化工原理課程設計乙醇水二元物系浮閥式精餾塔的設計

1、 化工原理 課 程 設 計題目乙醇-水二元物系浮閥式精餾塔的設計 教 學 院 專業(yè)班級 學生姓名 學生學號 指導教師 2013年12月12日化工原理課程設計任務書（一） 設計題目 乙醇水二元物系浮閥式精餾塔的設計（二）設計條件塔頂壓力為常壓處理量：1200kg/h進料組成：0.46（質量分率）塔頂組成：0.90（質量分率）塔底組成：0.04（質量分率）加料狀態(tài)：q=0.97塔頂設全凝器，泡點回流塔釜間接蒸汽加熱回流比 單板壓降 0.7kPa（三）設計內容(1)確定工藝流程。(2)精餾塔的物料衡算。(3)塔板數(shù)的確定。(4)精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算。(5)精餾塔塔體工藝尺寸的計算。(

2、6)塔板板面布置設計。(7)塔板的流體力學驗算與負荷性能圖。(8)精餾塔接管尺寸計算。(9)塔頂全凝器工藝設計計算和選型。(10)進料泵的工藝設計計算和選型。(11)帶控制點的工藝流程圖A3、塔板板面布置圖、精餾塔設計條件圖。(12)設計說明書。目 錄摘 要1緒 論2第一章 設計思路31.1設計流程31.2設計思路3第二章 精餾塔的工藝設計52.1精餾段進料、塔頂和塔釜產品摩爾分數(shù)的計算52.2物料衡算52.3理論板數(shù)和進料位置的確定6 2.4平均溫度,密度，摩爾質量的計算.72.5液體表面張力.92.5平均粘度計算122.6平均相對揮發(fā)度的計算132.7全塔效率132.8實際板數(shù)和實際加料位

3、置的確定13第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設計計算153.1塔的有關物性數(shù)據(jù)計算103.2精餾塔主要工藝尺寸的計算143.3篩板的流體力學驗算193.4塔板負荷性能圖213.5操作彈性24第四章 熱量衡算264.1比熱容及汽化潛熱的計算264.2熱量衡算26第五章 板式塔的結構計算275.1進料管275.2回流管275.3塔底出料管275.4塔底蒸汽出料管285.5塔底蒸汽進料管28第六章 塔的附屬設備的設計286.1冷凝器的選擇286.2再沸器的選擇286.3泵的選型29主要符號說明30參考文獻35附 錄37摘 要精餾是一種最常用的分離方法，它依據(jù)多次部分汽化、多次部分冷凝的原理來實現(xiàn)連續(xù)的高

4、純度分離。本設計采用浮閥精餾塔，進行乙醇水二元物系的分離，此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，從而達到二元物系分離的目的。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。通過對精餾塔的工藝設計計算可知：實際塔板數(shù)為22塊，第15塊板進料，最小塔徑為0.5m，塔的實際高度為15.2m。根據(jù)所選參數(shù)在進行校核可知：精餾段液體在降液管停留時間為25.97s，降液管底隙高度為12.8mm，氣相最大負荷為0.67m3/s，氣相最小負荷為0.32m3/s，操作彈性為4.79

5、。提餾段液體在降液管停留時間為12.15 s，降液管底隙高度為19mm，氣相最大負荷為0.7m3/s，氣相最小負荷為0.15m3/s，操作彈性為4.7。這些值都符合實際要求，故所選的物性參數(shù)是合理。根據(jù)物料衡算可知: 進料帶入的熱量為,回流帶入的熱量為,塔頂蒸汽帶出的熱量為,殘液帶出的熱量為,塔頂上升的熱量為。由精餾塔的附屬設備的計算可知：塔頂冷凝器的型號為：JB/T4714-92，塔底再沸器的型號：JB/T4714-92，進料泵的型號為: IS 50-32-125 關鍵詞：精餾，精餾塔，精餾段,浮閥。緒 論精餾過程的基礎是傳質，即在能量劑的驅動下（有時加質量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分

6、離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質、傳熱的過程。在本設計中我們使用浮閥塔，浮閥塔是在泡罩塔的基礎上發(fā)展起來的，它主要的改進是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產能力以及設備造價等方面比泡罩塔優(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過程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國外浮閥塔徑，大者可達10

7、m，塔高可達80m，板數(shù)有的多達數(shù)百塊。 浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點： () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040，而接近于篩板塔。 () 操作彈性大，一般約為59，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般0.7kpa。 () 液面梯度小。 () 使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。() 結構簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的6080,為篩板塔的120130。在本次設計中,我們進行的是乙醇水二元物系的精餾分離，我們采用的精餾裝置有精餾塔,冷凝器等設備,熱量從

8、塔釜輸入,物料在塔內進行精餾分離,余熱由塔頂產品冷凝器中的冷卻介質帶走,為了減少熱量,能量的損失,我們在進料前設置了節(jié)能器,把塔底熱產品先與進料進行熱交換,然后再冷卻.最后完成傳熱傳質. 塔頂冷凝裝置采用全凝器，以便于準確控制回流比。塔底再沸器采用飽和蒸汽直接加熱，提供釜液再沸時所需熱量。 輔助設備主要進行的有泵的選取，各處接管尺寸的計算并選型，冷凝器和再沸器的設計與選型等。第一章 設計方案的確定1.1設計思路精餾方式的選定 本設計采用連續(xù)精餾操作方式，其特點是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，耗能小于間歇精餾過程，易得純度高的產品。操作壓力的選取本設計采用常壓操作，一般除了敏性物料以外，凡通

9、過常壓蒸餾不難實現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應采用常壓蒸餾。加料狀態(tài)的選擇為氣液混合物泡點進料加熱方式 本設計采用直接蒸汽加熱。因為直接蒸汽的加入，對釜內溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產品純度，輕組分收率一定前提下，釜液濃度相應降低，故需在提餾段增加塔板以達到生產要求，從而又增加了生產的費用，但也減少了間接加熱設備費用。回流比的選擇 選擇回流比，主要從經濟觀點出發(fā)，力求使設備費用和操作費用之和最低。一般經驗值為R=(1.1-2.0)Rmin.塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質的選擇 塔頂選用全凝器，因為后繼工段產品以液相出料，但所得產品的純度低于分凝器，因為分凝器的第

10、一個分凝器相當于一塊理論板。 塔頂冷卻介質采用自來水，方便、實惠、經濟。浮閥塔的選擇在本設計中我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點是結構簡單造價低。合理的設計和適當?shù)牟僮鞲￠y塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高采用浮閥可解決堵塞問題適當控制漏夜。 浮閥塔是最早應用于工業(yè)生產的設備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設計方法和結構近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質設備為減少對傳質的不利影響可將塔板的液體進入?yún)^(qū)制突起的斜臺狀這樣可以降低進口處的速度使塔板上氣流分布均勻。浮閥塔多用不銹鋼板或合金制成使用碳剛的比較少。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜狀態(tài)下操作使其板效率明顯下降其操作的負荷

11、范圍較袍罩塔為窄，單設計良好的塔其操作彈性仍可達到2-3。表1-1 設計參數(shù)統(tǒng)計項目方式壓力加料狀態(tài)加熱方式回流比冷凝器冷卻介質浮閥塔選取連續(xù)精餾常壓氣液混合蒸汽加熱R=(1.1-2.0)Rmin全凝器自來水浮閥塔1.2設計流程乙醇水汽液混合先經過原料預熱器加熱到一定的溫度后,自塔的某適當位置連續(xù)地送入精餾塔。塔頂設有全凝器將塔頂蒸汽冷凝為液體，冷凝液的一部分回入塔頂,稱為回流液,另一部分作為塔頂產品(餾出液)連續(xù)排出，經冷卻器冷卻后送至貯槽，在塔內上半部(加料位置以上)上升蒸汽和回流液體之間進行著逆流接觸和物質傳遞,塔釜采用直接蒸汽加熱,并連續(xù)排除部分液體作為塔底產品流入儲罐.圖1-1精餾設

12、計流程示意圖第二章 精餾塔的工藝設計精餾段進料、塔頂和塔釜產品摩爾分數(shù)的計算乙醇：MA=46.07kg/kmol MB=18.02 kg/kmol質量分率：xF=0.46，xD=0.90，xW=0.04摩爾分率： 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量2.2物料衡算進料量： F=46.33kmol/h物料衡算式：F = D + W聯(lián)立代入求解：D = 16.09kmol/h， W =30.24 kmol/h2.3理論板數(shù)和進料位置的確定由常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)作出乙醇和水的氣液平衡組成圖表2-1氣液平衡數(shù)據(jù)表（見參考文獻【1】）溫度t液相中乙醇的摩爾分率%氣相中乙醇的摩爾分率%1000.0

13、00.0095.50.01900.170089.00.07210.389186.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943過（0.779，0.779）點做與平衡線相切,截距為0.4則 最小回流比 =0.9475 選最適宜回流

14、比 R=2=2*0.9475=1.895（1）采用程序一求理論板數(shù)，求解結果為圖21 乙醇水物系的氣液平衡總理論板層數(shù)：=10塊，精餾段7塊，提餾段3塊，進料板位置： =8塊溫度利用表中的數(shù)據(jù)插值法可求得：（1）:，=82.05（2） ，=78.35（3） ，=95.79（4）精餾段平均溫度： （5）提餾段平均溫度：密度已知：混合液密度：混合氣密度：塔頂溫度： =78.28 氣相組成： ，=0.8075進料溫度： =82.05氣相組成： ，=0.5657塔底溫度：=95.79氣相組成： ，=0.159（1）精餾段液相組成： ， =0.5301氣相組成： ， =0.6866 所以=46.07*0

15、.5301+18.02*(1-0.5301)=32.89kg/kmol =46.07*0.6866+18.02*(1-0.6866)=37.28kg/kmol(2)提餾段液相組成： ， =0.1486氣相組成： ， =0.3624所以=46.07*0.1486+18.02*(1-0.1486)=22.19 kg/kmol =46.07*0.3624 +18.02*(1-0.3624)=28.19 kg/kmol平均密度由不同溫度下乙醇和水的密度求得下的乙醇和水的密度（單位：kg）表3-1 不同溫度下乙醇和水的密度溫度/ /（kg）/(kg)80735971.885730968.69072496

16、5.395720961.85100716958.4=82.05 ， =732.95 ， =970.49 , =844.58=78.35 , =736.65 , =972.86 , =754.98=95.79 , =719.21 , =961.69 , =948.89所以， 799.78 896.74平均摩爾質量39.87kg/kmol25.90 kg/kmol18.47 kg/kmol=32.89 kg/kmol =22.19 kg/kmol0.8075*46.07+(1-0. 8075)*18.02=40.67 kg/kmol=0.5657 *46.07+(1-0.5657)*18.02=3

17、3.89 kg/kmol0.159 *46.07+(1-0.159)*18.02=22.48 kg/kmol=1.16kg/m3=1.41 kg/m3=0.743 kg/m3=1.29 kg/m3 =0.952 kg/m32.5液體表面張力依式 由不同溫度下乙醇和水的表面張力，求得，下乙醇和水的表面張力.表3-2 不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度/8090100110乙醇表面張力/10-2N/m218.2817.2916.2915.28水表面張力/10-2N/m264.5760.7158.8456.88水表面張力/10-2N/m264.362.660.758.8=62.54ml =64.06

18、ml=62.86 ml =18.52 ml=18.74 ml =18.57 ml乙醇表面張力： ， =16.96 ， =17.29 ， =15.62水表面張力 ： ， =62.21 ， =62.88 ， =59.60經推導： 塔頂表面張力： = =0.0065B=lg（）=lg0.0065=-2.1871Q=0.441* = =-0.7627A=B+Q=-2.1871-0.7627=-2.9498聯(lián)立方程組：A=lg（） + =1得： =0.033 =0.967原料表面張力： =0.3249B=lg0.3249=-0.4883Q=0.441*=-0.7504A=B+Q=-0.4883-0.75

19、04=-1.2387聯(lián)立方程組：得 ： =0.213 =0.787 塔底表面張力： =17.044B=lg17.044=1.232Q=-0.727A=B+Q=1.232-0.727=0.505聯(lián)立方程組：A=lg【】, + =1=0.9768*+0.0232* , =47.15 精餾段液相平均表面張力=20.71 提餾段液相平均表面張力=35.192.6平均粘度的計算不同溫度下混合液的粘度溫度t8090100110乙醇的粘度 mPa/s0.4950.4060.3610.324水的粘度 mPa/s0.3550.31480.28240.2589由插值法得：=80.20時， =0.493mpa

20、83;s =0.354mpa·s=88.92時， =0.416mpa·s =0.319mpa·s（1）精餾段黏度：= =0.4027 mpa·s（2）提餾段黏度：=0.3334 mpa·s2.7平均相對揮發(fā)度的計算根據(jù)乙醇-水氣液平衡組成與溫度關系表利用插值法：由 =0.2812 ，=0.5657 =3.33 由 =0.779 ，=0.8075得： =1.19 由 =0.016 ，=0.159得： =11.63所以，精餾段的平均相對揮發(fā)度: =2.26提餾段的平均相對揮發(fā)度: =7.482.8全塔效率（1）精餾段由奧康奈公式 得（2）提餾段同理

21、，2.9實際板數(shù)和實際加料位置的確定精餾段板數(shù):=14塊提餾段板數(shù):=8塊實際總板數(shù)為:N= +=14+8=22塊全塔效率: = %=%=40.91%實際進料板的位置是從塔頂?shù)剿?5塊板 第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設計計算3.1塔的有關物性數(shù)據(jù)計算操作壓強塔頂壓強：PD=101.325kpa,取每層塔板壓降P=0.7kpa 則進料板壓強：PF=101.325+0.714=111.125kPa塔釜壓強：PW=101.325+0.722=116.725kPa精餾段平均操作壓強:提餾段平均操作壓強:表3-3 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算結果項 目符 號單 位計 算 數(shù) 據(jù)精餾段提餾段操作壓強Pk

22、Pa106.225113.925操作溫度T80.2088.92平均分子量氣相37.2828.19液相32.8922.19平均密度氣相1.290.952液相799.78896.74液體表面張力20.7135.19液體粘度0.40270.33343.2精餾塔主要工藝尺寸的計算塔體工藝尺寸的計算1精餾段 L=RD=1.895*16.09=30.49kmol/h V=(R+1)D=2.895*16.09=46.58kmol/h氣、液相質量的流率： =32.89*30.49=1002.82kg/h =37.28*46.58=1736.5kg/h氣、液相體積的流率： =1.254m3/h =1346.12

23、m3/h提餾段： L=L+qF=75.43kmol/h V=V+(q-1)F=45.19kmol/h質量流量： =22.19*75.43=1673.79kg/h =28.19*45.19=1273.91kg/h體積流量： =1.867 m3/h =1338.14 m3/h2塔徑的初步設計 精餾段利用u=（安全系數(shù)）*;安全系數(shù)；=C（式中C可由史密斯關聯(lián)圖查出）橫坐標數(shù)值：取板間距=0.45m =0.07m =0.38m依式：查文獻1史密斯關聯(lián)圖得：C20=0.075 =0.075*=0.0755 =0.0755*=1.88m/s=0.7*=1.316m/s塔徑=按標準塔徑調整后為：D1=0.

24、6m,橫截面積 :=0.785*0.62=0.2826 m2則實際空塔氣速:=1.323m/s提餾段橫坐標數(shù)值：取板間距=0.45m =0.07m =0.38m查文獻1圖得, C20=0.075 =0.075*=0.084 =0.084*=2.58m/s =0.7*=1.806m/s塔徑=按標準塔徑調整后為：D2=0.5m,橫截面積： =0.785*0.52=0.196 m2則實際空塔氣速：=1.896m/s3.精餾塔高度的計算 塔頂空間Hp=2Ht=2*0.45=0.9m，考慮到需要安裝除沫器，所以選取塔頂空間1.2m 已知板間距為Ht=0.45m，可取每隔7塊板設一個人孔，則人孔數(shù)s= 考

25、慮在進口處安裝防沖設施，取進料板間距=0.8m 考慮到再沸器和裙座類型，取裙座高Hw=3m 設置人孔處板間距Ht=0.6m Z=0.9+（22-2-2）*0.45+2*0.6+0.8+3+1.2=15.2m塔板主要工藝尺寸的計算1.溢流堰長取 =0.65*D=0.65*0.6=0.39m2.堰高hw由文獻1 選用平直堰，堰上液層高度（1） 精餾段：=0.006187m（2） 提餾段：=0.0081m3.弓形降液管寬度和截面積由，查文獻1弓形降液管系數(shù)圖，得精餾段 提餾段 精餾段： 故降液管設計合理提餾段： 故降液管設計合理。4.降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速為0.17(精餾段)和0.

26、07(提餾段)精餾段: 提餾段: 3.2.3 塔板布置1塔板的分塊因D=0.6,則塔板采用整塊式2 浮閥數(shù)目與排列（1）精餾段 取閥孔動能因子孔速 取閥孔孔徑39mm每層塔板上浮閥數(shù)目N=取邊緣區(qū)寬度W=0.06m 破沫區(qū)寬度W=0.1m計算塔板上的鼓泡區(qū)面積R= X= 得Aa=0.0523m2浮閥排列方式用正三角形排列，取同一個橫排的孔心距t=0.1m，估算排列間距t= 由于支撐與銜接要占一部分鼓泡區(qū)面積，故取t=85mm,t=100mm，作圖得N=27個 塔板開孔率（2）提餾段 取閥孔動能因子孔速 每層塔板上浮閥數(shù)目N=取邊緣區(qū)寬度W=0.06m 破沫區(qū)寬度W=0.1mR= X= 得Aa=

27、0.03m2t= ，作圖得N=24個 塔板開孔率3.3篩板的流體力學驗算氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨瓤筛鶕?jù)1精餾段：干板阻力 板上充氣液層阻力：取液體表面張力的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹?提餾段干板阻力：板上充氣液層阻力：取液體表面張力的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹楣试谠O計負荷下所取每層塔板壓降合理。淹塔為了防止淹塔，要求控制降液管中清夜高度1.精餾段單層氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨?液體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨?板上液層高度取可見，所以符合防止淹塔的要求。2. 提餾段單層氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐?/p>

28、度 液體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨?板上液層高度取可見，所以符合防止淹塔的要求。霧沫夾帶1.精餾段：泛點率=，板上液體流經的長度板上液流面積 取物性系數(shù) K=1.0,泛點負荷系數(shù) =0.103泛點率= 對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應控制泛點率不超過80%，由以上計算可知，物沫夾帶能滿足。2.提餾段： K=1.0 , =0.103，泛點率=泛點率不超過80%，由以上計算可知，物沫夾帶能滿足。3.4塔板負荷性能圖霧沫夾帶線 精餾段 泛點率=整理得 由上式知物沫夾帶為直線，則在操作范圍內任取兩個值，可算出. 提餾段 泛點率=整理得 在操作范圍內，任取若干個值，算出相應的值表3-4 霧沫夾帶線計

29、算結果精餾段提餾段/（）/（）/（）/（）0.0020.46650.0020.38850.010.34470.010.24253.4.2 液泛線精餾段：,忽略5.34* 而，整理: 提餾段：同理可得，表3-5 液泛線的數(shù)值精餾段，0.0010.0020.0030.004，0.6410.5660.4460.206提餾段，0.0010.0020.0030.004，0.7150.6650.5980.508依表3-5中數(shù)據(jù)在圖中分別作出精餾段和提餾段的漏夜線。3.4.3 漏液線對F1型重閥，依=5作出規(guī)定氣體最小的負荷標準，則 精餾段： 提餾段：3.4.4 液相負荷上限線 取液體在降液管中停留時間為5

30、秒,由式 精餾段： 提餾段： 據(jù)此在圖中作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線。3.4.5 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006作為最小液體負荷標準 ，取E=1.0，得據(jù)此在圖中分別作出精餾段和提餾段與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線。圖31精餾段負荷性能圖圖32提餾段負荷性能圖3.5操作彈性 精餾段： 其中氣相符合，確定操作點A點，連接OA 即為操作線。，即精餾段操作彈性:由圖3-1可知該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為漏夜控制提餾段：同理，即精餾段操作彈性=由圖3-1可知該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為漏夜控制第四章 熱量衡算4.1.比熱容及汽化潛熱的計算(

31、1)塔頂溫度下的比熱容=78.35下，查得=3.51kJ/(kg.k)=161.7kJ(kmol.k)78.35=4.194 kJ/(kg.k)=75.78kJ(kmol.k)=161.71*0.779+75.58*(1-0.779)=142.68 kJ(kmol.k)(2)進料溫度下的比熱容=82.05下，查得=3.56kJ/(kg.k)=164kJ(kmol.k)同理得82.05=4.198 kJ/(kg.k)=75.65kJ(kmol.k)=164*0.2812+75.65*(1-0.2812)=100.49 kJ(kmol.k)(3)塔底溫度下的比熱容=95.79下，查得=.95kJ/

32、(kg.k)=135.91kJ(kmol.k)同理得95.79=4.21 kJ/(kg.k)=75.95kJ(kmol.k)(4)塔頂溫度下的汽化潛熱598.0*0.779+1241*（1-0.779）=740.103kJ/kg4.2.熱量衡算(1)0時塔頂上的熱量，塔頂以0為基準=46.58*142.68*78.35+46.58*740.103*40.67=1922774.283kJ/h(2)回流液的熱量，此為泡點回流。=78.00，此溫度下，=30.49*148.02*78.00=352024.124kJ/h(3)塔頂餾出液的熱量，因餾出口與回流口組成相同，所以=16.09*142.68*

33、78.35=179869.756kJ/h(4)進料的熱量=46.33*100.49*82.05=382000.325kJ/h(5)塔底殘液消耗的熱量=30.24*75.95*95.79=220003.58kJ/h(6)冷凝器消耗的熱量=-=1390880.4kJ/h(7)再沸器提供的熱量 +=+ =1565281.571kJ/h計算結果見表項目進料冷凝器塔頂餾液塔底殘液再沸器平均比熱容/kJ/(kmol.k)100.49-142.6875.95-熱量Q/（kJ/h）382000.3251390880.4179869.756220003.581565281.57第五章 塔的接管5.1.進料管 進

34、料管的結構類型很多，有直管進料管，彎管進料管，T形進料管，本設計采用直管進料管。 管徑計算如下：，取=1.6m/s,844.58kg/m3= 則 查標準系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管5.2.回流管 采用直管回流管，取 查標準系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管5.3.塔底出料管 采用直管出料，取 查標準系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管5.4.塔底蒸汽出料管 采用直管出氣，取 查標準系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管5.5塔底蒸汽進氣管 采用直管出氣，取 查標準系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管第六章 塔的附屬設備的設計6.1.冷凝器的選擇 有機物蒸汽冷凝器設計選用總傳熱系數(shù)，一般范圍為500-1500kcal/(m3.h.) 本

35、設計取K=700 kcal/(m3.h.)=2826kJ/(m3.h.) 出料液溫度78.35（飽和氣）78.35（飽和液） 冷卻水035 逆流操作 =58.35 =43.35 則=50.48 由熱量衡算已知：=1390880.4kJ/h 傳熱面積A=9.75m2取安全系數(shù)1.04，則所需傳熱面積A=9.75*1.04=10.14 m2因此換熱器選擇:JB/T4714-926.2.再沸器的選擇 選用120飽和水蒸汽，總傳熱系數(shù)k=2926kJ/(m3.h.) 料液溫度95.79100 水蒸氣120120 逆流操作 =24.21 =20 則=22.04 由熱量衡算已知：=1565281.571k

36、J/h 傳熱面積A=24.27m2取安全系數(shù)1.04，則所需傳熱面積A=24.27*1.04=25.24 m2因此換熱器的選擇為：JB/T4714-926.3.泵的選型已知：，設料液面加料孔位10m，90°標準彎頭兩個，180°彎頭一個，球心閥（全開）一個，則有關管件的局部阻力系數(shù)分別是：進口突然收縮，90°標準彎頭：，180°標準彎頭：，球心閥（全開）：，則總局部阻力系數(shù) =844.58kg/m3, , , , ,則 =0.3164=0.02W/m2. p(表壓)=9.8kpa 則 兩截面間列柏奴力方程求泵的揚程： 流量 因此選擇泵的型號為：IS 50

37、-32-125，表5-5 進料泵的性能參數(shù)型號IS50-32-125流量m3/h7.5揚程m22功率Kw機2.2軸0.96轉速2900效率47%泵殼許用壓力Kgf/cm332/46結構單極主要符號說明英文字母英文字母Aa塔板開孔（鼓泡）面積，m2uo篩孔氣速，m/s;Af降液管面積，m2；h溢流堰高度，m；Ao篩孔面積，m2；K篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，無因次；AT塔截面積，m2；L塔內下降液體的流量，kmol/h；C計算Vmax時的負荷系數(shù)，無因次；LS塔內下降液體的流量，m3/s；Co流量系數(shù)，無因次；l溢流堰長度，m；D塔頂餾出液流量，kmol/h；N塔板數(shù)；理論板數(shù)；D塔徑，m；Np實際塔板數(shù)

38、；do篩孔直徑，mm；NT理論塔板數(shù)；E液流收縮系數(shù)，無因次；n篩孔數(shù)；ET全塔效率（總板效率），無因次；P操作壓強，Pa或kPa;eV霧沫夾帶量，kg（液）/kg（氣）；P壓強降，Pa或kPa;F-進料流量，kmol/h；q進料熱狀態(tài)參數(shù)；Fa氣相動能因數(shù)，m/s(kg/m3)1/2；R回流比；開孔區(qū)半徑，m；G重力加速度，m/s2；S直接蒸汽量，kmol/h； HT板間距,m；塔高,m；t篩孔中心距，mm；hc與干板壓降相當?shù)囊褐叨?，m；u空塔氣速，m/s; hf板上鼓泡層高度，m；uo漏液點氣速，m/s;hl進口堰與降液管間的水平距離m；，V塔內上升蒸氣流量，kmol/h；VS塔內上升

39、蒸氣流量，m3/s；液體密度校正系數(shù)hL板上液層高度，m；W釜殘液（塔底產品）流量，kmol/h；ho降液管底隙高度，m；Wd弓形降液管寬度，m； ho堰上液層高度，m；WC無效區(qū)寬度，m；y氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分率；x液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率；Z塔有效高度，m；開孔率；uo降液管底隙處液體流速，m/s；H0與克服液體表面張力的壓降所當?shù)囊褐叨?，m； hd與液體流經降液管的壓降相當?shù)囊褐叨?m； ua按開孔區(qū)流通面積計算的氣速，m/s；hl與氣流穿過板上液層的壓降相當?shù)囊褐叨?，m；hP與單板壓降相當?shù)囊簩痈叨?m；WS安定區(qū)寬度，m；希臘字母英文字母相對揮發(fā)度，無因次；D管徑，m；干篩孔流量系數(shù)的修正系數(shù)，無因次；D換熱器殼徑，m；篩板厚度，mm；F摩擦系數(shù)；粘度，mPa·s；F溫差校正系數(shù)；液體表面張力，N/m或mN/m；F系數(shù)；