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酒精连续精馏板式塔设计

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酒精连续精馏板式塔设计

课程设计说明书酒精连续精馏板式塔的设计学生姓名指导老师学院专业班级学号1目目目录录录第一部分设计任务书2第二部分工艺流程图3第三部分设计方案的确定与说明4第四部分设计计算与论证5一.板式塔的工艺计算5二.板式塔的工艺条件及物料计算7三.板式塔的主要工艺尺寸计算10四.塔板的流体力学验算15五.塔板的负荷性能图17六.主要接管尺寸计算20七.辅助设备设计定型22八.塔的总体结构25九.泵的选择27第五部分设计结果统计29第六部分参考资料30第七部分心得体会312第一部分设计任务书一、题目酒精连续精馏板式塔的设计二、原始数据1、乙醇-水混合物,含乙醇39(质量),温度28℃;2、产品馏出液含乙醇93(质量),温度31℃;3、塔底塔底液含乙醇0.06(质量)4、生产能力日产酒精(指馏出液)9800kg;5、热源条件加热蒸汽为饱和蒸汽,其绝对压强为250kPa;三、任务1、确定精馏的流程,绘出流程图,标明所需的设备、管线及其有关观测或控制所必需的仪表和装置。2、精馏塔的工艺设计和结构设计选定塔板型,确定塔径、塔高及进料板的位置;选择塔板的结构型式、确定塔板的结构尺寸;进行塔板流体力学的计算(包括塔板压降、淹塔的校核及雾沫夹带量的校核等)。3、作出塔的操作性能图、计算其操作弹性。4、确定与塔身相连的各种管路的直径。5、计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水用量,确定每个换热器的传热面积并进行选型,若采用直接蒸汽加热,需确定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸。6、其它。四、作业份量1、设计说明书一份,说明书内容见化工过程及设备设计的绪论,其中设计说明结果概要一项具体内容包括塔板数、塔高、塔径、板间距、回流比、蒸汽上升速度、热交换面积、单位产品热交换面积、蒸汽用量、单位产品蒸汽用量、冷却水用量、单位产品冷却水用量、操作压强、附属设备的规格、型号及数量等。2、塔装配图(1号图纸);塔板结构草图(3535计算纸);工艺流程图(3550计算纸〕3第二部分工艺流程图流程概要乙醇-水混合原料经预热器加热到泡点后,送进精馏塔,塔顶上升的蒸汽采用全凝器冷凝后,一部分采用回流,其余为塔顶产物,塔釜采用间接蒸汽加热供热,塔底产物冷却后送人贮槽。4第第第三三三部部部分分分设设设计计计方方方案案案的的的确确确定定定与与与说说说明明明一.设计方案的确定1.塔板类型选用F1型重浮阀塔.浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点,而且操作弹性大,操作灵活,板间压降小,液面落差小,浮阀的运动具有去污作用,不容易积垢堵塞,操作周期长,结构简单,容易安装,操作费用较小,其制造费用仅为泡罩塔的60~80;又由于F1型浮阀塔结构简单,制造方便,节省材料,性能良好;另外轻阀压降虽小,但操作稳定性差,低气速时易漏液。综上所述,选择F1型重阀浮阀塔。2.操作压力常压精馏对于乙醇-水体系,在常压下已经是液态,且乙醇-水不是热敏性材料,在常压下也可成功分离,所以选用常压精馏。因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加,尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用,而且由于真空下气体体积增大,需要的塔径增加,因此塔设备费用增加。综上所述,选择常压操作。3.进料状态泡点进料进料状态有五种,如果选择泡点进料,即q1时,操作比较容易控制,且不受季节气温的影响,此外,泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同,设计和制造时比较方便。4.加热方式间接蒸汽加热蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热,设置再沸器。直接蒸汽加热只能用于塔底产物基本是水,由于蒸汽的不断通入,对塔底溶液起了稀释作用,在塔底易挥发物损失量相同的情况下,塔底残液中易挥发组分的浓度应较低,因而塔板数稍有增加,成本增加,故采用间接加热。5.热能利用方式选择适宜回流比,塔釜残液作为原料预热热源适宜的回流比应该通过经济核算来确定,即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为先求出最小回流比Rmin,根据经验取操作回流比为最小回流比的1.1-2.0倍,考虑到原始数据和设计任务,本方案取1.5,即R=1.5Rmin;采用釜液产品去预热原料,可以充分利用釜液产品的余热,节约能源。5.回流方式泡点回流泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。二.设计方案的说明1.本精馏装置利用高温的釜液与进料液作热交换,同时完成进料液的预热和釜液的冷却,经过热量与物料衡算,设想合理。釜液完全可以把进料液加热到泡点,且低温的釜液直接排放也不会造成热污染。2.原料液经预热器加热后先通过离心泵送往高位槽,再通过阀门和转子流量计控制流量使其满足工艺要求。3.本流程采用间接蒸汽加热,使用20℃水作为冷却剂,通入全凝器和冷却器对塔顶蒸汽进行冷凝和冷却。从预热器、全凝器、冷却器出来的液体温度分别在50-60℃、40℃和35℃左右,可以用于民用热澡水系统或输往锅炉制备热蒸汽的重复利用。4.本设计的多数接管管径取大,为了能使塔有一定操作弹性,允许气体液体流量增大,所以采取大于工艺尺寸所需的管径。设计方案确定原则参考化工原理课程设计指导书P7至P95第第第四四四部部部分分分设设设计计计计计计算算算与与与论论论证证证一、板式塔的工艺计算(一)物料衡算1.将质量分数转换成摩尔分数2.物料衡算(1)摩尔流量计算WDFWxDxFxWDF9800*0.939800*0.07D236.24618dkmol/236.20.83870.2001754.7/0.20010.0002349DFFWDxxWkmoldxx236.2754.7990.9/FDWkmold(2)质量流量计算WDFWDFWDF(二)理论塔板数TN的求取(图解法)由常压下沸腾的水-酒精溶液和由它产生的气体组成及沸点表描点作图,可得Rmin/Rmin10.621,所以,最小回流比Rmin1.64。由于操作回流比min1.12.0RR,取理论塔板数为22块;精馏段17块;提馏段4块;加料板为第5块。(三)操作线方程1.精馏段方程0.83870.242412.461DxR2.460.71112.461RR精馏段方程0.7110.2424yx2.提馏段方程物料衡算公式按化工原理(下册)(天津版)P17理论塔板数和回流比的确定参照化工原理(下册)(天津版)P23,P31精馏段和提馏段操作线方程参照天津版P19图解法用autocad39460.200139614618Fx93460.83879374618Dx0.06460.00023490.0699.944618Wx980016036.3625836.36/1077/0.2992/FDWkgdkghkgsmin1.51.51.642.46RR98000.930.3916036.36/668.2/0.1856/0.390.06DFFWDWkgdkghkgs6DLR2.46236.2581.1/24.21/LRDkmoldkmolh1q817.3/VVkmold581.1990.91572/65.50/LLFkmoldkmolh提馏段方程1.9230.0002169WLWyxxxVV图1M-T法求理论板数图二塔顶部分放大图(四)全塔效率TE和实际板数PN1.塔顶10.8387Dyx,1t78.36C查表,并用试差法求得10.8223x,则111/11.124/1yyxx进料FX0.2001时,FY=0.5309。2t83.27C,挥发度2=4.5241。查板式精馏塔设计P147附录10根据X,用内差法求得Y,用公式11YXXY求算挥发度查板式精馏塔设计P133附录2先求出纯物质的粘度,然后求混合物的粘度。板式精馏塔设计P17(2-4)板式精馏塔设计P151236.212.46817.3/34.05/VLDDRkmoldkmolh7塔釜WX0.0002349时,WY=0.00311。Ct9.993(由于考虑到实际情况常用103C),挥发度3=13.2779。平均挥发度331231.1244.524113.27794.072m2.粘度塔顶178.36tC,查得221112111110.4550.370.822310.440 xx乙醇水乙醇水(mNsm),(mNsm),x(mNsm)进料283.27tC,查得22222110.4390.3510.200110.369Fxxx2乙醇2水2乙醇2水(mNsm),(mNsm),x(mNsm)塔釜Ct1033查得22323110.3250.2540.0000234910.254Wxxx3乙醇3水3乙醇3水(mNsm),(mNsm),x(mNsm)平均粘度2331230.4400.3690.2540.3454m(mNsm)3.全塔效率0.2450.2450.4920.4924.072*0.34540.452545.25TE4.实际板数11/221/0.452546.417/0.450737.57PTTNNEN取总板数47PN层12389NN层,=层二、板式塔的工艺条件及物料计算(一)平均温度计算塔顶78.36DtC,塔釜CtW103,进料83.27FtC全塔平均温度78.36103/290.68m,精馏段平均温度78.3683.27/280.82mtC提馏段平均温度83.27103/293.14m(2-3)8二操作压强计算因为常压下乙醇-水是液态混合物,其沸点较低(小于100℃),故采用常压精馏就可以分离。故塔顶压强PD101.3KPa,取每层压强降为KPaP5.0塔底压强101.30.547124.8WDPPPNPKPa进料板压强101.30.538120.3FDPPNPKPa精全塔平均操作压强101.3124.8113.122DWmPPPKPa精馏段平均操作压强120.3101.3110.8KPa22FDmPPP提馏段平均操作压强124.8120.3122.622FWmPPPKPa(三)平均分子量计算1.塔顶DX0.8387DY0.8491气相LDMM0.849146+(1-0.8491)18=41.7748molg/液相LDMM0.838746+(1-0.8387)18=41.4836molg/2.进料FX=0.2001,FY0.5309气相VDMM0.530946+(1-0.5309)18=32.8652molg/液相LDMM0.200146+(1-0.2001)18=23.6028molg/3.塔釜WX=0.0002349,WY=0.003111气相VDMM0.0031146+(1-0.00311)18=18.0871molg/液相LDMM0.000234946+(1-0.0002349)18=18.0066molg/4.精馏段平均分子量VMM41.774832.8652/237.32molg/LMM41.483623.6028/232.5432molg/5.提馏段平均分子量VMM(32.865218.0871)/2=25.4762molg/LMM23.602818.0066/220.8047molg/(五)平均密度计算液相塔顶178.36tC查得水液=0.97323/cmg,乙醇液=0.7483/cmg物理化学实验P162表6用内差法查纯液体密度表面张力由板式精馏塔设计P139附录5读图查出91L0.930.748+(1-0.93)0.9732=0.76383/cmg=763.83/mkg气相m41.778101.31.458.315273.1578.36VMMPRT精注本设计中,全塔的密度均用塔顶产品的密度表示。(五)表面张力1.塔顶178.36tC查得63.95水=mN/m=乙醇17.7mN/m10.838717.7+(1-0.8387)63.95=25.16mN/m2.进料283.27tC查得=水62.80mN/m=乙醇17.2mN/m2=0.200117.2+(1-0.2001)62.80=53.68mN/m3.塔釜Ct1033查得=水56.0mN/m=乙醇15.6mN/m30.000234915.6+(1-0.0002349)56.0=55.99mN/m4.精馏段平均表面张力精25.1653.68/239.42mN/m5.提馏段平均表面张力提53.6855.99/254.84mN/m(六)平均流量计算331817.3/34.05/34.0537.320.2434/1.45360034.0525.47620.1662/1.453600VmVmVmVmVRDkmoldkmolhVMVmsVMVms精提33581.1/24.21/990.924.2165.50/2424.2132.54320.000287/763.8360065.5020.80470.000496/763.83600LmLmLmLmLRDkmoldkmolhLLFkmolhLMLmsLMLms精提10三.板式塔的主要工艺尺寸计算(一)塔径D1.求空塔气速u精馏段111220.000287763.80.027060.24341.45LVLV2初选板间距HT0.35m,板上液层厚度hL0.05mHT-hL0.35-0.050.30m3查Smith图,得200.062C0.20.22039.420.0620.071012020CC4求空塔气速max763.81.450.071011.628m/s1.45LmVmVmuCu安全系数umax安全系数为0.6~0.8,取安全系数为0.6则0.61.6280.9768/ums提馏段111220.000496763.80.06850.16621.45LVLV2初选板间距HT0.35m,板上液层厚度hL0.05mHT-hL0.35-0.050.30m3查Smith图,得200.060C0.20.22054.840.0600.07342020CC4求空塔气速max763.81.450.07341.68m/s1.45LmVmVmuCu安全系数umax安全系数为0.6~0.8,取安全系数为0.6则0.61.681.008/ums将精馏段与提馏段的空塔气速相比,选取较小的即精馏段空塔气速来计算塔径。2.求塔径D440.24340.5630.9768sVDmu圆整取D0.6m;板式精馏塔设计P26(2-13)板式精馏塔设计P25(2-8)板式精馏塔设计P30(2-25)化工原理(上册)P211-31板式精馏塔设计P33(2-27)板式精馏塔设计P3411塔的截面积2222827.06.044mDAT实际空塔气速220.24340.861/0.644sVumsD二溢流装置选用单溢流,弓形降液管,不设进口堰。1.堰长lW堰长wl0.60.8D,取堰长lW0.6D0.60.60.36m2.出口堰高hW1液流收缩系数E取E12堰上液层高度先假设为平直堰,则试算22330.0002870.6680.6680.005740.36hOWwLhml不符合平直堰要求0.0060.060OWmhm,应采用齿形堰,hn在10-15mm之间,取hn0.015m,则22550.0002870.0151.171.170.012570.36snowwLhhml3堰高0.050.012570.03743wLowhhhm根据0.1-owh≧wh≧0.05-owh,验算0.1-0.01257≧0.03743≧0.05-0.01257是成立的。化简,故owh=0.01257mwh0.03743m3.弓形降液管宽度Wd及降液管面积Af0.60000.1000wdlWDD0.0520fTAA22827.0mAT20.05200.05200.28270.01470ffAAmmD6.00.10000.10000.60.0600dWDm板式精馏塔设计P33(2-29)P35(2-33)板式精馏塔设计P33表2-7弓形堰长与面积停留时间板式精馏塔设计P52底隙高度板式精馏塔设计P37(2-38)塔板布置板式精馏塔设计P21阀孔气速板式精馏塔设计P44(2-69)阀孔数板式精馏塔设计P45(2-73)124.验算液体在降液管中停留时间0.014700.3517.930.000287fTsAHsL保留时间θ3-5s,故降液管适用。5.降液管底隙高度ho取液体通过降液管底隙的速度uo为0.13m/s。0.0060.034730.0060.02873owhhm满足不少于20~25mm,符合要求。(三)塔板布置及浮阀数目与排列1.塔板布置塔板直径D=0.6m600m,在800m以内,选用整体单流程塔板。当D1.5m时,SW60~75mm溢流堰入口安定区SW60mm0.06m入口堰后的安定区SW60mm0.06m小塔的cW可选25~50mm,大塔可选50~75mm边缘区宽度无效区cW40mm=0.04m降液管宽度dW60mm0.06m2.浮阀孔的数目及孔间距对于F1型浮阀(重阀),当板上浮阀刚刚全开时,动能因数F0在912之间,故在此范围取得合适的F010精馏段阀孔气速108.305/1.45oovFUms每层板上的阀孔数N240.243420.0398.30500423.5324SVNdu提馏段阀孔气速108.305/1.45oovFUms每层板上的阀孔数N鼓泡区面积板式精馏塔设计P46(2-76)阀孔中心距板式精馏塔设计P46(2-74)浮阀孔排列用autocad作图获得开孔率板13240.166220.0398.30500416.7517SVNdu对于单溢流塔板,鼓泡区面积为222102sin180paxAAxrxrr0.6/20.060.060.1820.6/20.040.262dscDxWWmDrWm2171.0mAAp精馏段阀孔总面积2000.2434A0.0293m8.305Vu精精阀孔中心距000.9070.9070.171d0.039900.0293PAtmmA提馏段阀孔总面积2000.1662A0.02001m8.305Vu提提阀孔中心距000.9070.9070.171d0.0391090.02001PAtmmA浮阀孔排列浮阀排列方式采用正三角形叉排。孔心距t为75~125mm。取相邻两排孔的中心距t=75mm。精馏段式精馏塔设计P45(2-72)压降天津版P168(3-19)临界孔速0cu板式精馏塔设计P412-56干板压降板式精馏塔设计P412-54loLhh天津版P169(3-22)阻力天津版P168(3-19a)ghplp板式精馏塔设计P55板式精馏塔设计P5514提馏段由上图可知,实际排孔数精馏段24个,提馏段17个。3.验算气速及阀孔动能因数精馏段020.24348.49/0.039244ums8.491.4510.22/ooVFums阀孔动能因数变化不大,仍在9-12范围之内。塔板开孔率00.976810010011.58.49uu开孔率应在10~14之间,塔板开孔率符合要求。提馏段020.16628.184/0.039174ums08.1841.459.855/oVFums阀孔动能因数变化不大,仍在9-12范围之内。塔板开孔率01.00810010010.29.855uu开孔率应在10~14之间,塔板开孔率符合要求。板式精馏塔设计P39(2-48)液泛率板式精馏塔设计P48(2-79)泛点率板式精馏塔设计P48(2-78)15四、塔板的流体力学验算(一)气相通过浮阀塔板的压强降PPPPlCp1.干板阻力精馏段1.8251.825000.1750.17573.173.18.568/1.458.498.568/8.4919.919.90.03788763.8cvocOCocLumsuuUmsuhm提馏段1.8251.825000.1750.17573.173.18.568/1.458.1848.568/8.18419.919.90.03764763.8cvocOCocLumsuuUmsuhm2.板上充气液层阻力由于乙醇-水系统里,液相是水,故εo=0.50.50.050.025loLhhm3.液体表面张力所造成的阻力液体表面张力所造成的阻力,一般很小,完全可以忽略。精馏段0.037880.0250.06288pclhhhhm提馏段0.037640.0250.06264pclhhhhm4.单板压强降精馏段ghplp0.06288763.89.81=471.2Pa提馏段ghplp0.06264763.89.81=469.4Pa每层浮阀塔板的操作压强降在265-530Pa的范围,符合要求。(二)淹塔为了防止淹塔现象的发生,需要控制降液管中清液层高度)(wTdhHH,且有hhhHlpd1.精馏段板式精馏塔设计P4916液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp0.06288m2200.0002870.1530.1530.00011780.360.02873sdwLhmlh板上液层高度Lh0.05m所以降液管液面高度Hd0.06288+0.05+0.00017780.1131m因为乙醇水的物系不易起泡,取4.0wThH()0.4(0.350.03473)0.1539m因为Hd0.111310.1539,所以设计结果符合要求。2.提馏段液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp0.06225m2200.0004960.1530.1530.0003520.360.02873sdwLhmlh板上液层高度Lh0.05m所以降液管液面高度Hd0.06264+0.05+0.0003520.1130m因为乙醇水的物系不易起泡,取4.0wThH()0.4(0.350.03473)0.1539m因为Hd0.11300.1539,所以设计结果符合要求。(三)雾沫夹带由TH0.35m,v1.45kg/3m,查P166图3-16得CF0.097因为酒精水系统为无泡沫(正常)系统,所以取K1板上液流面积22533.00147.022827.02mAAAfTb1.精馏段1000.781.450.2434763.81.451000.7810.0970.253355.470lvsLvFbVKCA泛点率2.提馏段171000.781.450.1622763.81.451000.7810.0970.253336.970lvsLvFbVKCA泛点率对于直径小于0.9m的塔,为了避免雾沫夹带,应控制泛点率不超过70%。计算所得的泛点率在70%以下,符合要求,可保证雾沫夹带量达到标准的指标,即(气)(液)kgkgV/1.0五.塔板的负荷性能图均以精馏段计算(一)雾沫夹带线10036.1bFLsvlVsAKCZLV泛点率板上液体流径长度mWDZdL48.006.026.02对于一定的物系及一定的塔板结构,式子ρV,ρL,Ab,K,CF及ZL均为已知值,相应于ρV0.1的泛点率上限值亦可确定,将各已知数代入上式,使得到Vs-Ls的关系式,据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率70计算1.451.450.48763.81.457010.0970.2533ssVL整理得到雾沫夹带线的方程0.394415.96ssVL(二)液泛线dLlcdLpwTdhhhhhhhhhHH因为物系一定,塔板结构尺寸一定,则HT,hw,ho,lw,ρV,ρL,及Φ等均为定值,而uo,Vs有如下关系,即18整理可以得到液泛线的方程22230.161922753.145sssVLL(三)液相负荷上限线液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3~5s,则液体在降液管内停留时间sLHAhTf53。求出上限液体流量Ls值(常数),在Vs-Ls图上,液相负荷上限线为与气体流量Vs无关的竖直线。以θ5s作为液体在降液管中停留时间的下限,则3max0.014700.350.001029/55fTsAHLms(四)漏液线对于F1型重阀,依6VoouF计算,则Vou6又知道,osNudV204。则得,223660.039240.1429/441.45soVVdNms(五)液相负荷下限线取堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限条件,依how的计算式算出Ls的下限值,依此作出液相负荷下限线,该线为与气相流量无关的竖直线。22550.0150.0061.171.170.36snswLhLl液泛线板式精馏塔设计P56液相负荷上限线板式精馏塔设计P57板式精馏塔设计P5722232222236002.845.340.1531210001.4510.15395.340.153763.829.810.360.028730.0392442.84360010.50.03473110000.3VossTwowLwowssuLLHhhEglhlLV22336sL19则(六)方程汇总并作出负荷性能图雾沫夹带线0.394415.96ssVL液泛线22230.161922753.145sssVLL液相负荷上限线3max0.014700.350.001029/55fTsAHLms漏液线223660.039240.1429/441.45soVVdNms液相负荷下限线523min0.0060.360.00004520/1.170.015sLms操作线0.2434848.1,848.10.000287ssssVVLL根据上面的计算可以作出负荷性能图,(七)小结由塔板的负荷性能图可以看出1在任务规定的气液负荷下的操作点处在区内位置较偏,稳定性不是很好。2塔板为气相负荷上限由雾沫夹带控制,操作下限由液面落差控制。3按照固定的液气比,由图查出塔板气相负荷上限3max0.3733/sVms,523min0.0060.360.00004520/1.170.015sLms20塔板气相负荷下限3min0.1429/sVms,则maxmin0.37332.610.1429ssVV操作弹性六.主要接管尺寸计算(一)进料管由前面物料衡算得0.1856/Wkgs,0.2992/FDWkgs,83.27FtC,进料液密度,3763.8/LFkgm。进料由高位槽输入塔中,适宜流速为0.4~0.8m/s。取进料流速u0.5m/s,则进料管内径为440.29920.03160.5763.8FFdmu选取钢管Φ383.5mm。校核设计流速220.29920.519m/0.0380.00352763.844FFusd经校核,设备适用。(二)回流管由前面物料衡算得24.2141.48361004/0.2790/Lkghkgs回流液密度3763.8/Lkgm。采用重力输送回流液,适宜流速为0.2~0.5m/s。取回流液流速0.4/ums,则回流管内径440.27900.03410.4763.8Ldmu选取钢管Φ383.5mm。校核设计流速20.27900.484/0.0380.00352763.84ums经校核,设备适用。三釜液出口管由前面物料衡算得0.1856/Wkgs,塔釜液密度3763.8/Lkgm。材料与零部件P132表1-1-92材料与零部件P132表1-1-9221釜液出口管一般的适宜流速为0.5~1.0m/s。取釜液流速u0.8m/s,则釜液出口管内径为40.18560.01960.8763.8dm选取钢管Φ253mm。校核设计流速,20.18560.857/0.0250.0032763.84ums经校核,设备适用。四塔顶蒸汽管由前面物料衡算得30.2434/sVms。蒸汽管一般适宜流速为15~25m/s,取蒸汽管流速为u20m/s,则塔顶蒸汽管管口内径为440.24340.13121820sVdm选取钢管Φ1334mm。校核设计流速20.243419.83/0.1330.00424ums经校核,设备适用。(五)塔釜蒸汽管由前面物料衡算得34.0518.0871615.9/0.171/aVkghkgs,蒸汽管一般适宜流速为15~25m/s,取蒸汽管流速为u20m/s,则塔釜蒸汽管管口内径为440.1710.1041820aVdm选取钢管Φ1084mm。校核设计流速20.17121.77/0.1080.00424ums经校核,设备适用。(六)主要接管设计汇总da2S2da1S1abcδH1H2进料管383.5573.51032155120150回流管383.5573.51032155120150釜底管253453.51020105120150塔顶上升蒸汽管13341594.515125555120200塔釜上升蒸汽管1084133415100455120200材料与零部件P132表1-1-92材料与零部件P132表1-1-92材料与零部件P132表-1-9222七.辅助设备设计定型预热器一个预热进料,同时冷却釜液。全凝器一个将塔顶蒸汽冷凝,提供产品和一定量的回流。冷却器一个将产品冷却到要求的温度后排出。再沸器一个将塔底产品加热,提供提馏段的上升蒸汽。管程壳程K值范围预热器料液水蒸汽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冷却器冷水有机溶液850~1500W/m2s计算前均假定换热器的损失为壳方气体传热量的10,即安全系数为1.1。下面四个换热器的计算均按照这个假定。(一)预热器设计流程要求泡点进料,进料浓度下的泡点温度为83.27℃,而原料温度为28℃。釜残液的温度为103℃,其主要成分是水,比热比原料液大,所以完全可以利用釜液对进料液进行预热,使其达到泡点,只要控制好釜残液的流量,由于釜残液能提供的热量足够,因而可以稳定控制进料温度为泡点。拟定将釜液降至35℃排出,以用于他途。F0.2992kg/s,W0.1856kg/s2883.2755.622mtttC进料泡点根据温度,查相关表得CP水4.1808KJ/kg℃,CP乙醇=2.89KJ/kg℃。10.392.890.614.18083.677/PmFFPPCxCxCKJkgC乙醇水3.6770.299283.272860.81/PmQCFtKJs吸收10383.2710383.273528/ln12.283528mtC取总传热系数K7000.7KJ/2m℃2/60.81/0.712.287.074mAQKtm取安全系数1.1,则实际传热面积为A7.7812m。选取换热器BGN-325-2.5-8.5-225-1(正三角形排列)管长2.0m;管数57;管子(炭钢)尺寸5.225换热器型号选择化工原理上册P274附录十三23校核A8.52m,Q8.50.712.2873.066KJ/s73.06660.8112.256/QKJs所以传热足够,设计满足要求。(二)再沸器tW103℃,查表得OH22257.4J/kg,0.3778kg/s,则20.37782257.4852.8/HOQKJs。与预热器一样,采用间接蒸汽加热,该蒸汽温度为129.9C129.910326.9mtC,取K1000W/m2K。换热器面积21.1852.81.134.9126.9mQAmKt选取再沸器BGN-450-1.0-36

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