化工原理 精餾塔的設計

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1、化工原理 精餾塔的設計 目錄 第一章 緒論 2 §11塔設備在化工生產(chǎn)中的作用與地位 2 §12塔設備的分類 2 §121板式塔 2 §122泡罩塔 2 §123篩板塔 3 §124浮閥塔 3 §13 塔型選擇 3 §14 操作流程 3 第二章 設計任務書 5 §21設計任務 5 §22任務要求 5 §23圖紙內(nèi)容 5 第三章 塔的工藝計算 6 §31 精餾塔全塔物料衡算 6 §32 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計算 6 §321乙醇水系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù) 6 §322 溫度的計算 7 §323 平均摩爾質(zhì)量計算

2、 8 §324 密度的計算 9 §325混合液體表面張力 11 §326 混合物的黏度計算 11 §327相對揮發(fā)度計算 12 §33塔板數(shù)的確定 13 §34塔板初步估計 16 §341計算塔徑的計算 16 §342塔板水力學性能計算 20 §343計算結果 27 §344負荷性能圖 27 §35塔板的結構尺寸篩孔數(shù)目及排列 31 第四章 塔高度計算 33 第五章 塔附件設計 35 §51儲槽 35 §52接管 35 §53進料泵的選取 37 §54進料預熱器計算 38 §55塔底產(chǎn)品冷卻器計算 42 第六章 計算結果匯總 47 結束語 48 參考文

3、獻 - 49 - 緒論 §11塔設備在化工生產(chǎn)中的作用與地位 塔設備是是化工石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設備之一它可使氣液或液液兩相間進行緊密接觸達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的可在塔設備中完成常見的單元操作有精餾吸收解吸和萃取等此外工業(yè)氣體的冷卻與回收氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕減濕等 在化工石油化工煉油廠中塔設備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護等各個方面都有重大影響塔設備的設計和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視 §12塔設備的分類 塔設備經(jīng)過長期的發(fā)展形成了形式繁多的結構以滿足各方面的特殊需要為研究和比較的方便人們從不同的角度對塔設備進行分類按操作壓力

4、分為加壓塔常壓塔和減壓塔按單元操作分為精餾塔吸收塔解吸塔萃取塔反應塔和干燥塔按形成相際界面的方式分為具有固定相界面的塔和流動過程中形成相界面的塔長期以來人們最長用的分類按塔的內(nèi)件結構分為板式塔填料塔兩大類 §121板式塔 板式塔是分級接觸型氣液傳質(zhì)設備種類繁多根據(jù)目前國內(nèi)外的現(xiàn)狀主要的塔型是浮閥塔篩板塔和泡罩塔 §122泡罩塔 泡罩塔是歷史悠久的板式塔長期以來在蒸餾吸收等單元操作使用的設備中曾占有主要的地位泡罩塔具有一下優(yōu)點 1操作彈性大 2無泄漏 3液氣比范圍大 4不易堵塞能適應多種介質(zhì) 泡罩塔的不足之處在于結構復雜造價高安裝維修方便以及氣相壓力降較大 §123篩板塔

5、 篩板塔液是很早就出現(xiàn)的板式塔20世紀50年代起對篩板塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究形成了較完善的設計方法與泡罩塔相比具有以下的優(yōu)點 1生產(chǎn)能力大提高20％－40％ 2塔板效率高提高10％－15％ 3壓力降低降低30％－50％而且結構簡單塔盤造價減少40％左右安裝維修都比較容易[1] §124浮閥塔 20世紀50年代起浮閥塔板已大量的用于工業(yè)生產(chǎn)以完成加壓常壓減壓下的蒸餾脫吸等傳質(zhì)過程 浮閥式之所以廣泛的應用是由于它具有以下優(yōu)點 1處理能力大 2操作彈性大 3塔板效率高 4壓力降小 其缺點是閥孔易磨損閥片易脫落 浮閥的形式有很多目前常用的浮閥形式有F1型和V-4型F1型

6、浮閥的結構簡單制造方便節(jié)省材料性能良好F1型浮閥又分為輕閥和重閥兩種V-4型浮閥其特點是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型以減小氣體通過塔板的壓強降閥片除腿部相應加長外其余結構尺寸與F1型輕閥無異V-4型閥適用于減壓系統(tǒng) §13 塔型選擇 根據(jù)生產(chǎn)任務產(chǎn)品流量為15 th由于產(chǎn)品粘度較小流量較大為減少造價降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響提高生產(chǎn)效率選用篩板塔 §14 操作流程 乙醇水溶液經(jīng)預熱至泡點后用泵送入精餾塔塔頂上升蒸氣采用全冷凝后部分回流其余作為塔頂產(chǎn)品冷卻后送至貯槽塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽 精餾裝置有精餾塔原料預熱器再沸器冷凝器釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器

7、等設備熱量自塔釜輸入物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走 乙醇水混合液原料經(jīng)預熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后逐板溢流最后流入塔底在每層板上回流液體與上升蒸汽互相接觸進行熱和質(zhì)的傳遞過程 流程示意圖如下圖 圖 精餾裝置流程示意圖 設計任務書 §21設計任務 1 操作類別乙醇-水常壓蒸餾 2 塔設備類型篩板塔 3 工藝條件 原料及組成乙醇摩爾分率 04泡點進料 處理量15th 操作條件常壓 產(chǎn)品質(zhì)量要求塔頂產(chǎn)品乙醇的摩爾分率≥087塔底乙醇摩爾分率≤001 §22任務要求

8、 1目錄 2緒論簡述選取設計方案依據(jù)主要設備的特征與比較 3過程的物料衡算 4塔設備的工藝計算與結構計算 5輔助設備的選型塔底產(chǎn)品槽塔底產(chǎn)品冷卻器進料預熱器主管道進料泵 6結束語 7參考文獻 §23圖紙內(nèi)容 1操作裝置的工藝流程圖3圖紙 2主要裝備的結構裝配圖2圖紙 第三章 塔的工藝計算 §31 精餾塔全塔物料衡算 F進料量kmolh 原料組成摩爾分數(shù)下同 D塔頂產(chǎn)品流量kmolh 塔頂組成 W塔底殘液流量kmolh 塔底組成 xF 04 xD 087 xW 001 查手冊知 乙醇摩爾質(zhì)量 MA 46

9、07kgkmol 水摩爾質(zhì)量 MB 1802kgkmol 原料平均摩爾質(zhì)量 04MA06MB 2924kgkmol 進料量 F 15000292 5130kmolh 物料橫算式 F D＋W FxF DxDWxW 求解得 D 23264kmolh W 28036 kmolh §32 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計算 §321乙醇水系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù) 表3-1乙醇水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù) 沸點t℃ 乙醇摩爾數(shù) 沸點t℃ 乙醇摩爾數(shù) 液相 氣相 液相 氣相 999 0004 0053 82 273 5644 998 004 051 813 3324 5878 997 005

10、077 806 4209 6222 995 012 157 801 4892 6470 992 023 290 7985 5268 6628 990 031 3725 795 6102 7029 9875 039 451 792 6564 7271 9765 079 876 7895 6892 7469 958 161 1634 7875 7236 7693 913 416 2992 786 7599 7926 879 741 3916 784 7982 8183 852 1264 4749 7827 8387 8491 8375 1741 5167 782 8597 86

11、40 823 2575 5574 7815 8941 8941 §322 溫度的計算 利用表中數(shù)據(jù)用插值法求得 8067℃ 7819℃ 9337℃ 精餾段平均溫度 7943℃ 提餾段平均溫度 8702℃ 塔頂 進料板 塔釜 精餾段 提餾段 7819℃ 8067℃ 9337℃ 7943℃ 8702℃ §323 平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂溫度 7819℃ 氣相組成 088 進料溫度 8067℃ 塔釜溫度 9337℃ 同理可得 進料板氣相組成 061 塔釜氣相組成 024 塔頂平均摩爾質(zhì)量 進料板平均摩爾質(zhì)量 塔釜平均

12、摩爾質(zhì)量 精餾段 0635 氣相組成 0745 所以 3569 kgkmol 3876 kgkmol 5提餾段 液相組成 0205 氣相組成 0425 所以 2377 kgmol 2994 kgmol §324 密度的計算 已知混合液密度 依式 a為質(zhì)量分數(shù)為平均相對分子質(zhì)量 混合汽密度 依式 表3-2 不同溫度下乙醇和水的密度 80 9718 9718 85 9686 9686 90 9653 9653 95 720 96185 100 716 9584 根據(jù)表中數(shù)據(jù)用內(nèi)插法求得在下的乙醇和水的密度 8

13、067℃ 7819℃ 9337℃ 1液相密度 根據(jù)溫度由內(nèi)插法可算得 乙醇質(zhì)量分數(shù) 密度 所以 2氣相密度 §325混合液體表面張力 求取混合液體表面張力 表3-3不同溫度下乙醇和水的表面張力 溫度℃70 80 90 100 乙醇表面張力10-Nm2 18 1715 162 152 水表面張力10-Nm2 643 626 607 588 8067℃ 7819℃ 9337℃ 用內(nèi)插法求得在下的乙醇和水的表面張力單位10-3Nm-1 混合液體表面張力 精餾段液相表面張力 提餾段液相表面張力＝＝ §326 混合物的黏度計算 按

14、式進行計算 塔頂液相平均黏度 由TD 7819℃查手冊知 0364 mPas 044 mPas 進料板液相平均黏度 由TF 8067℃查手冊知 0325 mPas 0425 mPas 塔釜液相平均黏度 由TW 9337℃查手冊知 0305 mPas 034 mPas 精餾段黏度 提餾段黏度 §327相對揮發(fā)度計算 由 061 04 得 235 由 088 087 110 由 024 001 3126 1精餾段相對揮發(fā)度 2提餾段相對揮發(fā)度 §33塔板數(shù)的確定 根據(jù)作圖法求出最小塔板

15、數(shù)和最小回流比 根據(jù)101325×105Kpa下乙醇水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線即xy曲線圖并繪出最小回流比圖 圖3-1確定最小回流比的計算 所以 圖3-2確定最小塔板數(shù) 由點087088起在平衡線與y x線間畫階梯直到階梯與平衡線的交點小于024為止由此得 2由捷算法來確定操作回流比 R nRmin 取一系列n值N R1 最小時R值即為操作回流比 表3-4 Rmin n R X Y N N R1 2625 11 2888 0068 0587 30137 117158 2625 12 3150 0127 0518 25646 106430

16、2625 13 3413 0178 0468 23141 102109 2625 14 3675 0225 0428 21481 100423 2625 15 3938 0266 0396 20281 100135 2625 151 3964 0270 0393 20178 100159 2625 152 3990 0274 0390 20078 100191 2625 153 4016 0277 0388 19981 100230 2625 154 4043 0281 0385 19886 100276 由表3-4中數(shù)據(jù)可知 R 15Rmin 394 3精餾塔汽液相負荷

17、 L RD 394×23264 9166kmolh V R1 D 494×23264 114924kmolh L LF 9166513 14296kmolh V V 114924kmolh 精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 圖3-3圖解法求理論板數(shù) 在圖上作操作線由點087088起在平衡線與精餾段操作線間畫階梯過精餾段操作線與q線交點直到階梯與平衡線的交點小于024為止由此得到理論NT 2287塊加料板為第21塊理論板精餾段2008塊提餾段259塊 板效率與塔板結構操作條件物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學性質(zhì)有關它反映了實際塔板上傳質(zhì)過程進行的程度板效率可用奧康奈爾公式 計算

18、 其中塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度 塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mPas 1精餾段 已知1607 049 0545 368塊 37塊 2提餾段 已知857 0376 76塊 8塊 全塔所需實際塔板數(shù) 378 45塊 全塔效率 加料板位置在第38塊塔板 §34塔板初步估計 §341計算塔徑的計算 §3411氣液相體積流量計算塔徑的計算 精餾段 提餾段 §3412精餾塔塔徑的計算 預計所設計的塔為大型暫定采用雙流型塔板板距800mm 1精餾段塔徑的計算 精餾段操作參數(shù)如下 表3-5 操作壓力 蒸汽密度 操作溫

19、度 7943℃ 液體流率 液體密度 蒸汽流率 液體表面張力 估計塔徑 FP 根據(jù)上述算出的參數(shù)及板距800mm 液泛速度 取液泛分率等于085得出塔的有效截面積為 取 塔徑為 2提餾段塔徑的計算 提餾段操作參數(shù)如下 表3-6 操作壓力 蒸汽密度 操作溫度 8702℃ 液體流率 液體密度 蒸汽流率 液體表面張力 估計塔徑 FP 根據(jù)上述算出的參數(shù)及板距800mm 液泛速度 取液泛分率等于085得出塔的有效截面積為 取 塔徑為

20、 精餾段塔徑大于提餾段塔徑取D 213m 此塔徑較大板上液體流率亦較大故采用雙流型塔板為宜根據(jù)表11-1仍可取012故上述計算結果仍可用塔徑為213m時板距800mm亦合用 將塔徑圓整為 得出塔截面積 參考表11-1中所列的推薦數(shù)字估計塔板規(guī)格為 降液管總截面積 塔凈截面積 塔板工作面積 孔總面積 孔徑 板厚 堰高 §342塔板水力學性能計算 修正氣速數(shù)值及液泛分率數(shù)值 精餾段 提餾段 計算液沫夾帶分率 精餾段 根據(jù)FP 0031及液泛分率079在圖中讀出 提餾段 根據(jù)FP 0037及液泛分率061在圖中讀出 圖3-

21、4篩板塔液沫夾帶分率的關聯(lián)圖 塔板壓降 1 干板壓降 已知在圖 圖3-5 篩板孔流系數(shù)圖 中讀出 所以 2 氣體通過泡沫層的壓降 已經(jīng)規(guī)定堰高 采用雙流型這里的應為兩個降液管的截面積故應改按計從圖 圖3-6 弓形降液管道截面的尺寸參數(shù)比例圖 中查得 表11-1中推薦 于是得出 按兩側均設降液管來計算液體流率應取為總量的12故得 由圖3-6查得 圖3-6 故堰液頭 精餾段 提餾段 由圖 圖3-7 篩板上的充氣系數(shù) 查得充氣系數(shù) 3 總壓降 精餾段

22、 提餾段 4液面落差 篩板塔液面落差一般很小本設計塔徑雖大但采用了雙流型塔板因而液面落差可以忽略不必計算 5漏液點 克服表面張力的壓降 精餾段 提餾段 漏液點下的干板壓降 壓降與氣速平方成正比即 故得篩孔處操作氣速之比為 6降液管通過能力核算 1 降液管內(nèi)液面高 取降液管下沿與塔板板面距離為40mm則液體從降液管流出時所經(jīng)過的縫隙流通截面積等于此距離乘以 液體通過降液管的壓頭損失 降液管內(nèi)的液面高 以泡沫液計液面高應為取泡沫液的相對密度 精餾段 提餾段 2 液體在降液管內(nèi)的停留時間 精餾段 3s 提餾段

23、 3s 故降液管可用 §343計算結果 主要規(guī)格 板型 雙流型 溢流堰在兩側長 139 塔徑 22 溢流堰在中央長 213 板距 800 孔總面積 038 降液管截面積 046 孔徑 5 降液管下沿與塔板距離 40 板厚 22 溢流堰高 50 水力學性能 精餾段 液泛分率 079 操作氣速漏液點氣速 28 液沫夾帶分率 007 降液管內(nèi)泡沫液面高板距 046 堰液頭 18 降液管內(nèi)液體停留時間 748 提餾段 液泛分率 061 操作氣速漏液點氣速 25 液沫夾帶分率 004 降液管內(nèi)泡沫液面高板距 040 堰液頭 18 降液管內(nèi)液體停留時

24、間 648 §344負荷性能圖 漏液線 漏液點的干板壓降為 堰液頭 故有 干板壓降 令可得到 精餾段 化簡得漏液線方程 提餾段 化簡得漏液線方程 2液體流率下限線 規(guī)定時流體流率達到下限 得 液體流率上限線 以液體在降液管內(nèi)的停留時間為3s規(guī)定液體流率上限精餾段 提餾段 液泛線當降液管內(nèi)的泡沫液面高等于板距與堰高之和便達到液泛即 亦即 降液壓頭損失 又塔板壓降 精餾段 056 化簡后得 提餾段 056 化簡后得 5霧沫夾帶上限線

25、 可容許的霧沫夾帶最大量為01kgkg并將已知的量和關系式代入 得 精餾段 化簡得 提餾段 化簡得 在操作范圍內(nèi)任取若干個L值算出相應的G值 L G 漏液線 液泛線 霧沫夾帶上限線 精餾段 提餾段 精餾段 提餾段 精餾段 提餾段 00000 28844 32558 183200 224435 143000 164000 00012 30141 34942 180655 221317 139759 160296 00050 32093 36831 176271 215947 134608 154409 0

26、0080 33208 38283 173277 212278 131520 150880 00110 34159 39516 170309 208642 128805 147777 00140 35004 40608 167256 204903 126329 144947 00170 35771 41598 164056 200982 124025 142314 00200 36480 42510 160664 196827 121854 139833 00230 37142 43360 157045 19

27、2392 119789 137473 00259 37744 44158 153299 187803 117876 135287 00299 38525 44912 147677 180916 115352 132402 由上述數(shù)據(jù)即可作出負荷性能圖 圖3-8 精餾段負荷性能圖 圖3-9 精餾段負荷性能圖 精餾段操作條件為在圖中做出操作線該線分別與漏液線和霧沫夾帶上限線相交由相交兩點的縱坐標值可知最小負荷最大負荷于是得 操作彈性 提餾段操作條件為在圖中做出操作線該線分別與漏液線和霧沫夾帶上限線相交由相交兩點的縱坐標值可知最小負荷最大負荷于

28、是得 操作彈性 §35塔板的結構尺寸篩孔數(shù)目及排列 安定區(qū)邊緣區(qū)安排 取溢流堰前安定區(qū) Ws 80mm 入口堰后安定區(qū) Ws 80mm 邊緣區(qū)寬度 Wc 50mm 鼓泡區(qū)篩孔的分布 孔徑 開孔率 篩孔按正三角形排列取 則 Ap可用下式計算 其中 所以 孔數(shù) 3塔板結構 本設計塔徑D 22m故塔板采用分塊式根據(jù)下表分為六塊以便通過入孔裝拆塔板 塔徑mm 800-1200 1400-1600 1800-2000 2200-2400 塔板分塊數(shù) 3 4 5 6  塔高度計算 塔高

29、 式中--塔頂空間高度m --塔板間距m --開有人孔的塔板間距m --進料段空間高度m --塔底空間高度m n實際塔板數(shù) S人孔數(shù)目 1塔頂空間高度HD 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)木嚯x為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降考慮除沫裝置所占的空間此段應遠高于板間距取 2塔底空間高度HB 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔到塔底下封頭切線的距離釜液停留時間取 3人孔 取人孔直徑d 08m伸出塔體的筒體長200mm人孔中心距操作平臺1000mm 板間距HR 1m人孔數(shù)目

30、4封頭高度 采用橢圓型封頭公稱直徑DN 22m查手冊得 曲面高度h1 650mm直邊高度h2 40mm所以 封頭高度H1 h1 h2 065004 069 5進料板處板間距HF 考慮在進口處安裝防沖設施取HF 1m 6裙坐高度 本設計采用圓筒形裙坐裙坐壁厚16mm 基礎環(huán)內(nèi)徑Db1 2200216 -05103 1668mm圓整為 1700mm 基礎環(huán)外徑Db0 2200216 05103 2668mm圓整為 2700mm 考慮再沸器取裙座高H2 5m 塔總高 45-1-4-1081412170695 456塔附件設計 §51儲槽 與塔的

31、距離為30m容積 §52接管 進料管 本設計采用直管進料管管徑計算如下 取u 1ms 查標準系列選取Φ89×35 校核設計流速 經(jīng)校核設備適用 2回流管 采用直管回流管回流體積流率 取u 15ms 查表取Φ121×40 校核設計流速 經(jīng)校核設備適用 3塔底出料管 取u 05ms 直管出料 體積流量 查表取Φ68×3 校核設計流速 經(jīng)校核設備適用 4塔頂蒸氣出料管 直管出氣體積流量 取出口氣速為u 30 ms則 查表取Φ700×15 校核設計流速 經(jīng)校核設備適用 5塔底

32、進氣管 采用直管進氣體積流量 取出口氣速為u 35 ms則 查表取Φ630×13 校核設計流速 經(jīng)校核設備適用 管徑計算結果mm 進料管 回流管 塔底出料管 塔頂蒸汽出料管 塔底進氣管 規(guī)格 Φ89×35 Φ121×40 Φ68×3 Φ700×15 Φ630×13 §53進料泵的選取 泵的流量Q F 1868m3h 流速u 095ms黏度物料密度管徑d 89-235 81mm 泵的揚程 進料孔高度 靜壓頭差 動壓頭差 直管阻力 管件閥門局部阻力 ①進料孔高度 ②靜壓頭 0 ③動壓頭 ④ ⑤2個90o彎頭2個閥門 所以

33、揚程 根據(jù)揚程Q 1868m3h查《化工原理》附錄十七選取泵IS 65-50-125 轉(zhuǎn)速n 2900rmin流量Q 25 m3h揚程H 20mη 69％ §54進料預熱器計算 設計流程要求泡點進料進料濃度下的泡點溫度為8067℃而原 料溫度為20℃用柴油加熱取柴油進口溫度為175℃密度比熱容熱導率為黏度 計算熱流量及平均溫差 進料流量 進料液平均溫度 根據(jù)溫度查相關表得 下 P水 4174kJ kgK P乙醇＝2692kJ kgK 進料液比熱 進料液熱導率 換熱器所需熱流量 由熱量衡算式 得 計算逆流平均溫度差 取

34、總傳熱系數(shù)K 350 取安全系數(shù)11則實際傳熱面積為A 3905 初步選定換熱器的型號 由于兩流體間的溫差較大所以選用浮頭式列管換熱器柴油溫度高為減少熱損失柴油走殼程料液走管程 柴油為低黏油管內(nèi)流速范圍為08-18ms取設所需單程管數(shù)為n從管內(nèi)體積流量 解得n 17根又由傳熱面積 可以求得單程管長 若選用6m長的管4管程則一臺換熱器的總管數(shù)為查《化工原理》附錄十九得浮頭式換熱器的主要參數(shù)見下表 項目 數(shù)據(jù) 項目 數(shù)據(jù) 殼徑DN 500mm 管尺寸 管程數(shù)N 4 管長l 6m 管數(shù)n 116 管排列方式 正方形翻轉(zhuǎn)45o 中心排管數(shù) 9 管心距

35、 32mm 管徑流通面積 00091m2 傳熱面積 537m2 對表中查得的數(shù)據(jù)做核算 ①每程的管數(shù) ②傳熱面積0025546m2比查得的537稍大應以查得的1621m2為準 ③中心管排數(shù)查得的9太小按下式計算取整 13 3阻力損失的計算 ①管程 流速 雷諾數(shù) 摩擦系數(shù) 取鋼管絕對粗糙度得相對粗糙度 則 管內(nèi)阻力損失 回彎阻力損失 管程總損失 ②殼程取折流擋板間距 截面積 流速 雷諾數(shù) 摩擦系數(shù)

36、 0378 折流擋板數(shù) 管束損失 缺口損失 殼程損失 核算下來管程和殼程的阻力損失都不超過30kPa適用 傳熱計算 管程給熱系數(shù) 殼程給熱系數(shù)按式計算 已算出 而 現(xiàn)料液被加熱取105 故 傳熱系數(shù)按管外面積計算略去管壁熱阻 所需的傳熱面積 與換熱器所列出的面積537m2比較有50％的裕度從阻力損失和傳熱面積的核算看所選換熱器適用 §55塔底產(chǎn)品冷卻器計算 釜殘液的溫度為9337℃其主要成分是水擬定將釜液降至35℃排出 取水進口溫度為20℃水的出口溫度為40℃釜底殘液 溫

37、度為783℃降至35℃按釜液冷卻前后的平均溫度℃查算比熱 P水 4179kJ kgK P乙醇＝2712kJ kgK 1計算熱流量及平均溫差 所用水量 kgh 計算逆流平均溫度差 取總傳熱系數(shù)K 1000 取安全系數(shù)11則實際傳熱面積為A 1275 初步選定換熱器的型號 選用浮頭式列管換熱器釜液溫度高為利于降溫釜液走殼程冷卻水走管程 對于水管內(nèi)流速范圍為1-35ms取設所需單程管數(shù)為n從管內(nèi)體積流量 解得n 14根又由傳熱面積 可以求得單程管長 若選用3m長的管4管程則一臺換熱器的總管數(shù)為查《化工原理》附錄十九得浮頭式換熱器的主要參數(shù)

38、見下表 項目 數(shù)據(jù) 項目 數(shù)據(jù) 殼徑DN 400mm 管尺寸 管程數(shù)N 4 管長l 3m 管數(shù)n 68 管排列方式 正方形翻轉(zhuǎn)45o 中心排管數(shù) 6 管心距 32mm 管徑流通面積 00053m2 傳熱面積 156m2 對表中查得的數(shù)據(jù)做核算 ①每程的管數(shù) ②傳熱面積0025164m2比查得的156稍大應以查得的156m2為準 ③中心管排數(shù)查得的6太小按下式計算取整 10 3阻力損失的計算 ①管程 流速 雷諾數(shù) 摩擦系數(shù) 取鋼管絕對粗糙度得相對粗糙度 則 管內(nèi)阻力損失 回彎阻力損失 管

39、程總損失 ②殼程取折流擋板間距 截面積 流速 雷諾數(shù) 摩擦系數(shù) 046 折流擋板數(shù) 管束損失 缺口損失 殼程損失 核算下來管程和殼程的阻力損失都不超過30kPa適用 傳熱計算 管程給熱系數(shù) 殼程給熱系數(shù)按式計算 已算出 而 現(xiàn)釜液被冷卻取105 故 傳熱系數(shù)按管外面積計算略去管壁熱阻 所需的傳熱面積 與換熱器所列出的面積156m2比較有9％的裕度從阻力損失和傳熱面積的核算看所選

40、換熱器適用計算結果匯總 項目 單位 計算數(shù)據(jù) 精餾段 提留段 各段平均溫度 ℃ 7943 8702 平均流量 氣相 m3s 9165 937 液相 m3s 0012 0012 實際塔板數(shù) 塊 37 8 板間距 m 08 08 塔的有效高度 m 456 塔徑 m 22 22 空塔氣速 ms 1749 1754 塔板液流形式 雙流型 雙流型 溢 流 裝 置 溢流管型式 弓形 弓形 堰長 m 139 139 堰高 m 005 005 溢流堰寬度 m 024 024 管底與受液盤距離 m 004 004 孔徑 mm 50 50 孔中心距 m

41、m 150 150 孔數(shù) 孔 9676 9676 開孔面積 m2 038 038 篩孔氣速 ms 274 281 塔板壓降 m清液柱 0125 0099 液體在降液管中停留時間 s 748 648 降液管內(nèi)清液層高度 m 039 034 操作彈性 403 309 結束語 精餾塔的設計在化工行業(yè)應用較廣這次通過兩個周的課程設計我意識到這項任務的艱難在這個課程設計過程當中我們綜合地運用了我們所學習過的流體力學傳熱傳質(zhì)分離等方面的化工基礎知識設計了一款可應用于設計生產(chǎn)當中的乙醇水連續(xù)精餾篩板塔在設計過程中計算尤其復雜每一步的計算都關乎到后面的一連串結果所以我在這個過程中感覺

42、阻力很大比如說由于沒有正確理解某個公式的使用范圍而盲目套用結果導致要從頭又開始計算這個過程花費的時間較多還有就是許多經(jīng)驗公式的使用由于我們知識面的有限所以許多公式的出處我們不是很了解在涉及的化工原理分離化工熱力學等課程中我們充分意識到我們這大學三年所學知識的重要性它讓我們可以將我們在書本上所學到的理論知識用于到生產(chǎn)實際之中再到后來管道以及其他設備的選型讓我們將化工原理上學到的相關知識一化工設備機械基礎聯(lián)系起來對我們的設計工作有很大幫助人孔的設計使我們明白課本知識與生產(chǎn)實際的差異也就是我們必須考慮到我們所設計的方案在實際中的可行性 本次設計出了計算之外的另一大難題就是作圖在此過程中充分運用of

43、fice以及Auto CAD的操作技巧如用exle求最小回流比塔板數(shù)畫負荷性能圖用word編寫設計說明書用Auto CAD畫工藝流程圖以及裝配圖通過邊作圖邊摸索我們進一步熟悉了office軟件的運用鞏固了CAD繪圖的基礎技巧這對我們以后大四的畢業(yè)設計以及畢業(yè)后的工作必定有很大的幫助參考文獻 [1]陳英男劉玉蘭常用化工單元設備的設計[M]上海華東理工大學出版社20054 [2]劉雪暖湯景凝化工原理課程設計[M]山東石油大學出版社20015 [3]陳敏恒化工原理 [M]北京化學工業(yè)出版社20065 [4]中國石化集團上海工程有限公司化工設計計算手冊第三版上冊[M] 北京化學工業(yè)出版社20037 [5]路秀林王者相塔設備[M]北京化學工業(yè)出版社20041 [6]丁浩化工工藝設計[M]上海科學技術出版社 [7]湖南大學化工系無機化工教研室化工手冊上冊 [8]王存文孫緯化工原理與數(shù)據(jù)處理 [M]北京化學工業(yè)出版社20085 [9]劉光啟化學化工物性手冊有機卷