浮閥板酒精連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)說明書樣本

目錄第一某些：設(shè)計(jì)任務(wù)書……………3第二某些：工藝流程圖……………3第三某些：設(shè)計(jì)方案擬定與闡明…………4第四某些：設(shè)計(jì)計(jì)算與論證……………………4一．板式塔工藝計(jì)算……………4二．板式塔工藝條件及物性資料計(jì)算…………………7三．板式塔重要工藝尺寸計(jì)算………………10四．塔板流體力學(xué)驗(yàn)算…………13五．塔板負(fù)荷性能圖……………14六．重要接管尺寸計(jì)算……………17七．輔助設(shè)備設(shè)計(jì)定型……………19八．塔總體構(gòu)造…………………23九．塔詳細(xì)構(gòu)造設(shè)計(jì)…………23第五某些：設(shè)計(jì)成果概要………25第六某些：參照資料……………25第七某些：心得體會(huì)………………26第一某些：設(shè)計(jì)任務(wù)書題目：酒精持續(xù)精餾板式塔設(shè)計(jì)。原始數(shù)據(jù)：1．原料：乙醇—水混合物，含乙醇29%（質(zhì)量），溫度27℃2．產(chǎn)品：餾出液含乙醇94%（質(zhì)量），溫度38℃，殘液中含酒精濃度≤0.03．生產(chǎn)能力：日產(chǎn)酒精（指餾出液）1Kg；4．熱源條件：加熱蒸汽為飽和蒸汽，其絕對壓強(qiáng)為2.5Kg任務(wù)：1.擬定精餾流程，繪出流程圖，標(biāo)明所需設(shè)備、管線及其關(guān)于觀測或控制所必須儀表和裝置。2.精餾塔工藝設(shè)計(jì)和構(gòu)造設(shè)計(jì)：選定塔板型，擬定塔徑、塔高及進(jìn)料板位置；選取塔板構(gòu)造型式、擬定塔板構(gòu)造尺寸；進(jìn)行塔板流體力學(xué)計(jì)算（涉及塔板壓降、淹塔校核及霧沫夾帶量校核等）。3.作出塔操作性能圖，計(jì)算塔操作彈性。4.擬定與塔身相連各種管路直徑。5.計(jì)算全塔裝置所用蒸汽量和冷卻水用量，擬定每個(gè)換熱器傳熱面積并進(jìn)行選型，若采用直接蒸汽加熱，需擬定蒸汽鼓泡管形式和尺寸。6.其他。作業(yè)份量：1.設(shè)計(jì)闡明書一份，闡明書內(nèi)容見《化工過程及設(shè)備設(shè)計(jì)》緒論，其中設(shè)計(jì)成果概要一項(xiàng)詳細(xì)內(nèi)容涉及：塔板數(shù)、塔高、塔徑、板間距、回流比、蒸汽上升速度、熱互換面積、單位產(chǎn)品熱互換面積、蒸汽用量、單位產(chǎn)品蒸汽用量、冷卻用水量、單位產(chǎn)品冷卻用水量、操作壓強(qiáng)、附屬設(shè)備規(guī)格、型號(hào)及數(shù)量等。2.塔裝配圖（1號(hào)圖紙）;塔板構(gòu)造草圖（35X35計(jì)算紙）;工藝流程圖(35X50計(jì)算紙)。第二某些：工藝流程圖(見附圖1)流程概要：乙醇－水混合原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)后，送進(jìn)精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一某些采用回流，別的為塔頂產(chǎn)物，塔釜采用間接蒸汽加熱供熱，塔底產(chǎn)物冷卻后送人貯槽。第三某些：設(shè)計(jì)方案擬定與闡明一．設(shè)計(jì)方案擬定1．塔板類型：選用F1型重浮閥塔.浮閥塔兼有泡罩塔和篩板塔長處，并且操作彈性大，操作靈活，板間壓降小，液面落差小，浮閥運(yùn)動(dòng)具備去污作用，不容易積垢堵塞，操作周期長，構(gòu)造簡樸，容易安裝，操作費(fèi)用較小，其制造費(fèi)用僅為泡罩塔60%～80%；又由于F1型浮閥塔構(gòu)造簡樸，制造以便，節(jié)約材料，性能良好；此外輕閥壓降雖小，但操作穩(wěn)定性差，低氣速時(shí)易漏液。綜上所述，選取F1型重閥浮閥塔。2．操作壓力：常壓精餾對于乙醇－水體系，在常壓下已經(jīng)是液態(tài)，且乙醇－水不是熱敏性材料，在常壓下也可成功分離，因此選用常壓精餾。由于高壓或者真空操作會(huì)引起操作上其她問題以及設(shè)備費(fèi)用增長，特別是真空操作不但需要增長真空設(shè)備投資和操作費(fèi)用，并且由于真空下氣體體積增大，需要塔徑增長，因而塔設(shè)備費(fèi)用增長。綜上所述，選取常壓操作。3．進(jìn)料狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料進(jìn)料狀態(tài)有五種，如果選取泡點(diǎn)進(jìn)料，即q=1時(shí)，操作比較容易控制，且不受季節(jié)氣溫影響，此外，泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段塔徑相似，設(shè)計(jì)和制造時(shí)比較以便。4．加熱方式：間接蒸汽加熱蒸餾釜加熱方式普通采用間接蒸汽加熱，設(shè)立再沸器。直接蒸汽加熱只能用于塔底產(chǎn)物基本是水，由于蒸汽不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相似狀況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增長，成本增長，故采用間接加熱。5．熱能運(yùn)用方式：選取適當(dāng)回流比，塔釜?dú)堃鹤鳛樵项A(yù)熱熱源適當(dāng)回流比應(yīng)當(dāng)通過經(jīng)濟(jì)核算來擬定，即操作費(fèi)用和設(shè)備折舊費(fèi)用之和為最低時(shí)回流比為最適當(dāng)回流比。擬定回流比辦法為：先求出最小回流比R，依照經(jīng)驗(yàn)取操作回流比為最小回流比1.1－2.0倍，考慮到原始數(shù)據(jù)和設(shè)計(jì)任務(wù)，本方案取1.5，即：R＝1.5R；采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，可以充分運(yùn)用釜液產(chǎn)品余熱，節(jié)約能源。5．回流方式：泡點(diǎn)回流泡點(diǎn)回流易于控制,設(shè)計(jì)和控制時(shí)比較以便,并且可以節(jié)約能源。二.設(shè)計(jì)方案闡明1。本精餾裝置運(yùn)用高溫釜液與進(jìn)料液作熱互換，同步完畢進(jìn)料液預(yù)熱和釜液冷卻，通過熱量與物料衡算，設(shè)想合理。釜液完全可以把進(jìn)料液加熱到泡點(diǎn)，且低溫釜液直接排放也不會(huì)導(dǎo)致熱污染。2。原料液經(jīng)預(yù)熱器加熱后先通過離心泵送往高位槽，再通過閥門和轉(zhuǎn)子流量計(jì)控制流量使其滿足工藝規(guī)定。3。本流程采用間接蒸汽加熱，使用25℃水作為冷卻劑，通入全凝器和冷卻器對塔頂蒸汽進(jìn)行冷凝和冷卻。從預(yù)熱器、全凝器、冷卻器出來液體溫度分別在50-60℃、40℃4．本設(shè)計(jì)多數(shù)接管管徑取大，為了能使塔有一定操作彈性，容許氣體液體流量增大，因此采用不不大于工藝尺寸所需管徑。設(shè)計(jì)方案擬定原則參照《化工原理課程設(shè)計(jì)指引書》P7至P9第四某些：設(shè)計(jì)計(jì)算與論證一.板式塔工藝計(jì)算物料衡算1。將質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)換成摩爾分?jǐn)?shù)2。物料衡算（1）摩爾流量計(jì)算kmol（2）質(zhì)量流量計(jì)算理論塔板數(shù)求取（圖解法）由常壓下沸騰水-酒精溶液和由它產(chǎn)氣憤體構(gòu)成及沸點(diǎn)表描點(diǎn)作圖，可得X=0.272最小回流比取經(jīng)驗(yàn)值1.5，理論塔板數(shù)為30塊：精餾段26塊，提餾段4塊加料板為第27塊操作線方程精餾段方程:精餾段方程:物料衡算公式按《化工原理課程設(shè)計(jì)指引書》P10至P11理論塔板數(shù)依照VB程序得出提餾段方程：提餾段方程:全塔效率和實(shí)際板數(shù)1．塔頂：=0.8597時(shí)，0.8640＝78.2揮發(fā)度＝1.0368進(jìn)料：=0.1377時(shí)，＝0.4868=84.8揮發(fā)度＝5.9400塔釜：=0.000274時(shí)，＝0.00369（由于考慮到實(shí)際狀況慣用103）揮發(fā)度＝13.5133平均揮發(fā)度：2．塔頂查得進(jìn)料查得塔釜查得平均粘度3．全塔效率：4．實(shí)際板數(shù)：取總板數(shù)查《化工原理實(shí)驗(yàn)》P144依照X，用內(nèi)差法求得Y，t用公式求算揮發(fā)度粘度查《化工原理》上冊P344附錄十四及液體粘度和密度圖二．板式塔工藝條件及物料計(jì)算（一）平均溫度計(jì)算塔頂：，塔釜：，進(jìn)料：全塔平均溫度：，精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：(二)操作壓強(qiáng)計(jì)算由于常壓下乙醇－水是液態(tài)混合物，其沸點(diǎn)較低（不大于100℃），故采用常壓精餾就可以分離。故塔頂壓強(qiáng)：PD=101.3KPa，取每層壓強(qiáng)降為塔底壓強(qiáng)：進(jìn)料板壓強(qiáng)：全塔平均操作壓強(qiáng)：精餾段平均操作壓強(qiáng)：提餾段平均操作壓強(qiáng)：（三）平均分子量計(jì)算1．塔頂：=0.85970.8640氣相0.8640×46＋（1－0.8640）×18＝42.27液相0.8597×46＋（1－0.8597）×18＝42.072．進(jìn)料：＝0.1377，=0.4868氣相0.4868×46＋（1－0.4868）×18＝31.63液相0.1377×46＋（1－0.1377）×18＝21.863．塔釜：＝0.000274，＝0.00369氣相0.00369×46＋（1－0.00369）×18＝18.10液相0.000274×46＋（1－0.000274）×18＝18.014．精餾段平均分子量(42.27+31.63)/2=36.95(42.07+21.86)/2=31.975．提餾段平均分子量（31.63+18.10）/2＝24.87(21.86+18.01)/2=19.94（四）平均密度計(jì)算1．液相塔頂查得(液)＝0.9728(液)＝0.7460.8597×0.746＋（1－0.8597）×0.9728＝0.7778＝778進(jìn)料查得(液)＝0.9687(液)＝0.7710.1377×0.771＋（1－0.1377）×0.9687＝0.9415＝942塔釜查得(液)＝958.40.000274×0＋（1－0.000274）×958.4＝958精餾段液相平均密度：（778+958）/2=868提餾段液相平均密度：（942+958）/2=9502．氣相塔頂查得(氣)＝0.2743(氣)＝1.43080.8640×1.4308＋（1－0.8640）×0.2743＝1.2735進(jìn)料查得(氣)＝0.3517(氣)＝1.425《物理化學(xué)實(shí)驗(yàn)》P162表6用內(nèi)差法查純液體密度查《化工原理》上冊P335查水密度《化工原理》上冊P337查飽和水蒸汽密度《化工原理實(shí)驗(yàn)》P144表2查乙醇蒸汽密度0.4868×1.425＋（1－0.4868）×0.3517＝0.8742塔釜查得(氣)＝0.6620.000274×0＋（1－0.000274）×0.662＝0.662精餾段氣相平均密度：（1.2735+0.8742）/2=1.074提餾段氣相平均密度：（0.8742+0.662）/2=0.7679（五）表面張力1．塔頂查得mN/m17.8mN/m0.8597×17.8＋（1－0.8597）×62.85＝24.96mN/m2．進(jìn)料查得61.52mN/m17.1mN/m＝0.1377×17.1＋（1－0.1377）×61.52＝55.40mN/m3．塔釜查得58.23mN/m15.2mN/m0.000274×15.2＋（1－0.000274）×58.23＝58.07mN/m4．精餾段平均表面張力：(精)=(24.96+55.40)/2=40.18mN/m5．精餾段平均表面張力：(提)=(55.40+58.07)/2=55.74mN/m（六）平均流量計(jì)算《化工原理》上冊P335查水表面張力P355查乙醇表面張力三．板式塔重要工藝尺寸計(jì)算（以精餾段為例）（一）塔徑D1.求空塔氣速u(1)(2)初選板間距HT=0.35m，板上液層厚度hL=0.06mHT-hL=0.35-0.06=0.29m(3)查Smith圖,得(4)求空塔氣速u=(安全系數(shù))×umax安全系數(shù)為0.6～0.8，取安全系數(shù)為0.6則2.求塔徑D圓整：取D=0.7m;塔截面積：實(shí)際空塔氣速：(二)溢流裝置選用單溢流,弓形降液管,不設(shè)進(jìn)口堰,平形受液盤以及平形溢流堰。1.堰長lW：堰長=(0.6~0.8)D取堰長lW=0.6D=0.6×0.7=0.42m2.出口堰高h(yuǎn)W(1)液流收縮系數(shù)E取E=1(2)堰上液層高度：1．《化工過程及設(shè)備設(shè)計(jì)》P131式4－232．選取原則查《化工原理》下冊P1563．查《化工過程及設(shè)備設(shè)計(jì)》P130Smith圖《化工過程及設(shè)備設(shè)計(jì)》P131式4－22式4－21《化工原理》下冊P156查《化工原理》下冊P155,表3-2對照圓整查《化工過程及設(shè)備設(shè)計(jì)》P132《化工原理》下冊P159圖3－11(3)堰高：依照0.1－≧≧0.05－，驗(yàn)算：0.1－0.006382≧0.0536≧0.05－0.006382是成立?；啠剩?.0064m=0.0533.弓形降液管高度Wd及降液管面積Af4.驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間保存時(shí)間θ>(3-5)s，故降液管合用。5.降液管底隙高度ho取液體通過降液管底隙高度uo為0.13m/s。滿足不少于20～25mm，符合規(guī)定。（三）塔板布置及浮閥數(shù)目與排列1．塔板布置塔板直徑D＝0.7m=700m，在800m以內(nèi)，選用整塊式塔板當(dāng)D<1.5m時(shí)，=60～75mm溢流堰入口安定區(qū)：=60mm=0.06m入口堰后安定區(qū)：`=60mm=0.06m《化工原理》下冊P159式3－6查《化工原理》下冊P160圖3-13查《化工原理》下冊P161《化工原理》下冊P161小塔可選30～50mm,大塔可選50～75mm邊沿區(qū)寬度(無效區(qū))=40mm＝0.04m降液管寬度：=76mm=0.076m2.浮閥孔數(shù)目及孔間距對于F1型浮閥（重閥），當(dāng)板上浮閥剛剛?cè)_時(shí)，動(dòng)能因數(shù)F0在9—12之間，故在此范疇獲得適當(dāng)F0=10閥孔氣速每層板上閥孔數(shù)N：對于單溢流塔板，鼓泡區(qū)面積為：浮閥孔排列：由于浮閥塔在塔板鼓泡區(qū)用叉排時(shí)氣液接觸效果較好，故選用叉排，對整塊式塔板，采用正三角形叉排。孔心距t為75～125mm。取相鄰兩排孔中心距t＝75mm。排得43孔。浮閥孔排布圖見附圖23．驗(yàn)算氣速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9-12范疇之內(nèi)。塔板開孔率：開孔率應(yīng)在10%～14%之間，塔板開孔率符合規(guī)定。《化工原理》下冊P162查《化工原理》下冊P162《化工原理》下冊P163式3－18《化工原理》下冊P162四．塔板流體力學(xué)驗(yàn)算（以精餾段為例）氣相通過浮閥塔板壓強(qiáng)降干板阻力板上充氣液層阻力：由于乙醇－水系統(tǒng)里，液相是水，故εo＝0.5液體表面張力所導(dǎo)致阻力:液體表面張力所導(dǎo)致阻力，普通很小，完全可以忽視。4．單板壓強(qiáng)降：=（）=0.06436×868×9.81＝548.0Pa（二）淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象發(fā)生，需要控制降液管中清液層高度：，且有液體通過塔板壓降所相稱液拄高度hp=0.065m板上液層高度=0.06m因此降液管液面高度Hd=0.06436＋0.06＋0.00005907=0.12由于乙醇—水物系不易起泡，?。?0.6×（0.35+0.0536）=0.24由于Hd=0.1244<0.2422，因此設(shè)計(jì)成果符合規(guī)定。查《化工原理》下冊P164查《化工原理》下冊P164《化工原理》P165查《化工過程及設(shè)備設(shè)計(jì)》P139（三）霧沫夾帶由=0.35m，=1.074kg/，查P166圖3－16得：CF=0.085由于酒精—水系統(tǒng)為無泡沫（正常）系統(tǒng)，因此取K=1板上液流面積：對于直徑不大于0.9m塔，為了避免霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過70％。計(jì)算所得泛點(diǎn)率在75％如下，符合規(guī)定，可保證霧沫夾帶量達(dá)到原則指標(biāo)，即五．塔板負(fù)荷性能圖（一）霧沫夾帶線板上液體流徑長度：對于一定物系及一定塔板構(gòu)造，式子ρV，ρL，Ab，K，CF及ZL均為已知值,相應(yīng)于ρV=0.1泛點(diǎn)率上限值亦可擬定,將各已知數(shù)代入上式，使得到Vs-Ls關(guān)系式，據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=70%計(jì)算：整頓得到霧沫夾帶線方程：《化工原理》P166液泛線由于物系一定，塔板構(gòu)造尺寸一定，則HT,hw,ho,lw,ρV,ρL,及Φ等均為定值，而uo,Vs有如下關(guān)系，即：整頓可以得到液泛線方程：液相負(fù)荷上限線液體最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3～5s，則液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間。求出上限液體流量Ls值（常數(shù)），在Vs-Ls圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量Vs無關(guān)豎直線。以θ=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間下限，則漏液線對于F1型重閥，依計(jì)算，則又懂得，則得，《化工原理》下冊P171《化工原理》下冊P172《化工原理》下冊P167,171,172液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度how=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，依how計(jì)算式算出Ls下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)豎直線。取E=1，則方程匯總并作出負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線：液泛線：液相負(fù)荷上限線：漏液線：液相負(fù)荷下限線：依照上面計(jì)算可以作出負(fù)荷性能圖，見附圖小結(jié)由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：(1)在任務(wù)規(guī)定氣液負(fù)荷下操作點(diǎn)處在區(qū)內(nèi)位置較偏,穩(wěn)定性不是較好。(2)塔板為氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由液面落差控制。(3)按照固定液氣比,由附圖3查出塔板氣相負(fù)荷上限，塔板氣相負(fù)荷下限，則：六．重要接管尺寸計(jì)算（一）進(jìn)料管由前面物料衡算得：，，，進(jìn)料液密度，。進(jìn)料由高位槽輸入塔中，適當(dāng)流速為0.4～0.8m/s。取進(jìn)料流速u=0.5m/s,則進(jìn)料管內(nèi)徑為：選用鋼管Φ38×3.5mm。校核設(shè)計(jì)流速：經(jīng)校核，設(shè)備合用?；亓鞴苡汕懊嫖锪虾馑愕茫海亓饕好芏取２捎帽幂斔突亓饕?，適當(dāng)流速為1.0～2.0m/s。取回流液流速u=1.5m/s，則回流管內(nèi)徑為：選用鋼管Φ25×2.5mm。校核設(shè)計(jì)流速：經(jīng)校核，設(shè)備合用。釜液出口管由前面物料衡算得：，回流液密度?！恫牧吓c零部件》P132表1－1－92《材料與零部件》P132《材料與零部件》P132釜液出口管普通適當(dāng)流速為0.5～1.0m/s。取釜液流速u=0.8m/s，則釜液出口管內(nèi)徑為：選用鋼管Φ32×3.5mm。校核設(shè)計(jì)流速，經(jīng)校核，設(shè)備合用。塔頂蒸汽管由前面物料衡算得：，蒸汽管普通適當(dāng)流速為15～25m/s.取蒸汽管流速為u=18m/s，則塔頂蒸汽管管口內(nèi)徑為：選用鋼管Φ180×6mm。校核設(shè)計(jì)流速：經(jīng)校核，設(shè)備合用。塔釜蒸汽管由前面物料衡算得：，蒸汽管普通適當(dāng)流速為15～25m/s.取蒸汽管流速為u=20m選用鋼管Φ125×3mm。校核設(shè)計(jì)流速：經(jīng)校核，設(shè)備合用?！恫牧吓c零部件》P132《材料與零部件》P132（六）重要接管設(shè)計(jì)匯總da2×S2da1×S1abcδH1H2回流管38×3.556×3.51040155120150進(jìn)料管25×2.545×3.51020105120150釜底管32×3.557×3.5102055120150塔頂上升蒸汽管180×6194×6.51406055120200塔釜上升蒸汽管125×3150×3.51003055120200七．輔助設(shè)備設(shè)計(jì)定型預(yù)熱器一種：預(yù)熱進(jìn)料,同步冷卻釜液。全凝器一種：將塔頂蒸汽冷凝,提供產(chǎn)品和一定量回流。冷卻器一種：將產(chǎn)品冷卻到規(guī)定溫度后排出。再沸器一種：將塔底產(chǎn)品加熱，提供提餾段上升蒸汽。管程殼程K值范疇預(yù)熱器料液水蒸汽280～850W/m2s再沸器釜液水蒸汽850～1500W/m2s全凝器冷水物料蒸汽280～850W/m2s冷卻器冷水有機(jī)溶液850～1500W/m2s計(jì)算前均假定換熱器損失為殼方氣體傳熱量10%，即安全系數(shù)為1.05。下面四個(gè)換熱器計(jì)算均按照這個(gè)假定。（一）預(yù)熱器設(shè)計(jì)流程規(guī)定泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料濃度下泡點(diǎn)溫度為84.8℃，而原料溫度為27℃。釜?dú)堃簻囟葹榭刂七M(jìn)料溫度為泡點(diǎn)。擬定將釜液降至35℃排出，以用于她途。F=0.4509kg/s,W=依照溫度，查有關(guān)表得：CP水=4.1768KJ/(kg℃),CP乙醇＝2.99KJ/(kg℃)。則從《材料與零部件》P533查得換熱器型號(hào)選取均參照《化工原理上冊》P364，二十五。取總傳熱系數(shù)K=1400=1.4KJ/℃取安全系數(shù)1.1，則實(shí)際傳熱面積為：A=6.324。選用換熱器：G—273—7—25—2管長3.0m；管數(shù)32；管子（炭鋼）尺寸校核：A=7Q=7×1.4×12.41=121.6KJ/s因此傳熱足夠，設(shè)計(jì)滿足規(guī)定。（二）再沸器tW=103℃,查表得＝1780J/kg,,則:。與預(yù)熱器同樣，采用間接蒸汽加熱。，取K=1000W/(m2K)。換熱器面積：選用再沸器：G-159-4-25校核：A=0.04，傳熱量足夠，可以滿足設(shè)計(jì)規(guī)定。（三）全凝器取水進(jìn)口溫度為25℃，水出口溫度為40℃，V=0.5162=0.94*730+（1-0.94）*1564=780.4kJ/kg℃取安全系數(shù)1.1A=選G-400-3-25-1型號(hào)換熱器。管長：3m管數(shù)：86管子（碳鋼）尺寸：Φ25×管子按正三角形排列。校核：由于全凝器熱負(fù)荷Q有最大值，因此需要對它進(jìn)行校核。選用全凝器：G—400—26—25—1管長3.0m；管數(shù)113；管子（碳鋼）尺寸40℃Cp=4.174KJ/（kg*k）管間傳熱系數(shù)：《化工原理》P242公式（4—70）《化工原理上》P251公式（4—83）《化工原理上》P357壁面污垢系數(shù)：Rso=Rsi=0.00017197℃/w總傳熱系數(shù)：由于，安全系數(shù)在規(guī)定0.15～0.25范疇之內(nèi)，換熱器滿足規(guī)定。（四）冷卻器取水進(jìn)口溫度為25℃，水出口溫度為35℃；塔頂全凝器出來有機(jī)液（質(zhì)量分率94%乙醇溶液）D=0.1389Kg/s；溫度為所用水量：kg/s取總傳熱系數(shù)K=450=0.450KJ/℃℃A=取安全系數(shù)1.1，則A=1.826選G-159-3-25-1型號(hào)換熱器。管長：2m管數(shù)：13管子（碳鋼）尺寸：Φ25×2.5mm管子按三角形排列校核：A=2Q=2×0.45×24.10=21.69KJ/sKJ/s因此傳熱足夠，設(shè)計(jì)滿足規(guī)定。八．塔總體構(gòu)造塔封頭擬定：塔徑D=700mm，橢圓形封頭，曲面高度h1=0.175m，h2=0.025m，取壁厚s=6mm。塔壁厚同封頭壁厚：s=6mm塔高塔底空間具備中間儲(chǔ)槽作用，塔釜料液最佳在塔底有10～15min儲(chǔ)量。這里取t=12min=720sV釜液=(0.4524/958)×720＝0.334因此塔釜液面高，H釜=①釜液高度=0.868+0.7=1.②進(jìn)料板高度=0.5③封頭高度＝2×(h1+h2)=2×(0.175+0.025)=0.4m④塔頂層高度:1⑤釜有效高度：ZT=HT(NP-1)=(68-1)×0.35＝23.45⑥裙座設(shè)計(jì)高度：4m⑦塔頂充氣管長度：0.15m因此塔總高為：H=31.068九．塔詳細(xì)構(gòu)造設(shè)計(jì)1.塔板尺寸塔徑Dg塔板厚D塔板圓內(nèi)徑700mm472.塔節(jié)闡明板間距HT=350mm每個(gè)塔層中塔板數(shù)N=5塔節(jié)高度L=350×5=1750=1750m含進(jìn)料層塔節(jié)較其她塔節(jié)高，為2250mm，滿足規(guī)定。裝有視鏡塔節(jié)也較其她塔節(jié)略高，為2250mm，也滿足規(guī)定。5個(gè)塔板用拉桿和定距管緊固在塔節(jié)內(nèi)。定距管起著支撐塔板和保持塔間距作用。塔板與塔壁間隙，加填料密封后，用壓板和壓圈壓緊。塔節(jié)兩端均有法蘭，兩個(gè)塔節(jié)間用螺栓螺母連接?！痘み^程及設(shè)備設(shè)計(jì)》P143《材料與零部件上》P336塔節(jié)構(gòu)造圖見附圖43.降液管裝置（取整）LW=(溢流堰長)=420mm降液管寬度Wd=76mm降液管面積Af=0.3848m2出口堰高度hW=53降液管底隙高度ho=47.6mm4.封接構(gòu)造壓圈厚S每個(gè)塔板壓板數(shù)6mm45.緊固螺栓選型：M226.拉桿與定距管尺寸(1)拉桿:b1d2l1l2l38×D1lΦ16M1645402010×12.6H總(2)定距管：do×8r定r提25×2.5337.支撐構(gòu)造支座尺寸(mm)abcds582045186第五某些設(shè)計(jì)成果記錄精餾段平均壓強(qiáng)Pm/KPa116.55精餾段平均溫度tm/℃81.5精餾段氣相平均流量Vs/(m3/s)0.481精餾段液相平均流量Ls/(m3/s)0.000393實(shí)際塔板數(shù)NP68理論塔板數(shù)NT30板間距HT/m0.35塔徑D/m0.7塔板型式單溢流,弓形降液管空塔氣速u/(m/s)1.274堰長lw/m0.42堰高h(yuǎn)w/m0.054堰寬Wd/m0.076板上液層高度hL/m0.06降液管底隙高度ho/m0.048浮閥個(gè)數(shù)N/個(gè)43閥孔氣速uo/(m/s)9.65閥孔動(dòng)能因數(shù)Fo11.00臨界閥孔氣速u∝/(m/s)10.57孔心距t/m0.75單板壓降ΔPP/Pa548.0液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間θs/s17.81降液管內(nèi)清液層高度Hd/m0.125泛點(diǎn)率%74氣相負(fù)荷上限(Vs)max/(m3/s)1.197氣相負(fù)荷下限(Vs)min/(m3/s)0.2974操作彈性4.02第六某些參照資料1.《化工原理》上冊，天津大學(xué)出版社，姚玉英主編。2.《化工原理》下冊，天津大學(xué)出版社，姚玉英主編。3.《化工過程及設(shè)備設(shè)計(jì)》，化學(xué)工業(yè)出版社，華南理工大學(xué)編。4.《化工過程及設(shè)備設(shè)計(jì)》，華南理工大學(xué)出