7200吨每年乙酸乙酯乙酸丁酯精馏塔装置设计

1、首届山东省“隆腾双利杯大学生化工过程实验技能竞赛7200 吨吨/年乙酸乙酯年乙酸乙酯乙酸丁酯乙酸丁酯精馏装置设计精馏装置设计设 计 人： 单 位： 指导教师: 完成时间: 2021-12-8目目 录录课程设计任务书课程设计任务书 .I摘摘 要要.II第一章第一章 文献综述文献综述.1第二章第二章 设计方案确实定设计方案确实定.22.1 操作条件确实定.22.2 确定设计方案的原那么.2第三章第三章 塔体计算塔体计算.43.1 设计方案确实定.43.2 精馏塔的物料衡算.43.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.43.2.2 物料衡算.53.3 全凝器冷凝介质的消耗量.53.3.1 热

2、量计算.53.3.2 热能利用.63.4 塔板数确实定 .73.4.1 理论塔板层数确实定.73.4.2 全塔效率的估算.8实际塔板数.9第四章第四章 精馏塔主体尺寸的计算精馏塔主体尺寸的计算.104.1 精馏塔的体积流量的计算.104.1.1 精馏段体积流量.104.1.2 提馏段体积流量.114.2 塔径的计算.124.3 塔高的计算 .14第五章第五章 塔板结构尺寸确实定塔板结构尺寸确实定.155.1 塔板结构 .155.2 塔板尺寸.155.2.1 塔板根本尺寸.15筛孔数目.165.3. 弓形降液管.165.3.1 堰高.165.3.2 降液管底隙高度.165.4 筛孔排列.17第六

3、章第六章 流体力学验算及塔板负荷性能图流体力学验算及塔板负荷性能图.186.1. 气体通过精馏段的压力降(单板压降).186.1.1 干板阻力.186.1.2 液层压力降.186.1.3 由外表张力引起的阻力.186.2. 精馏段漏液验算.186.3. 精馏段液泛验算 .196.4. 精馏段雾沫夹带验算.196.5. 气体通过提馏段的压力降(单板压降).196.5.1 干板阻力.196.5.2 液层压力降.196.5.3 由外表张力引起的阻力.206.6. 提馏段漏液验算 .206.7. 提馏段液泛验算.206.8. 提馏段雾沫夹带验算.216.9. 精馏段操作性能负荷图.216.9.1 雾沫

4、夹带上限线.216.9.2 液泛线.216.9.3 液体负荷上限线.226.9.4 漏液线.226.9.5 液相负荷下限线.226.10 提馏段操作性能负荷图.236.10.1 雾沫夹带上限线.236. 10.2 液泛线.236.10.3 液体负荷上限线.246.10.4 漏液线.246.10.5 液相负荷下限线.24第七章第七章 塔附件设计塔附件设计.257.1 泵的计算及选型 .257.2. 换热器 .257.2.1 设计任务及确定设计方案.257.2.1 换热器计算.257.2.1 换热器核算.27附：填料塔的填料层高度的计算附：填料塔的填料层高度的计算.30设计小结设计小结.32附录附

5、录.33参考文献参考文献.34课程设计任务书课程设计任务书一、课题名称乙酸乙酯乙酸丁酯别离过程板式精馏塔筛板塔设计。二、课题条件原始数据原料：乙酸乙酯 乙酸丁酯 年处理量： 7200t 原料组成乙酸乙酯的质量分率：0.30操作压力：常压进料温度：60回流比：6.8单板压降：自选进料状态：冷夜进料塔顶产品浓度：塔顶的乙酸乙酯含量不小于95%(质量分数)塔底的产品浓度：苯含量不大于 3%(质量分数)塔顶：采用全凝器塔釜：饱和蒸汽间接加热塔板形式：筛板 生产时间：300 天/年，每天 24h 运行 设备形式：筛板塔三、设计内容包括设计、计算、论述、实验、绘图等1 设计方案的选定2 精馏塔的物料衡算3

6、 塔板数确实定4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算加热物料进出口温度、密度、粘度、比热等5 精馏塔塔体工艺尺寸的计算6 塔板主要工艺尺寸的计算7 塔板的流体力学验算8 塔板负荷性能图9 换热器设计11 制生产工艺流程图带控制点摘摘 要要 精馏是别离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工炼油石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是乙酸乙酯乙酸丁酯二元物系筛板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；乙酸乙酯乙酸丁酯；工艺计算；流程图 第一章第一章 文献综述文献综

7、述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料外表下流，气体逆流向上也有并流向下者与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：1生产能力大；2传热、传质效率高；3气流的摩擦阻力小；4操作稳定，适应性强，操作弹性大；5结构简单，材料耗用量少；6制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。乙酸乙酯

8、又称 醋酸乙酯。是一种用途广泛的精细化工产品，具有优异的溶解性、快干性，用途广泛，是一种非常重要的有机化工原料和极好的工业溶剂，被广泛用于醋酸纤维、乙基纤维、氯化橡胶、合成橡胶、涂料及油漆等的生产过程中。其主要用途有：作为工业溶剂，用于涂料、粘合剂、乙基纤维素、人造纤维等产品中；作为粘合剂，用于印刷油墨、人造珍珠的生产；还可以作为提取剂，香料原料等。工业上一般由醋酸和正丁醇在有催化剂的情况下酯化而得，其中硫酸催化工艺成熟，但副反响较多，研究和改良乙酸乙酯与乙酸丁酯的精馏设备是有现实意义的，也是非常重要的。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此

9、我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层或喷射的液滴群 。筛板塔是 1932 年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。第二章第二

10、章 设计方案确实定设计方案确实定2.1 操作条件确实定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的别离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作如下阐述。 操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于别离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，那么应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气

11、压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，那么在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。在本设计采用常压作为操作压力。 进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比拟容易控制，不致受季节气温的影响。但在本设计中采用的是冷夜进料。2.2 确定设计方案的原那么确定设计方案总的原那么是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产到达技术上最先进、经济上最

12、合理的要求，符合优质、高产、平安、低消耗的原那么。为此，必须具体考虑如下几点： 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品到达任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出

13、不正常的原因，以便采取相应措施。 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的上下，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。本设计中将考虑到能量的合理利用。 保证平安生产塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要平安装置。以上三项原那么在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原那么应作较多的考虑，对第二个原那么只作定性的考虑，而对第三个原那么只要求作一般的考虑。

14、第三章第三章 塔体计算塔体计算3.1 设计方案确实定本设计采用连续精馏流程，冷液进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。3.2 精馏塔的物料衡算 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。原料液的摩尔组成：30/88.110.3610330/88.11 70/116.16fnxnn乙酸乙酯乙酸乙酯乙酸丁酯同理可求得：0.96161,0.03918DWxx原料液的平均摩尔质量：(1)0.36103 88.11(1

15、0.36103) 116.16106.03311/fffMx MxMkg kmol乙酸乙酯乙酸丁酯 同理可求得：89.18684/,115.06100/DWMkg kmol Mkg kmol由图 1 可查得原料液、塔顶和塔底混合物的沸点。将上述计算结果汇总于表 1。表 1 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液馏出液釜残液(%)fx30950.03(摩尔分数)fx0.361030.961610.03918摩尔质量/kg kmol（）106.0331189.18684115.06100沸点温度99.2578.21121.75t-x-y 图01020304050607080901001101

16、201301400 0.050.10.150.20.250.30.350.40.450.50.550.60.650.70.750.80.850.90.951t图 1 物料衡算以年工作日为 300 天，每天开车 24 小时计，进料量为：37200 109.43102/300 24 106.03311Fkmol h由全塔的物料衡算方程可写出： FDWfDWFxDxWx解得： 3.29063/Dkmol h6.14039/Wkmol h3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 热量计算塔顶全凝气的热负荷：,414510.96161 32.231 0.9616136.79 10003.24 10/25.6669

17、1 3.24 108.31738 10/rkJ kmolQVrkJ h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为 20和 30那么平均温度下的比热，于是冷凝水用量可求：4.1785/pcCkJ kg Cx(y)511218.31738 1019905.18129/()4.1785 (3020)pcQWkg hctt塔顶冷却器热负荷：在下，查的产品的比热容1189.84290/pckJ kmol k1189.84290/pckJ kmol k213.29063 189.8429 38.2123869.89/pQDctkJ h 冷却水用量222123869.89571.25500/()4.1785

18、(3020)pcQWkg hctt塔底再沸器热负荷：26320.03918 32.231 0.0391836.7936.61100/27.81108 36.611 10001.0182 10/rkJ molQV rkJ h、在表压为 0.4MPa 的条件下查的饱和水蒸气的汽化潜热为32107.40000/rkJ kg饱和水蒸气用量：63331.0182 10483.155/2107.4QWkg hr塔底冷却器热负荷：下查的塔底产品的比热容40 121.752m在t203.67096/pfckJ kmol k5426.14039 242.7298121.75401.2184 10/pQWctkJ

19、 h 冷却水用量：54412184 102909.612/4.1875 10pcQWkJ hct 热能利用以塔釜产品对预热原料液，那么将原料由 20到 60所需的热量为。fQ其中，查得，此时原料液的比热容:2060402fmt203.67096/pfckJ kmol k原料所需热量：49.43102 203.67096 407.6833 10/fpfQFctkJ h 由于，所以理论上可用塔釜产品对原料液加热。4fQQ同理，塔顶饱和蒸汽也可以将原料液预热至所需温度。3.4 塔板数确实定 理论塔板层数确实定0.3610399.25ffxtC时溶液泡点为 ，99.256079.625002平均温度C

20、在 79.625 时，=126.1/(),=247.5/()ppckJkmol k ckJkmol k乙酸乙酯乙酸丁酯原料液平均比热容,=126.1 0.36103+247.5 (1 0.36103)203.67096/()pckJkmol k原料液的汽化热，进而可求的330.36103 32.23 10(1 0.36103) 36.79 1035143.7032/mrkJ kmol35143.7032203.67096 39.251.2274735143.7032mpmrctqr1q5.396181.5871511fqyxxxqq线方程 10.871790.1232811DRyxxxRR精馏

21、段的操作线方程 q(0.37805,0.45286)d线方程与精馏段操作线方程的交点坐标综上，可绘制图 2xy由此可在图上画出提馏段操作线方程，00.050.10.150.20.250.30.350.40.450.50.550.60.650.70.750.80.850.90.9510 0.050.10.150.20.250.30.350.40.450.50.550.60.650.70.750.80.850.90.951 图 2由图 2 得理论塔板数为：5 块精馏段 2 块，提馏段 2 块，加料板 1 块3.4.2 全塔效率的估算用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：O conenell由相平衡方

22、程式 可得：1(1)xyx根据乙酸乙酯乙酸丁酯体系的相平衡数据可以查得： (塔顶第一块板)10.96161Dyx10.8440 x (加料板)0.72103fy 0.36103fx (塔釜)0.14888wy 0.03918wx 因此可以求得：14.62981,4.57439,4.28980fw全塔的相对平均挥发度：14.62981 4.289804.45656mw 全塔的平均温度：78.21 121.7599.9822DWmtttC在温度下查得99.98 C0.208,0.315mPa smPa s乙酸乙酯乙酸丁酯因为LiLix所以，0.96161 0.208(1 0.96161) 0.31

23、50.21211LDmPa s同理可得0.31081LWmPa s全塔液体的平均粘度：()/ 2(0.21211 0.31081)/ 20.26146LmLDLWmPa s全塔效率0.2450.24510.49()0.4947.198%(4.49550 0.26146)TLE实际塔板数由图二得，精馏段的理论塔板数为右上：2 块，实际塔板数为：/12/0.47198 16TPTNNE 精馏段精馏段块同上，有图可知提馏段的理论塔板数为：2 块，那么实际塔板数为：/12/0.47198 16TPTNNE 提馏段提馏段块加料板：1 块实际塔板数为：13 块第四章第四章 精馏塔主体尺寸的计算精馏塔主体尺

24、寸的计算4.1 精馏塔的体积流量的计算4.1.1 精馏段体积流量整理精馏段的数据列于表 2，由表中数据可知：液相平均摩尔质量：1106.03311 92.485899.25946/22lflMMMkg kmol液相平均温度：99.2578.2188.7322fDmtttC表 2 精馏段的数据位置进料板塔顶(第一块板)0.3fx 10.95Dyx质量分数(%)0.66222fy 10.80407x 0.36103fx 10.96161Dyx摩尔分数0.72103fy 10.84400 x 106.03311LfM192.48580LM摩尔质量()/kg kmol95.93511VfM189.18

25、684VM温度()99.2578.21在平均温度下查得 33815.4/,809.8/kg mkg m乙酸乙酯乙酸丁酯液相平均密度为：11LmLmLmxx乙酸乙酯乙酸丁酯其中，平均质量分数0.30.804070.552042Lmx所以，3812.88188/Lmkg m精馏段的液相负荷：由6.8 3.2906322.37628/LRDkmol h 322.37628 99.259462.73232/812.88188nLmLMLmh同理可计算出精馏段的汽相负荷。精馏段的负荷列于表 3。表 3 精馏段的汽液相负荷名称液相气相平均摩尔质量()/kg kmol99.2594692.56098平均密度

26、()3/kg m812.881883.11888体积流量()3/mh2.73232(0.000758978)3/ms761.73317(0.211593/ms)4.1.2 提馏段体积流量整理提馏段的数据列于表 4，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表 5。表 4 提馏段的数据位置塔釜进料板0.03Wx0.30fx 质量分数0.11714Wy0.66222fy 0.03918Wx0.36103fx 摩尔分数0.14888Wy0.72103fy 115.061LWM106.03311LfM摩尔质量/kg kmol111.984VWM95.93511VfM温度/121.7599

27、.25表 5 提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量()/kg kmol110.54606103.95956平均密度()3/kg m782.867893.28815体积流量()3/mh4.79417(0.00133171)3/ms879.28703(0.24425)3/ms4.2 塔径的计算由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的径相等。有以上的计算结果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：3()0.211590.244250.22792/22SJSTSVVVms汽塔的平均液相流量：3()0.0007589780.001331710.00104534/22SJSTSLLLm

28、s汽塔的汽相平均密度： 33.118883.288153.20352/22VJVTVkg m汽塔的液相平均密度： 3812.88188782.86789797.87489/22LJLTLkg m塔径可以由下面的公式给出： 4SVDu由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。max(0.6 0.8)uumaxumaxLVVuC取塔板间距，板上液层高度，那么别离空间：0.35THm1500.05hmmm 10.350.050.30THhm功能参数：0.00104534797.87489()0.072380.227923.20352SLSVLV从史密斯关联图图 2, 查得：，200.059C

29、 史密斯关联图图 2由于，在平均温度下由外表张力手册查的：0.220()20CC精馏段乙酸乙酯乙酸丁酯的平均外表张力，提馏段乙酸乙酯乙酸2130.34734/dyn m丁酯的平均外表张力2226.90581/dyn m平均外表张力228.62658/dyn m所以： 0.228.626580.059()0.06338720C max797.874893.203520.0633870.92925/3.20352LVVuCm s0.75 0.929250.69694/um s 4 0.22792645.30.69694Dmm根据塔径系列尺寸圆整为700Dmm此时，精馏段的上升蒸汽速度为： 2244

30、 0.211590.54981/0.7SJJVum sD提馏段的上升蒸汽速度为： 240.63467/STTVum sD4.3 塔高的计算塔体总高度不包括裙座由下式决定： (2)DpTTFBHHNSHSHHH ,DBTTFPHmHmHmHmHmNS式中 塔顶空间，塔底空间，塔板间距，开有人孔的塔板间距，进料段高度，实际板数人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间）塔顶空间为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取 HD 为 1.52.0的，TH1.750.06125DTHHm取人孔数目：为了塔板安装方便和物料的清洗，取 2 个人孔，其直径为 450mm。塔底空间：BH1.225mBH

31、取料板空间高度：0.5FHm取开有人孔的塔板间距 0.6THm取所以总塔高为：(2)6.6875DpTTFBHHNSHSHHHm第五章第五章 塔板结构尺寸确实定塔板结构尺寸确实定5.1 塔板结构塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从 300900mm 时采用整块式塔板，因此采用整块式。5.2 塔板尺寸5.2.1 塔板根本尺寸取无效边缘区宽度，破沫区宽度，0.050CWm0.060SWm由图 3 可得： 0.065 =0.455WlDm弓形溢流管宽度0.12000.084dWDm 图 3弓形降液管面积 220.384854TDAm /0.0680fTAA 20.02617fAm

32、 / 20.30000CRDWm / 20.20600dSxDWWm筛孔数目筛孔数目0204ANd22222arcsin0.22609180axAx RxRmR 0200.907aAAtd200.01282Am0652.9653N 验算： 液体在精馏段降液管内的停留时间 0.02617 0.3512.0855350.00075789fTJSJA HssL液体在精馏段降液管内的停留时间 设计合理0.02617 0.356.8780550.0013317fTTSTA HssL5.3. 弓形降液管5.3.1 堰高采用平直堰、单溢流， 取如下值：1wowhhh堰高 ，2312.732324.79417

33、50,0.00284 () ,1,3.763252howhwLhmm hEELl取11.6138.39owwhmmhmm 则 5.3.2 降液管底隙高度取，那么液体通过降液管底隙时的流速为028hmm精馏段： 000.0007589780.06/0.455 0.028SJwLum sl h提馏段： 000.001331710.10688/0.445 0.028STwLum sl h的一般经验数值为0u0.07 0.25/m s5.4 筛孔排列因为物系根本上没有腐蚀性，可选用 = 3.5mm 碳钢板,取筛孔直径=5mm，筛孔按正0d三角形排列，孔中心距 t 一般为2.55.0倍的，取 t/=4,

34、那么 t 为 20mm。0d0d筛孔排列方式采等边三角形排列。校核： 在 5%-15%之间合理00.01282=0.056700.22609aAA 第六章第六章 流体力学验算及塔板负荷性能图流体力学验算及塔板负荷性能图6.1. 气体通过精馏段的压力降(单板压降) 6.1.1 干板阻力：03.5=0.81mmC取查图得0017.77847/sVum sA所以200.051()0.08124ovcluhmC6.1.2 液层压力降取充气系数，那么：0.610.6 0.038390.03000Lhhm 由外表张力引起的阻力由外表张力导致的阻力一般来说都比拟小，所以一般情况下可以忽略。所以，综上所述，0

35、.081240.030.11124phm6.2. 精馏段漏液验算稳定系数oomuKu00.00848(1.27)( +27.9)+4.512.65380/lomvdhum s下限筛孔气速17.77847/oum s实际气速所以。=7.179251.52.0oomuKu，具有较大操作弹性不会产生过量漏液。6.3. 精馏段液泛验算溢流管内的清液层高度 dpdLHhhhh028hmm取 其中，1200.153()0.000543sdwLhml h 22200.01274,0.10.000355srwdrLAl hm hA液体流经堰口时的最窄截面面积所以，0.050.0005430.0003550.1

36、11240.16214dHm为防止液泛，通常，取校正系数，()dTwHHh0.50那么有： ()0.50 (0.350.03839)0.19419TwHhm可见，即不会产生液泛。设计合理。()dTwHHh6.4. 精馏段雾沫夹带验算nl3.26u =0.24425m/s,h =2.5h =0.125m,5.7 10e0.0064980/sfTfnTfVAAukgkgkgkgHh雾沫气体0. 1雾沫气体nufh 按气体流通面积计算的气体速度 泡沫层高度可见，雾沫夹带在允许的范围之内6.5. 气体通过提馏段的压力降(单板压降) 6.5.1 干板阻力：03.5=0.81mmC取查图得0017.778

37、47/sVum sA所以200.051()0.08124ovcluhmC6.5.2 液层压力降取充气系数，那么：0.610.6 0.038390.03000Lhhm 由外表张力引起的阻力由外表张力导致的阻力一般来说都比拟小，所以一般情况下可以忽略。所以，综上所述：0.11851 0.030.14851phm6.6. 提馏段漏液验算稳定系数oomuKu00.00848(1.27)( +27.9)+4.512.72486/lomvdhum s下限筛孔气速17.77847/oum s实际气速所以。=6.057071.52.0oomuKu，具有较大操作弹性不会产生过量漏液。6.7. 提馏段液泛验算溢流

38、管内的清液层高度 dpdLHhhhh028hmm取 其中，1200.153()0.00167sdwLhml h 22200.01274,0.10.00109srwdrLAl hm hmA液体流经堰口时的最窄截面面积所以，0.050.001670.001090.148510.20127dHm为防止液泛，通常，取校正系数，()dTwHHh0.50那么有： ()0.50 (0.350.03839)0.19419TwHhm可见，即不会产生液泛。 设计合理。()dTwHHh6.8. 提馏段雾沫夹带验算nl3.26u =0.58991m/s, h =2.5h =0.125m,5.7 10e0.004351

39、47/sfTfnTfVAAukgkgkgkgHh雾沫气体0. 1雾沫气体nufh 按气体流通面积计算的气体速度 泡沫层高度可见，雾沫夹带在允许的范围之内6.9. 精馏段操作性能负荷图6.9.1 雾沫夹带上限线v3.26vn2233l23236v-2e =0.1kg/kg5.7 10e =u =2.788h =2.5h =2.5,0.03839,0.00284 ()1.127662.819160.095980.254022.819162.785.7 10e =3.034734 10nTfssTfhfwowwowswfsTfsuHhVVAALhhhhELlhLHhL液沫气体3.2232380.10

40、.254022.819160.947937.19078ssssVLVL6.9.2 液泛线液泛线方程为 222/3SSSaVbcLdL其中，22005.376.8263224VLagd N(1)0.13277TwbHh 2200.153942.65456wcl h233600(1) 0.00284 ()1.80426wdl代入上式化简后可得：222/30.01945 138.091180.26431SSSVLL6.9.3 液体负荷上限线取，那么4s3max0.021617 0.350.0022899/44fTSA HLms6.9.4 漏液线00min0min0min02023min0.814.4

41、(0.00560.13)/,0.012820.04569 1.9667938.20773LLvsssCuChhVuAAmVL取其中6.9.5 液相负荷下限线取代入的计算式：0.006owhmowh2/3min2.841 0.0061000SwLl 整理可得：3min0.00038811/SLms00.10.20.30.40.50.60.70.80.9100.0010.0020.0030.0040.0050.006系列1系列2系列3系列4系列5系列6系列7精馏段操作性能负荷图6.10 提馏段操作性能负荷图6.10.1 雾沫夹带上限线v3.26vn2233l23236v-2e =0.1kg/kg5

42、.7 10e =u =2.788h =2.5h =2.5,0.03839,0.00284 ()1.127662.819160.095980.254022.819162.785.7 10e =2.868658 10nTfssTfhfwowwowswfsTfsuHhVVAALhhhhELlhLHhL液沫气体3.2232380.10.254022.819160.636227.06082ssssVLVL6. 10.2 液泛线液泛线方程为 222/3SSSaVbcLdL其中，22005.377.3136324VLagd N(1)0.13277TwbHh 2200.153942.65456wcl h233

43、600(1) 0.00284 ()1.80426wdl代入上式化简后可得：222/30.01815 128.890110.24670SSSVLL6.10.3 液体负荷上限线取，那么，4s3max0.021617 0.350.0022899/44fTSA HLms6.10.4 漏液线00min0min0min02023min0.814.4(0.00560.13)/,0.012820.04569 1.8115534.90270LLvsssCuChhVuAAmVL取其中6.10.5 液相负荷下限线取代入的计算式：，整理可得：0.006owhmowh2/3min2.841 0.0061000SwLl

44、提馏段操作性能负荷图3min0.00038811/SLms00.10.20.30.40.50.60.70.80.9100.0010.0020.0030.0040.0050.006系列1系列2系列3系列4系列5系列6系列7第七章第七章 塔附件设计塔附件设计7.1 泵的计算及选型 原料液的流量： 310001000/1.173/852.5392Fkg hmh25 2.5mm()取管径与换热器接管尺寸相同 1244 1.1731.04/3600 3.14 0.02iVum sd取罐内原料液平面为 0-0 面，进料管出口外侧为 1-1 面 2200110110021122,02ffpupuZHeZHg

45、gggPP uuHeZHg0，其中Z =0,得： 2,=0.022fuLHdg经查得25.61.040.020.310.022 9.81fHm21.045.60.316.022 9.81Hem综上所述，选用的离心泵可以完成任务。5032 160IS附：5032 160IS型号：33.75/Vmh1450 / minnr8.5Hm35%7.2. 换热器7.2.1 设计任务及确定设计方案 用冷原料液冷凝塔顶蒸汽，到达预热原料液和冷凝塔顶蒸汽的双重效果。1、选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体温度为 78.21的饱和蒸汽，冷流体进口温度为 20，出口温度为 60，选用列管式换热器。2、流程安

46、排 因为加热剂为饱和热蒸汽，冷凝过程中有饱和液体出现，故饱和蒸汽走壳程，冷原料液走管程。7.2.1 换热器计算一、确定物性参数 定性温度：对于一般气体和低粘度液体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程流体定性温度为 78.21，管程定性温度。2060402T为 饱和蒸汽在在 78.21下的有关物性参数 33.087/kg m127.4392/()phckJkmol K 0.01436/()Wm K30.00895 10 Pa s原料液在 40下的有关物性参数 3865.776/kg m206.838/()pcckJkmol K 0.1352/()Wm K30.04914 10 Pa s

47、二、估算传热面积 1 冷流 19.43102 206.838 4058.21pcQFctkw 量：2 平均传热温差：121258.21 18.2134.4158.21lnln18.21mttttt 3 传热面积：由于原料液的粘度比拟低，壳间为有机蒸汽冷凝，故其 K 值比拟小，2 K60W/(mK)假设32121.674 1010.5m60 34.41pmQAK t4 蒸汽用量：331621.674 100.669 10/0.0597/32.405 10QWkmol skg sr三、 工艺结构尺寸 1 管径和管内流速：较高冷拔传热管碳钢 ，取14 2mm选用0.6/um s 2 传热管数：221

48、000/865.7766.870.785 0.010.64siVnd u根按单程计算，所需管长：A10.5L=34.123.14 0.014 7posmd n根据实际情况，取管长，那么管程数为9lm34.123.7949pLNl 管程传热管总数：T7 428N 传热管总数 根3 由于用热蒸汽加热且在该温度下排除冷凝饱和液，故其平均温差不用校正。4 传热管排列和分程方法：采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心620otdmm距 隔板中心到离其最近一排管中心距6162tSmm为各程相邻管的管心距为。32mm5 壳体内径：取管板利用率，那么0.71.05/1.05

49、2028/0.7132.8TDtNmm按卷制壳体的进级档，可取150Dmm 6 折流板：采用弓形折流板圆缺高度为壳体内径的，那么切去的圆缺高度为25%0.25 15037.5hmm取折流板间距为50Bmm90001117950BN 传热管长折流板数 块折流板间距 7 接管壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为110/um s1144 0.0597/3.0870.04963.14 10VDmu圆整后可取接管内径50mm为管程流体进出口接管：取接管内液体流速21.1/um s为2244 1000/(865.776 3600)0.0193.14 1.1VDmu圆整可取接管内径20mm为7.2.1 换

50、热器核算 1 热流量核算1壳体外表传热系数 用克恩法计算0.551/30.14100.36RePr()oeWd2234 (0.020.014 )240.01753.14 0.014edm壳程流通截面积：3200.014(1)0.05 0.15 (1)2.25 100.02odSBDmt壳程流体流速及其雷诺数分别为：0300.0597/3.0878.595/2.25 10Vum sS0030.0175 8.595 3.087Re207518.830.00895 10ed u普朗特数：3127.4392 0.00895 10Pr0.07940.01436phc0.14()1W粘度校正 0.551/

51、320.014360.36207518.830.0794106.678/()0.0175oWmK2 管内外表传热系数0.80.40.023RePriiid管程流体流通截面积22420.0175.495 1044iisSd nm管程流体流速及其雷诺数分别为：41000/(865.776 3600)0.583/5.495 10ium s30.01 0.584 865.776Re102890.4914 10du普朗特数：3206.838 0.4914 10Pr0.7520.1352pcc0.80.420.13520.02310289 0.752449.87/()0.01iWmK3 污垢热阻和管壁热阻 管外侧污垢热阻：20.00105/oRmK W 管内侧污垢热阻：20.00106/iRmK W 管壁热阻：碳钢在该条件下的热导率为250/()WmK 20.0020.00004/50wRmK W4 传热系数 2166.372/()0.0140.0140.01410.001060.00004449.87 0.010.010.012106.678cKWmK5 传热面积裕度 32121.6741 109.4966.372 34.41ccmQAm