年產(chǎn)2萬噸乙醇-水精餾塔設(shè)計(jì)

成績西北大學(xué)化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)說明書設(shè)計(jì)名稱：年產(chǎn)兩萬噸乙醇-水精餾塔年級專業(yè)：2013級化學(xué)工程與工藝姓名：指導(dǎo)老師：2016年1月15日目錄TOC\o"1-5"\h\z概述51.1設(shè)計(jì)題目及要求51.1.1設(shè)計(jì)題目51.1.2設(shè)計(jì)任務(wù)51.1.3設(shè)計(jì)參數(shù)51.2精餾過程簡介5工藝設(shè)計(jì)部分72.1全塔物料衡算7乙醇-水的氣液平衡數(shù)據(jù)82.3確定R及工業(yè)生產(chǎn)常用R的選擇9min板效率、塔板數(shù)的計(jì)算和進(jìn)料位置與狀態(tài)的選擇102.4.1理論塔板數(shù)叫的求取102.4.2全塔效率E112.4.3實(shí)際塔板數(shù)N12P2.4.4加料位置與狀態(tài)的選擇13物性參數(shù)計(jì)算132.5.1定性壓力p13m2.5.2定性溫度t14m2.5.3平均分子質(zhì)量M14m2.5.4平均密度p16mTOC\o"1-5"\h\z2.5.5液體的平均表面張力172.5.6液體的平均粘度卩19L,m汽液負(fù)荷計(jì)算20精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算20提餾段汽液負(fù)荷計(jì)算21塔及塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸結(jié)構(gòu)的計(jì)算25塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算25塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算26校核計(jì)算32精餾段校核計(jì)算32提餾段校核計(jì)算352.9塔板負(fù)荷性能圖的計(jì)算與繪制38精餾段塔板負(fù)荷性能圖38提餾段塔板負(fù)荷性能圖41設(shè)備設(shè)計(jì)及輔助設(shè)計(jì)部分44塔體結(jié)構(gòu)的初步設(shè)計(jì)44筒體和封頭厚度計(jì)算44橢圓封頭的選型45換熱器的計(jì)算與設(shè)計(jì)選型46預(yù)熱器46再沸器483.2.3冷凝器493.2.4冷卻器513.3管道計(jì)算及規(guī)格選擇53管道設(shè)計(jì)步驟53算例533.3.3管道設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表573.4泵的計(jì)算及設(shè)計(jì)選型573.4.1原料泵573.4.2冷卻水泵583.5儲罐的計(jì)算與選型593.5.1原料儲罐593.5.2產(chǎn)品儲罐603.5.3熱水儲罐60設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)總匯表614.1物性參數(shù)數(shù)據(jù)614.2工藝設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)62認(rèn)識與體會(huì)64參考文獻(xiàn)651概述1?1設(shè)計(jì)題目及要求1?1?1設(shè)計(jì)題目年產(chǎn)兩萬噸乙醇-水連續(xù)精餾塔（篩板塔）1.1.2設(shè)計(jì)任務(wù)由設(shè)定值濃度上的酒精-水二元均相混合物作原料，根據(jù)所需要的年產(chǎn)量D、塔頂產(chǎn)品濃度丄、塔釜濃度丄等參數(shù)設(shè)計(jì)出酒精連續(xù)精餾塔。1.1.3設(shè)計(jì)參數(shù)生產(chǎn)任務(wù)：年產(chǎn)量二=-■■■°Vy加熱蒸汽壓力：3.5atg（表壓）冷卻器進(jìn)口水溫度：20冷凝器出口水溫：50原料濃度：塔頂產(chǎn)品濃度：二二匚■:歸（質(zhì)量分率）塔釜濃度：譏HUI）1.2精餾過程簡介圖1為連續(xù)精餾塔。乙醇水混合液自塔的中部某適當(dāng)位置連續(xù)地加入塔內(nèi),

塔頂設(shè)有冷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，其余作為塔頂產(chǎn)品（餾出液）排出。在塔內(nèi)上半部（加料位置以上）上升蒸汽和回流液體之間進(jìn)行著逆流接觸和物質(zhì)傳遞。塔底部裝有再沸器以加熱液體產(chǎn)生蒸汽，蒸汽沿塔上升，與下降的液體逆流接觸并進(jìn)行物質(zhì)傳遞，塔底連續(xù)排除部分液體作為塔底產(chǎn)品。殘液溜出液AG）在塔的加料位置以上，上升蒸汽中所含的重組分向液相傳遞，而回流液中的輕組分向氣相傳遞。如此物質(zhì)交換的結(jié)果，使上升蒸汽中輕組分的濃度逐漸升高。只要有足夠的相際接觸表面和足夠的液體回流量，到達(dá)塔頂?shù)恼羝麑⒊蔀楦呒兌鹊妮p組分。塔的上半部完成了上升蒸汽的精制，即除去其中的重組分，因而稱為精餾段。殘液溜出液AG）在塔的加料位置以下，下降液R(A)體（包括回流液和加料液中的液R(A)體）中的輕組分向氣相傳遞，上升蒸汽中的重組分向液相傳遞。這樣，只要兩相接觸面和上升蒸汽量足夠，到達(dá)塔底的液體中所含的輕組分可降至很低，從而獲得高純度的重組分。塔的下半部完成了下降液體中重組分的提濃即提出了輕組分，因而稱為提餾段。一個(gè)完整的精餾塔應(yīng)包括精餾段和提餾段，再這樣的塔內(nèi)可將一個(gè)雙組分混合物連續(xù)地、高純度地分離為輕、重兩組分。精餾與蒸餾的區(qū)別在于“回流”，包括塔頂?shù)囊合嗷亓髋c塔釜部分汽化造成的氣相回流，回流是構(gòu)成氣、液兩相接觸傳質(zhì)的必要條件，沒有氣液兩相的接觸也

就無從進(jìn)行物質(zhì)交換。另一方面，組分揮發(fā)度的差異造成了有利的相平衡條件(y>x)。這使上升蒸汽在與自身冷凝回流液之間的接觸過程中，重組分向液相傳遞，輕組分向氣相傳遞。相平衡條件y>x使必需的回流液的數(shù)量小于塔頂冷凝液的的總量，即只需要部分回流，而無需全部回流。唯有如此，才能從塔頂抽出部分凝液作為產(chǎn)品。因此，精餾過程的基礎(chǔ)是組分揮發(fā)度的差異。2工藝設(shè)計(jì)部分全塔物料衡算F=D+WFjcf=+Wjcw質(zhì)量分率化為摩爾分率，得=0,84071^==0.1153D=20000%=2525.25氣￡=60.3km°lyF=60,3-0,1331=4S31kmol/h=9630.3kg/hIV=453.0x0.8669=392.7kmoL.h=7119.4kg/h2.2乙醇-水的氣液平衡數(shù)據(jù)圖2乙醇—水相平衡曲線圖2?3確定R.及工業(yè)生產(chǎn)常用R的選擇min根據(jù)圖1得R時(shí)精餾段操作線斜率為mink==0.625最小回流比回流比R=￥1.2-2.O￥i2^n取回流比'-曲；：：；；：，貝g/?=1.8X1.67=32.4板效率、塔板數(shù)的計(jì)算和進(jìn)料位置與狀態(tài)的選擇2.4.1理論塔板數(shù)nt的求取精餾段操作線方程：R%一丘+1%+J2+1化簡，得y*+i=0.75%n4-0.2102提餾段操作線方程：X0.0039X0.00393X603+45￡Q（3+1）X60.3455.0I60.3（3+1）x63.3化簡，得根據(jù)氣液相平衡數(shù)據(jù)及精餾段、提餾段操作線方程，利用MATLAB編程計(jì)算理論板數(shù)，得圖4。

10.60.40.2C.S□■9圖10.60.40.2C.S□■9圖4圖解法計(jì)算理論板數(shù)即理論板數(shù)2.4.2全塔效率ET采用-;;：，：'J：:法，根據(jù)Et=51132.5舌@護(hù)）可得：些—0.37mPa.s,/i￡—0.315inPa.s塔頂相對揮發(fā)度:塔頂溫度：二二飛二I塔底相對揮發(fā)度：塔底溫度：■■-=-■='代入數(shù)值，結(jié)合相平衡曲線計(jì)算得%=1.09381^=13.7462相對揮發(fā)度比—丫他珈=3.8776全塔效率Et=47.90%2.4.3實(shí)際塔板數(shù)Np以塔釜作為一塊理論板，根據(jù)￡r=—精餾段塔板數(shù)^1=-^=321提餾段塔板數(shù)總塔板數(shù)jVp=3612.4.4加料位置與狀態(tài)的選擇加料位置：第33塊塔板進(jìn)料狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料2.5物性參數(shù)計(jì)算2?5?1定性壓力pm取每層塔板壓降為計(jì)算塔頂：%=101.3kPa加料板：旳=101,3+0,5X32=117.3kPa塔底壓力：幾卩=101.5+0.5X38=120.3kPa精餾段定性壓力：卩沁=(101'3+117,3)/2=ia9'3kPa提餾段定性壓力：Pm2=llO.BkPa定性溫度tm塔頂溫度：切=78,31加料板溫度：S=85,71塔底溫度：=58,31精餾段定性溫度：J=Oe+明=82-01提餾段定性溫度：2?5?3平均分子質(zhì)量Mm塔頂：如=九=0.S457,=0.S2S3加料板:丹=0.4608,xp=0.1153塔底:18.2624精餾段：精餾段定性溫度匚「I，由圖可知=0,2737,yml=0,5646氣相平均分子質(zhì)量：液相平均分子質(zhì)量:提餾段：提餾段定性溫度為匸二I由圖可知YjnZYjnZ~0.Z723,~0.0352OO=748.8595k^/m3進(jìn)料板：加料板溫度乙「IF查得水的密度為=748.8595k^/m3進(jìn)料板：加料板溫度乙「IF查得水的密度為974.8乙醇的密度為^m=898.2788k^3塔底:塔底溫度下查得水的密度為C?Bk°4乙醇的密度為平均密度pm1、液相平均密度：：-'乙醇的密度為塔頂:塔頂溫度飛引下查得水的密度為C<'2k%i乙醇的密度為712.8旳門小?精餾段:精餾段定性溫度下查得水的密度為，乙醇的密度為^l.ok7mpiml=839.728kVm3提餾段：提餾段定性溫度匸二I下查得水的密度為門列%&乙醇的密度為=72&,12、氣相平均密度二“'=Pv^Z==1.3403k=Pv^Z=Jm3=0.9586k^/32?5?5液體的平均表面張力塔頂：塔頂溫度「門|下查得水的表面張力為m%，乙醇的表面張力為為;:；小。%=62.4mNAn乙醇的表加料板：加料板溫度門「I下查得水的表面張力為面張力為m1'/iti乙醇的表%=口?。m^/m知=16.7mN/rn塔底：塔底溫度二匸'I下查得水的表面張力為二，上汕'/m,乙醇的表面張力為二口*^。嘰*=58,4mN/m也衛(wèi)=15,4mN/m精餾段：精餾段定性溫度m下查得水的表面張力為乙醇的表面張力為::皿％。陽1=3.0605,t7B1=0,0171mNAn提餾段：提餾段定性溫度匚二1下查得水的表面張力為為二二八/hi,乙醇的表面張力為::1=16.1mN/=16.1mN/m2?5?6液體的平均粘度々,m塔頂：在塔頂溫度「撫I下，查得水的黏度為二二rnPnls，乙醇的黏度為M439tn卩廿IsO加料板：在加料板溫度U下，查得水的黏度為，乙醇的黏度為0.394mPaIso塔底：在塔底溫度WI下，查得水的黏度為二皿屆心，乙醇的黏度為(J.327mPaIso精餾段：在精餾段定性溫度w，下查得水的黏度為:'5:_mpdl5，乙醇的

提餾段：在提餾段定性溫度匚二|下，查得水的黏度為二FlpHS，乙醇的黏度為Unipm2.6汽液負(fù)荷計(jì)算261精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算氣相摩爾流率：7=(i?+1)0=(3+1)X60.3=241.3krafrl/h氣相體積流量：=匹％E二!giosm3/s5珀°。旳■沁7,=6517.9m7h液相回流摩爾流率：L=ffD=181.0kmol/h液相體積流量:叫1叫1360OPz,ml=0.0019m7sI,=6.7352m7h提餾段汽液負(fù)荷計(jì)算氣相摩爾流率：V=V=(R-i=241.3kmH/h氣相體積流量：Vs=證%曲=1.7143m3/s'3600^2?1二6182.5?/h液相回流摩爾流率：Z=Z+F=fiD+F=634.1液相體積流量：了=弧si=0.0335m3/Z|二iz.4595m/h2?7塔及塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸結(jié)構(gòu)的計(jì)算2?7?1塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算初選塔板間距-==^1山】，及板上液層高度按Smith法求取允許的空塔氣速:?:加：（即泛點(diǎn)氣速乍）迄兒沏J一且業(yè)5^^839.728)\1,3403=迄兒沏J一且業(yè)5^^839.728)\1,3403=0.0258匹兒沏J一百加347.17920,9586=0.0633查查Smith通用關(guān)聯(lián)圖，得二°l="■：，4j；=ol="■：，2負(fù)荷因子：負(fù)荷因子：操作氣速：取“=-'?「：：：.；；^l=0.7umfljl=1.7753mfs=0-7^2=22303mA精餾段塔徑：提餾段塔徑：叫=叫==0,9900m圓整，取=---Ornm此時(shí)的泛點(diǎn)氣速：=16009%甌2==1方伽^/s^1==11206mAit,=0.7um_,=1.0629m/s塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算1、塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算⑴溢流裝置：a.精餾段采用單溢流型的平形溢流堰、弓形降液管、平行受液盤，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰溢流堰長（出口堰長）:取--1=:伍亠I沁=0.6Dr=0.6X1.2=Q,72m堰上溢流強(qiáng)度:滿足篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度要求出口堰高式中：一板上液層高度，m—堰上液層咼度，m對平直堰:由V""及，查圖得于是，圓整，取降夜管的寬度仁和降夜管的面積~=0.051Wdl=912m=0.0577m2液體在降夜管內(nèi)的停留時(shí)間為：T1=fT/lb=13-87365>弘Mil)降夜管的底隙高度:液體通過降夜管底隙的流速一般為二［匚為口％，取液體通過降夜管底隙的流速為：?：二二叫，則b.提餾段（計(jì)算過程與精餾段相似）溢流堰長（出口堰長）:Zu_2—0.6DT—0.72n）堰上溢流強(qiáng)度：滿足篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度要求出口堰高：降夜管的寬度和降夜管的面積%=&.12m片=0.0577m2液體在降夜管內(nèi)的停留時(shí)間為：=7.49965降夜管的底隙高度：⑵塔板布置a?精餾段段塔板布置塔板分塊因二，根據(jù)塔板分塊數(shù)與塔徑的關(guān)系圖將塔板分作邊緣區(qū)寬度與安定區(qū)寬度邊緣區(qū)寬度:-般為，時(shí)，，可達(dá)。安定區(qū)寬度二：規(guī)定時(shí)，二「5佃1。本設(shè)計(jì)取Wc=碼Ws=7Smm開孔區(qū)面積匕b?提餾段塔板布置塔板分塊因二，根據(jù)塔板分塊數(shù)與塔徑的關(guān)系圖將塔板分作邊緣區(qū)寬度與安定區(qū)寬度嘰—60mm【1；—75mm開孔區(qū)面積匕

(3)、開孔數(shù)和開孔率a?精餾段開孔數(shù)和開孔率3mm取篩孔的孔徑【，正三角排列，篩板采用碳鋼，其厚度］且取故孔心距3mm=2,8X5=14mm每層塔板的開孔數(shù)衍=(―子—尸嚴(yán)昴驗(yàn)每層塔板的開孔率0.907=0.11570.907=0.1157每層塔板的開孔面積Aol=<pAa—D_0907m3氣體通過篩孔的孔速b?提餾段開孔數(shù)和開孔率孔心距g二￡X5二15mm每層塔板的開孔數(shù)每層塔板的開孔率=4036=0.1008=0.1008陀=—V他)每層塔板的開孔面積Ao2—(pAa—0.0790m3氣體通過篩孔的孔速7「寸仏=21-7388(4)塔高計(jì)算44mZ=36X0.45X1.2=1944m2.8校核計(jì)算2.8.1精餾段校核計(jì)算1、塔板壓降校核氣體通過干板的壓降式中，孔流系數(shù)二由丿：二查圖得出q=o-s氣體通過板上液層的壓降式中，充氣系數(shù).的求取如下：氣體通過有效流通截面積的氣速:-.-1，對單流型塔板有：動(dòng)能因子ral=2.0657查圖，得■'=-，(—般可近似取m*)。>Pf氣體通過篩板的壓降(單板壓降)和lppi=月51卩#1二^55.1494kPa<700kPa2、霧沫夾帶量的校核氣體實(shí)際通過塔截面的速度霧沫夾帶量:式中，取板上泡沫層高度三1二eyl=0.0228kg7k&|<0_lk^/kgl校核結(jié)果說明不會(huì)產(chǎn)生過量的霧沫夾帶3、漏液的校核漏液點(diǎn)氣速計(jì)算公式：故漏液點(diǎn)氣速為：篩板的穩(wěn)定性系數(shù)~^~=2.0622I1.5-2YIIIIIIIIY怙14、液泛的校核為防止降夜管發(fā)生液泛，應(yīng)使降夜管中的清液層咼度=0.1303m相對泡沫密度取雞，則有①(聽+L1J=02434m成立，故不會(huì)產(chǎn)生液泛。通過流體力學(xué)校核，可認(rèn)為精餾段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合格2.8.2提餾段校核計(jì)算1、塔板壓降校核氣體通過干板的壓降氣體通過板上液層的壓降式中，充氣系數(shù).的求取如下：氣體通過有效流通截面積的氣速:-.-1，對單流型塔板有：動(dòng)能因子F邊=%?#3血=16570查圖，得0"刃，(—般可近似取0“.57召)。于是氣體通過篩板的壓降(單板壓降)和B謔=他詛如=619.543Pa<7DOPa2、霧沫夾帶量的校核霧沫夾帶量：式中，取板上泡沫層高度三2=]9遼校核結(jié)果說明不會(huì)產(chǎn)生過量的霧沫夾帶3、漏液的校核故漏液點(diǎn)氣速為：篩板的穩(wěn)定性系數(shù)1.7879I1.5-2.YIIIIIIIIY4、液泛的校核為防止降夜官發(fā)生液泛，應(yīng)使降夜官中的清液層咼度

=0,1177m相對泡沫密度取鴉，則有?(//r-blw.2)=0.2401成立，故不會(huì)產(chǎn)生液泛。通過流體力學(xué)校核，可認(rèn)為精餾段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合格對板式塔負(fù)荷性能圖的計(jì)算。2?9塔板負(fù)荷性能圖的計(jì)算與繪制2?9?1精餾段塔板負(fù)荷性能圖1、2?9?1精餾段塔板負(fù)荷性能圖1、液沫夾帶線式中而液沫夾帶量化簡，得1=3.164I0.D653X（5000.0Ls）2j/3于是可做出液沫夾帶線2、液泛線（氣相負(fù)荷上限線）?（^r十L'l）=0/1十L'l+Lwl+心=0.5I=1小+I泌=0.00168+(S00OLj2/3+0.01549T；z+0.02103于是，計(jì)算得到3、液相負(fù)荷上限線=5L^majr—~-T1L^=0.0^2m7s4、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）l￡=lwl+lowl=0.032954（5000^+0.03689漏液點(diǎn)氣速Uflml=%、衣[o2401（5000L5Uflml=%、衣啦71—0.3192M.2401X（50000.0Q2yf3+604985、液相負(fù)荷下限線平堰堰上液層高度=0.002845=0.002954（BOOOZJ2^=0.002845L^m[fl=5.7907X1014m7s6、操作線與操作彈性工作點(diǎn)為:=二二M訂嚴(yán)L.8Ki-m7s操作氣液比：囁1.819S—==952.8947Ls0.0019

過和工作點(diǎn)在圖中做出操作線。7、做出精餾段塔板負(fù)荷性能圖如下圖5精餾段塔板負(fù)荷性能圖2?9?2提餾段塔板負(fù)荷性能圖1、液沫夾帶線式中2?9?2提餾段塔板負(fù)荷性能圖1、液沫夾帶線式中操作線的上限由夾帶線控制，下限由漏液線所控制，其操作彈性為0.83.0=—~—=0.15?5.O0.6經(jīng)計(jì)算，得=3,3461于是可做出霧沫夾帶線2、液泛線（氣相負(fù)荷上限線）3、液相負(fù)荷上限線66t24、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）漏液點(diǎn)氣速Dm.+10,25Uom2=3.^2瓦“Dm.+10,25Uom2=3.^2瓦“=0.2781J0.3788Xs,7ni^t(5000.OLS)2^35、液相負(fù)荷下限線取平堰堰上液層高度5,7907X1014m7s6、操作線與操作彈性操作氣液比171430,0035=48987、做出提餾段塔板負(fù)荷性能圖如下32556先帶険液泛蛭貫浹統(tǒng)下限録I;限取搽〔乍魏*工作點(diǎn)圖6提餾段塔板負(fù)荷性能圖操作彈性0.93.20.93.2=0.17-5.35.20.63設(shè)備設(shè)計(jì)及輔助設(shè)計(jì)部分塔體結(jié)構(gòu)的初步設(shè)計(jì)筒體和封頭厚度計(jì)算塔體圓筒高度：23.3m，設(shè)計(jì)壓力p:1.1MPa，許永應(yīng)力「:170MPa塔體內(nèi)徑二:1200mm,塔體焊接接頭系數(shù)二：0.85計(jì)算過程整理如下表：表1塔體和封頭厚度計(jì)算及校核過程計(jì)算內(nèi)容計(jì)算公式計(jì)算結(jié)果塔內(nèi)液柱高度h2.67液柱靜壓力卩仏P令0.021<0.05p計(jì)算壓力pvMPa1.1圓筒計(jì)算厚度用人!!！4.6圓筒設(shè)計(jì)厚度C^m6.7&圓筒名義厚度8圓通有效厚度6封頭計(jì)算厚度衍人m4.58封頭設(shè)計(jì)厚度6.58封頭名義厚度8封頭有效厚度6圓筒厚度：8mm,封頭厚度：8mm3?1?2橢圓封頭的選型公稱直徑（DN）:1200mm,名義厚度：8mm,材質(zhì)為16MnR總深度：325mm內(nèi)表面積：1.6552山容積：0.2545口3?2換熱器的計(jì)算與設(shè)計(jì)選型321預(yù)熱器1、預(yù)熱器的設(shè)計(jì)計(jì)算預(yù)熱器入口溫度：25，出口溫度：、=已「I預(yù)熱定性溫度：蒸汽壓力3.5atg，即451.3kPa查表，451.3kpa下蒸汽溫度為:j=取傳熱系數(shù)對數(shù)平均推動(dòng)力查定性溫度55.4下水的摩爾熱容，乙醇的摩爾熱容熱負(fù)荷:傳熱面積:高壓蒸汽汽化潛熱:，密度:蒸汽用量：=0.5462m3/s_2476.804XIO3=0.5462m3/s3.851X107X2.13312、預(yù)熱器的設(shè)計(jì)選型前端管箱型式：封頭（整體端蓋）（B）殼體型式：單程殼體（E）后端管箱型式：有背襯的浮頭（S）公稱直徑：DN=325mm公稱壓力：2.5MPa換熱面積：--=換熱管長度：L=3m換熱管外徑：d=25mm管程數(shù)：'-=4預(yù)熱器型號為：3?2?2再沸器1、再沸器的設(shè)計(jì)計(jì)算塔底溫度：'4.086X107|1塔底溫度98.8下，查得水的汽化潛熱為化潛熱為kmo，查得乙醇的汽取傳熱系數(shù):熱負(fù)荷:推動(dòng)力：傳熱面積:高壓蒸汽汽化潛熱:，密度：蒸汽用量：2、再沸器的設(shè)計(jì)選型前端管箱型式：封頭（整體端蓋）（B）殼體型式：單程殼體（E）后端管箱型式：固定管板（M）公稱直徑：DN=273mm公稱壓力：1.60MPa換熱面積：二=*1時(shí)換熱管長度：LN=4.5m換熱管外徑:d=25mm管程數(shù)「："再沸器型號為：323冷凝器1、冷凝器的設(shè)計(jì)計(jì)算塔頂溫度：-=■-；|4.17SX10[1kmo塔底溫度78.3下，查得水的汽化潛熱為化潛熱為查得乙醇的汽取傳熱系數(shù):熱負(fù)荷:推動(dòng)力：冷凝器出口水溫：50傳熱面積：A=49.06mz冷凝水用量：2、冷凝器的設(shè)計(jì)選型前端管箱型式:(A)殼體型式：單程殼體（E）后端管箱型式：固定管板（S）公稱直徑：DN=500mm公稱壓力：2.5MPa換熱面積：=二'1山換熱管長度：LN=4.5m換熱管外徑：d=19mm管程數(shù)「：以冷凝器型號為：3?2?4冷卻器1、冷卻器的設(shè)計(jì)計(jì)算定性溫度：7.525X1O4JUkmolIK定性溫度51.65下，查得水的摩爾比熱容為1.239Xkm&LIKI查得乙醇的汽化潛熱為冷卻水定性溫度:取傳熱系數(shù):熱負(fù)荷：(?=l.&37b,/s推動(dòng)力：傳熱面積：A=10.1787m2冷卻水用量：2、冷卻器的設(shè)計(jì)選型前端管箱型式:(A)殼體型式：單程殼體(E)后端管箱型式:(L)公稱直徑：DN=400mm公稱壓力：1.60MPa公稱換熱面積：--=:-3in-公稱長度：LN=1500mm=1.5m換熱管外徑：d=25mm管程數(shù)：二:=2冷卻器型號為：管道計(jì)算及規(guī)格選擇管道設(shè)計(jì)步驟1、確定管道內(nèi)液體或氣體的體積流量2、初選設(shè)計(jì)流速二3、確定管道橫截面積A出-I4、計(jì)算管道內(nèi)徑：5、查取管道設(shè)計(jì)尺寸6、根據(jù)管道所選尺寸計(jì)算管道實(shí)際流速算例1、原料儲罐與預(yù)熱器之間的管路計(jì)算根據(jù)加料流率'二=三4險(xiǎn)肚嘰，可知管內(nèi)液體的流量為：J=?-??3m厶設(shè)計(jì)流速：--=2咲管道橫截面積：qv0.003U2=0.0015m2管道內(nèi)徑：取管道尺寸為：UMmu'：*弓門】門】管壁厚度為：匚=二mm管道外徑：<￡|=43.702+2x3.5=50.702mm實(shí)際管道內(nèi)徑為：47mm，取管件當(dāng)量長度二二100m實(shí)際流速為："羅="羅=1.73m/s2、預(yù)熱器與進(jìn)料口之間的管路根據(jù)進(jìn)料率F二忌,1血7/h，可知管內(nèi)液體的流量為：=?-??3111L設(shè)計(jì)流速：管道橫截面積:A=1L=?=OOO1Wu2管道內(nèi)徑:—=0.043702m=43.7O12nun71取管道尺寸為：'：>■管壁厚度為：：=管道外徑:tii=43.702+2x3.5=50.702mm實(shí)際管道內(nèi)徑為：47mm,實(shí)際流速為：(0,047zttJ^=173mA3、預(yù)熱器高壓蒸汽管路計(jì)算管內(nèi)蒸汽的流量為：j='.-■■=6m7s設(shè)計(jì)流速:u=忙管道橫截面積：A=—=0.902732m:u管道內(nèi)徑：取管道尺寸為：?:旨mm管道內(nèi)徑：取管道尺寸為：?:旨mm管壁厚度為：匚=管道外徑：ii|=74.98mm實(shí)際管道內(nèi)徑為：60mm實(shí)際流速為：陽=4B.3m/s4、預(yù)熱器到疏水器間的管路計(jì)算管內(nèi)液體的流量為：J=~'-6^人設(shè)計(jì)流速：管道橫截面積：A=—=0.0a0158mz管道內(nèi)徑：==14,18mm取管道尺寸為.=二mm'：“□mm管壁厚度為：匚=：Emm管道外徑：d|=21.18mm實(shí)際管道內(nèi)徑為：15mm實(shí)際流速為：陽=1,7885、塔頂出口與冷凝器間的蒸汽管道管內(nèi)蒸汽的流量為：設(shè)計(jì)流速：11=覽廠譏管道橫截面積：必=￡=二0.002732m2管道內(nèi)徑：==58,98mm取管道尺寸為：?:旨mm管壁厚度為：匚=管道外徑：ii|=74.98mm實(shí)際管道內(nèi)徑為：60mm實(shí)際流速為：48.3m/s

管道設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表表2管道設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)表管道流體狀態(tài)流量m7s設(shè)計(jì)流速管道內(nèi)徑Mm管道尺寸mmXmm實(shí)際內(nèi)徑mm實(shí)際流速原料儲槽一預(yù)熱器液0.003243.702054X3.5471.729預(yù)熱器一進(jìn)料口液0.003243.702054X3.5471.729預(yù)熱器咼壓蒸汽管汽0.13665058.98(&76X86048.3預(yù)熱器一疏水器液0.000316221.18(&22X3.5151.789塔頂出口一冷凝器汽1.810510480.125<5>530X145029.1475冷凝器出口管液0.011283.683中95X5.5841.985冷凝器冷卻水管液0.02672130.43$146X6.51331.9236冷凝器出口回流管液0,0019234.779045X4_5361.867冷凝器一冷卻器液0.000633220.079(&32X3261.929冷卻器冷卻水管液0.0192110.2363$127X61151.838塔底出口管液0.0035247.203中57X4491.856塔底一再沸器液0.0017232.898(&42X3361.67再沸器進(jìn)塔汽1.717410495.62$500X144729.815再沸器咼壓蒸汽管汽0.54650117.9$146X1312246.72再沸器一疏水器液0.00126228.36438X4301.78塔底熱水儲罐液0.0018233.85(&42X3361.768總蒸汽管汽0.68350131.86?>168X1613647.0總冷卻水管液0.04582170.8?>194X101741.9266泵的計(jì)算及設(shè)計(jì)選型3.4.1原料泵管內(nèi)液體的流量為nW，流速:u=1.729皿厶假設(shè)料液面至加料孔高度差為：心-—10m當(dāng)量長度：10m雷諾系數(shù)：72?=—^=54180.41查得-=0,9&6383U=0-0327tt當(dāng)量長度：100m阻力損失：離心泵揚(yáng)程：流量：一—m旳/h選取離心泵型號為：1565150I125冷卻水泵管內(nèi)液體流速：il=1衛(wèi)羽廠仏174X1.9266x1000Re==335228.A=0923取當(dāng)量長度100m，高度差：30m離心泵揚(yáng)程：6_H=3O+2+.-.Bl=32.5m離心泵流量：選離心泵型號為：1S125I1OOI2503.5儲罐的計(jì)算與選型3.5.1原料儲罐F=9630.3kg/h體積流量:=10.137=10.137亦人800X0,25+1000X0.75r=15l=360h儲罐容積:V=10.137x360=3649.32m3乘以系數(shù)后容積應(yīng)為IVIV=V=3649.3x12=4379.04m3圓整，取儲罐容積為:--0：'3設(shè)置罐體高度：H=150m儲罐直徑產(chǎn)品儲罐D(zhuǎn)=2525.25k^h,xc產(chǎn)品儲罐D(zhuǎn)=2525.25k^h,xc=0.931（質(zhì)量分率）體積流量：2525.25800X0,931+1000X0,069儲罐體積：7=3.1x360=1116m3圓整，取儲罐體積為：1200川設(shè)置罐體高度：H=K}Qm儲罐直徑：儲罐直徑：熱水儲罐熱水儲罐體積流量：體積流量：7119.4800X0.31+1000X0.99儲罐體積：V=7.13x360=2566.8m3圓整，取儲罐體積2600】^。設(shè)置罐體高度為：H=UQm儲罐直徑：4X2600.中=—T—；—=V3312=J314取儲罐直徑：60m4設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)總匯表4.1物性參數(shù)數(shù)據(jù)表3物性參數(shù)數(shù)據(jù)表項(xiàng)目符號單位計(jì)算數(shù)據(jù)塔頂塔底加料板精餾段提餾段定性壓力pkPa101.3120.3117.3109.3110.8定性溫度78.398.885.782.092.2液相分子質(zhì)量%1kmol41.254315.971521.254231.254218.6128氣相分子質(zhì)量略1kmol42.601618.264639.945436.273524.6039液相平均密度748.8595979.6705898.278839.728949.179氣相平均密度An30.95861.3403液體的表面張力mN/m25.125758.372855.892248.620858.1665液體的平均黏度^LjmmPas0.42610.28300.33740.34380.3069

4.2工藝設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)表4工藝設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)表項(xiàng)目符號單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段加料流量FkmoL人453.1料液組成摩爾分?jǐn)?shù)斥0.1153餾出液流率DkmoL人60.3產(chǎn)物組成摩爾分?jǐn)?shù)抵0.8407釜液流率WkmcL人392.7釜液組成摩爾分?jǐn)?shù)0.0039最小回流比1.67回流比R3理論板數(shù)153實(shí)際板數(shù)326操作氣速um/s1.12061.0629泛點(diǎn)氣速