Ls0.00257降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速U0,计算降液管底隙高度h0,日的顷Lh0.00187精£留段：U0=0.09m/s,h0=0.027mhwh0=0.-0.027=0.m>0.006m故降液管高度设计合理提£留段：U0=0.09m/s,h0=°.

29、6;°257=。.m3600lwu0.780.09hwh。=0.0551-0.=0.0181m>0.006m故降液管高度设计合理4.2.9塔板主要工艺尺寸计算1塔板布置因为D800mm所以塔板采用分块式查文献得塔板分为4块取边缘区宽度W=0.049m，安定区高度W0.065m计算开孔区面积AX=?(WDWS)=号(0.20160.04)0.3584mD顷，1.2,R=yW0.0400.560mAa=2XX.R2X2离ESIN-，%)=0.4472m22筛开孔数n与开孔率取筛孔的孔径d0=5mm正三角形排列，不锈钢的板厚a一般为2.5mm故孔中心距t=2.5x5.0=12.5mm

30、计算塔板上的筛孔数n1.155Aan=t21.1550.4472,2652个0.0152计算塔板上的开孔区的开孔率，即:=0.907(*)20.907(°-005)214.5%t0.0125则精储段气流通过筛孔的气速:VsU0=A00.9514.61m/s0.1450.4472提储段气流通过筛孔的气速:VsU0=A0.95110.1450.447214.66m/s3塔有效高度有效高度Z精储段塔高Z=(281)X0.45=12.15m提储段塔高Z=(14-1)X0.45=8m实际塔高HH=(n-nF-nP-1)HT+nFHF+nPHP+HD+HBn=42每七层设一个人孔，贝UnP=6取

31、HP=0.6m,HD=1.2mHB=1.76m,两边封头取0.34m，裙座取3m.H=(41-1-6-1)X0.45+1X0.80+6X0.60+1.2+1.76+0.34+3=25.55m4.3筛板的流体力学验算4.3.1通过筛板压降相当的液柱高度hp=hc+h+h。1.板压降相当于液柱高度依业51.67，查文献5得，C0=0.783精慌段:T=0.(四)2(f=0.051(1461)2728)0.036mc。/0.78739.80提偶段:T=0.(也)2(T=0.046mc。i2.气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hi精储段：Ua=0.95AtAf1.130.19570.6450m/sFa

32、=u。.；=0.64501.728=0.8479查文献取板上液层充气系数0=0.675hi=0hi=0.675X(0.07)=0.0472m提储段：ua=0.6450Fa=0.890查文献取板上液层充气系数0=0.660hi=0hi=0.660X(0.070)=0.0462m精储段：h,=4418.26103=0.00201mlgd0739.809.810.0053.克服液体表面力压降相当的液柱高度h精储段单板压降Pp=0.08525X739.80X9.81=618.7Pa<0.7KP故设计合理提储段：h。=34417.8610:=0.00199m*do732.749.810.005故h

33、p=0.00201+0.036+0.0472=0.08525m提储段单板压降Pp=0.094X732.74X9.81=675.69Pa<0.7KP故设计合理故hp=0.+0.0462+0.00199=0.094m4.3.2雾沫夹带量的验算UaHt儿3.263.2=5.71060.6450318.26100.450.175=0.0048kg液/kg气0.1kg液/kg气57106提储段：Ev=5.7103.2Ua=0.005kg液/kg气0.1kg液/kg气Hthf故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带4.3.3漏液的验算精储段:U0w=4.4C0(0.00560.13hLh)LV=4.4X0

34、.84X7(0.00560.130.070.00201)739.80/1.728=5.43m/s筛板的稳定系数：K=业14612.691.5U0w5.43提储段：uow=4.4xG)x'(0.00560.13hL'h')'V=4.4X0.78xJ(0.00560.130.0700.00199)732.74/1/903=7.59m/s筛板的稳定系数：K=也14611.925>1.5uow7.59故本设计无明显液漏4.3.4液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液高度孔<4(Hr+hv)取4=0.6精储段：4(H+hv0=0.6X(0.45+0.

35、)=0.3048mhd0.153(-L)20.153(0.07)20.0012mlwhoHd=Hp+hL+hd=0.2182+0.070+0.0012=0.2894m故Hd<力(Hr+hvy)提锚段：4(Hr+hw)=0.6X(0.45+0.0551)=0.3031mhd0.153(E)20.153(0.09)20.00123mlwhoHd=Hp+hL+hd=0.094+0.070+0.00123=0.1652mHd<©(Hr+hw)在设计负荷下不会发生液泛4.4塔板负荷性能图4.4.1雾沫夹带线3.257106IlaVs精储段：依公式：eV(式中Ua0.688VS)Ht

36、hfAtAfHfJ2.5hwhow2.5hwj2.84103e2/33600Lslwj2=0.1261.8725LS3取雾沫夹带极限eV=0.1kg液/kg气，已知18.26103N/mHt0.4563.2*曰5.7106Ua解得e=Hthf2Vs2.37848.1527Ls3在操作围，任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs,列于下表中63.257106Ua提储段：依公式企=5.'10Ua(式中UaHthfVs0.688VS)AtAfHfT2.5(hwhow)233600LsI2.5hwT2.84103e()3lwT取雾沫夹带极限eV=0.1kg液/kg气，已知17.96103N/mHt

37、0.45m曰5.710解得：eV=3.26UaHthf2Vs2.87848.0127Ls3在操作围，任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值，列于下表中表3-1Ls与Vs对应值Ls,m3/s-30.610-31.5X10-33.0x10-34.5X10VS1,m3/s2.36532.26702.20162.1467VS2,m3/s2.82152.26702.71202.66034.4.2液泛线精慌段:令Hd(Hthw)由Hdhpnhdhphchhhihi;hhw&联立得Ht(1)眉(1)福hc、h忽略h整理得aVs2bcLs22dLs式中0.051a万（=）bHt(1)hw0.153(L

38、who)2d2.84103e(12)(3600/Lw)3将有关数据代入，得a0.00904b0.097c346.94d1.2362Vs24.778646.6Ls243.68Ls3在操作围，任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值，列于下表中提僭段令Hd(Hthw)由Hdhphlhdhphchhhih;hlhw&联立得Ht（1)hw(1)!%whc九h2忽略h整理得aVS2bcLs2dL?式中0.051i(A0C0)2bHt(1)hw(心0)l0.153(Lwho)22d2.84103e(1)(3600/Lw)3将有关数据代入，得a0.0055b0.103c150.16d1.25122_2

39、qVs4.083566.9Ls38.23Ls3在操作围，任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值，列于下表中表3-3Ls与Vs对应值Ls,m3/s0.610-31.5X10-33.0X10-34.5X10-3VS1,m3/s4.704.193.793.41VS2,m3/s4.023.573.273.034.4.3液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为4秒，由公式afht得:LSLs,max鲍0.12660.450.0142帝/s液相负荷上限线在坐标图上为气体流量无关的垂直线4.4.4漏夜线由hLhwhowUowVs,min/A。代入漏夜点气速：UowVs,min/Ao4.40/(0.00560

40、.13hch)l/v解得精储段：Vs,min5.00.0.008660.091Ls3提储段：Vs,min4.41'0.006590.011786Ls3在操作围，任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值，列于下表表3-2Ls与Vs对应值Ls,m3/s0.610-31.5X10-33.0X10-34.5X10-3VSi,m3/s0.46900.49620.51350.5276就2,m3/s0.36290.65030.72930.81074.4.5液相负荷下限线取平堰.堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限线条件，取e1.0则Ls,min()21=0.000448m3/s2.84103

41、e3600液相负荷下相线在坐标图上，亦是气体流量无关的垂直线4.4.6塔板性能负荷图精储段负荷性能图提储段负荷性能图对于精储段：对于精储段：Vs,max1.78m3/sVs,min0.502m3/s故精储段的操作弹性为：k=3.56对于提储段：Vs,max1.72m3/s3,Vs,min0.48m/s故精储段的操作弹性为：k=3.54第4章热量衡算4.1液相进料带入系统的热量4.1.1热量衡算基础数据塔顶t078.66CCP12.99kJ/(kgk)rA840.90kJ/AkgCP22.88kJ/(kgk)rB727.54kJ/kgCPDCP1XD%(1XD)2.990.982.88(10.9

42、8)2.99kJ/(kgk)进料板tF90.71CCP13.15kJ/(kgk)rA814.14kJA/kgCP22.92kJ/(kgk)rB707.21kJ/kgCpfCpXFC(1xf)3.150.252.92(10.25)2.69kJ/(kg塔底tw96.24CCpi3.23kJ/(kgk)rA801.27kJ/kgCP23.96kJ/(kgk)rB697.03kJ/kgCPWCp1XWCp2(1XW)3.230.0352.96(10.035)2.97kJ/(kgk)质量流率：QdDMdm19.3446.35896.409kmol/hGFFMLfm8556.574808.45kmol/h

43、OvwmWm65.6660.453969.147kmol/h4.1.2 加热蒸汽带入热量4.1.3 QB.rB52763963.8kJ/h进料带入的热量4.1.4 QGFCpfTf0.02363600151.3890.711168184.9kJ/h回流带入的热量4.2.1 QRRGcpRTrQ0.026853600154.1678.661172120.9kJ/h4.2离开系统的热量塔顶蒸汽带出的热量塔顶的汽化潜热PdxJa(1XD)rB0.98835.20(10.98)723.14832.9kJ/kg4.2.2 Q0.03222154.16360078.660.03222832.9636005

44、0.7849790254.3kJ/残液带出的热量CWGCpWW0.018239172.95360096.241092898.2kJ/h4.2.3散于周围的热量Q0.5cb4.3热量衡算式根据热量衡算式Qq即：Cbcfq.QcwQ联立各式得Q52763963.8kJ/hC0.5CB52763963.80.005263819.819kJ/hrw0.035801.27(10.035)697.03700.94kJ/kg第5章板式塔的结构与附属设备的计算5.1冷凝器设计计算设塔顶为全凝器，用冷却水作冷却剂设入口温度为：t1=20Ct2=40Ccp4.178kJ/kgc冷却水用量：_6Gv1.915610

45、2.292104kg/hcp(t2t1)4.178205.2试算并初选换热器的规格5.2.1确定流体通入的空间甲醇和水的蒸汽应走壳程，能够很好的散热，冷却水冷凝走管程，确定流体的定性温度、物性数据并选择换热气的型号。5.2.2计算传热负荷Q按储出液所放出热量计算：Qc1292900kJ/h。取储出液冷却水的各自平均温度为定性温度：冷却水进口温度20C，出口温度为40Co储出液的定性温度：(66.2+66.2)/2=66.2C冷却水的定性温度：(20+40)/2=30C表5-1两流体在定性温度下的物性数据1'流体物性温度tC密度PKg/m3粘度Pas热容WKj/KgC导热系数入w/mc甲

46、醇水66.2751.6830.3281033.3520.44冷却水30995.730.8007104.170.61715.2.3选换热器(1)计算平均传热温差按逆流计算平均温差e留出液:冷却水：温差：66.240tmCt2.t厂Lnt220.2t140.266.2C20CC35.26(2)选K值估计传热面积2-初选ko=500w/mC则1292900A=Ktm50035.26273.34m2初选管数ns,首先选定管流速u=0.5m/s管径252.5单程管长26640/998.247.2248根2-0.022136004Lnsd°73.3419.46m483.140.025表5-2初选

47、换热器的型号为G-700-149.1-21-41壳程D700mm公称面积S149.12m管数322管程Np4管中心距t32mm管长L6m管子直径425X2.5m管子排列方式正方形斜转45°板式列管换热器校核(1)面积及雷诺准数管程：流通截面积:_2成=地3.140.023220.0253m24.Np壳冷却水流速:ui=3600WcAo266400.293m/s3600998.20.0253Rei=uiwdi/=0.293998.20.02/0.800710-3=7306壳程：流通面Ao=(D-ncdo)hnc=1.19,n1.19.32221.3取nc=22取折流挡板间距h=0.2m

48、。Ao=(0.7-22X0.025)X0.2=0.03m2VMvDmU0A。3600管内储出液速度:0.019m/s50.46631.030.03757.683600当量直径:de4(t24d02)d°4(0.03220.7850.0252)0.0272m0.025Uo.deReo=0.019757.680.0251.0971030.328103Reo=0.019757.680.0251.097仔0.32810(2)传热系数的校核a、管程的对流传热系数_4Rei=7306>10.Cp0.8007Pr=0.61711034.171035.14550.80.3八.6100.6171

49、0.80.4,610、0.023RePr(1)0.02373065.14(118)1604.5diRe0.02730祚w/m.sb、壳程对流传热系数a0取（一）0.140.95w00.36Re0.55Pr13(一严de-_0.44_30551/3_0.36(1.193103)5.140.95478.040.0272.2°.(w/mC)确定污垢热阻，Rsi=0.9x10-4n2C/wRso=0.9x10-4n2C/w计算总传热系数Kc、取2。管材为碳刚，导热系数.245W/mc以外表面为基准。计算传热系数K1doidiRdi2.K=304.54w/mCd、计算所需传热面积AAo=Q1.

50、12929106kJ/h2120.4m2Ktm304.5435.26计算实际面积:2A=doLn3.140.0256322151.66m2AAo1.25核算结果表明，换热器可用。e、计算阻力损失管程阻力损失：Pi(P1P2)FtNsNp当Re=7306时，无缝钢管一0.01d，查得1(P303)入=0.22LN6998.20.2930p1p2(3)(0.0453)706.98pad20.022Ft1.4,Np1,Ns1_4_P706.981.4413959.08810Pa壳程阻力损失Po(PP2)Fs.Ns由Reo>500,f05.010970.2281.01,取F=0.5,挡板数:Nb

51、L6-1129h0.2PP>Ff°nc(NB1)2hNb(3.5D2u。22U020.51.0122(291)757.680.019245.58Pa_220.2757.680.01929(3.5)2213.09Pa取污垢校正系数Fs1.0P0(45.5813.09)1.040.234103Pa103Pa由上可知，采取G-700-149.1-21-4型号是合适的5.3主要接管尺寸的选取5.3.1进料管料液流速：F=85Kmol/h料掖密度：体积流率：739.80kg/m33VF5.40/739.800.0073m/h取管流速：uF1.6m/s则进料管的直径：dF：4VF0.0058m3600Uf取进料管的尺寸：702.5mm规格的热轧无缝钢管。5.3.2釜液出口管已知釜液流率为65.66Kmol/h釜液密度：737.80kg/m3则：Vw0.9511m3/h取管流速为：uw1.6m/s4Vw40.95113600uw'36000.8.“取管尺寸：892.5mm5.3.3塔顶