日产100吨乙醇_水精馏塔工艺设计

日产100吨乙醇---水精馏塔 题目：日产100吨乙醇---水精馏塔工艺设计 设计任务 1. 进料液含30%乙醇（质量），其余为水。 2. 产品的乙醇含量不得低于90%（质量）。 3. 残液中乙醇含量不得高于0.5%（质量）。 4. 进料方式：饱和液体进料。 5. 采取直接蒸汽加热 6. 全凝器：列管式换热器，冷却介质循环水，冷却水入口t=20℃，出 口t=40℃。 操作条件 （1）、精馏塔顶压强2 KPa(表压)。 （2）、单板压降≤0.5 KPa。 （3）、全塔效率：Et≥50% 设计内容 1 .选定连续精馏流程； 2 .塔的工艺计算； 3. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计： （1）、塔高、塔径及塔板结构的主要参数； （2）、塔板的流体力学验算（仅验算压降）； 4 辅助设备选型与计算； 5包括全凝器的型号的选用及性能参数 6设计结果一览表； 7工艺流程图及全凝器主体设备图。 目录 一．概述……………………………………………………………… 1 二．精馏塔设计方案简介………………………………………… 1 2.1 操作压力的选择分析…………………………………… 2 2.2 进料热状况的选择分析………………………………… 2 2.3 加热方式的选择分析…………………………………… 2 2.4 回流比的选择分析……………………………………… 2 2.5 产品纯度或回收率……………………………………… 2 2.6 方案的确定……………………………………………… 2 2.7 总述……………………………………………………… 2 三．塔的工艺尺寸的计算…………………………………………… 3 3.1 精馏塔的物料衡算……………………………………………… 3 3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率…………………… 3 3.1.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量…………… 3 3.1.3 物料衡算…………………………………………………… 3 3.2 塔板数的确定………………………………………………… 4 3.2.1 理论板层数 的求取…………………………………… 4 3.2.2 实际板数的求取……………………………………………… 6 3.3 精馏塔的物性计算………………………………………………… 6 3.3.1精馏段物性计算……………………………………………… 6 3.3.1.1.操作压力计算…………………………………………… 6 3.3.1.2.操作温度计算…………………………………………… 6 3.3.1.3.平均摩尔质量计算……………………………………… 7 3.3.1.4.平均密度计算…………………………………………… 7 3.3.1.5.液体平均表面张力计算………………………………… 7 3.3.2提馏段物性计算……………………………………………… 8 3.3.2.1 操作压力计算…………………………………………… 8 3.3.2.2 操作温度计算…………………………………………… 8 3.3.2.3 平均摩尔量计算………………………………………… 8 3.3.2.4平均密度计算…………………………………………… 9 四 精馏塔的塔体工艺尺寸计算………………………………………… 9 4.1 塔径的计算………………………………………………………… 9 4.2 塔高的计算………………………………………………………… 10 五 塔板主要工艺尺寸的计算………………………………………… 10 5.1 溢流装置计算……………………………………………………… 11 5.2 塔板布置…………………………………………………………… 12 六.流体力学验算……………………………………………………… 13 6.1 塔板压降…………………………………………………………… 13 七.全凝器的设计……………………………………………………… 14 7.1确定物性数据……………………………………………………… 14 TC "确定物性数据" \f C \l "1" 7.2换热器的初步选型………………………………………………… 14 7.3估算传热面积……………………………………………………… 15 TC "估算传热面积" \f C \l "1" 7.3.1热流量 ………………………………………………………… 15 7.3.2.平均传热温差…………………………………………………… 15 7.3.3.冷却水用量……………………………………………………… 15 7.3.4.传热面积 TC "传热面积" \f C \l "2" ………………………………………………………… 15 7.4工艺结构尺寸………………………………………………………… 16 TC "工艺结构尺寸" \f C \l "1" 7.4.1．管径和管内流速 TC "管径和管内流速" \f C \l "2" ………………………………………………… 16 7.4.2．管程数和传热管数……………………………………………… 16 7.4.3.平均传热温差…………………………………………………… 16 7.4.4.传热管排列和分程方法………………………………………… 16 7.4.5．壳体内径 TC "壳体内径" \f C \l "2" ……………………………………………………… 16 7.4.6．折流板 TC "折流板" \f C \l "2" ……………………………………………………… 17 7.4.7．接管…………………………………………………………… 17 TC "接管" \f C \l "2" 7.5换热器核算 TC "换热器核算" \f C \l "1" ………………………………………………………… 17 7.5.1热流量核算……………………………………………………… 17 TC "热流量核算" \f C \l "2" 7.5.1.1壳程表面传热系数 TC "（1）壳程表面传热系数" \f C \l "3" ………………………………………… 17 7.5.1.2管内表面传热系数…………………………………………… 18 7.5.1.3污垢热阻和管壁热阻 TC "（3）污垢热阻和管壁热阻" \f C \l "3" ………………………………………… 18 7.5.1.4 传热系数 TC "（4） 传热系数" \f C \l "3" ………………………………………………… 19 7.5.1.4传热面积裕度 TC "（5）传热面积裕度" \f C \l "3" ………………………………………………… 19 7.5.2换热器内流体的流动阻力……………………………………… 19 TC "换热器内流体的流动阻力" \f C \l "2" 7.5.2.1管程流体阻力……………………………………………… 19 TC "（1）管程流体阻力" \f C \l "3" 7.5.2.2壳程阻力 TC "（2）壳程阻力" \f C \l "3" ……………………………………………………… 20 八.换热器的结果汇总……………………………………………………… 21 九.总结……………………………………………………………………… 22 十.参考文献………………………………………………………………… 23 十一.符号说明……………………………………………………………… 24 一．概述 乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在公交、出租车行业内被采用。 长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇~水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇`水体系的精馏设备是非常重要的。 二．设计方案简介 2.1操作压力的选择分析 操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。 2.2 进料热状况的选择分析 该塔的进料状况选为泡点进料，因为泡点进料时的操作比较容易控制，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。 2.3加热方式的选择分析 塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。 2.4回流比的选择分析 影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。 适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3种方法之一来确定回流比。 ⑴ 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定； ⑵ 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倍，即R＝（1.1∽2）Rmin； 2.5 产品纯度或回收率 产品纯度通常是根据客户的要求决定的。若客户对精馏塔顶和塔底产品的纯度都有要求，则产品的回收率也已确定；若用户仅指定其中一种产品的纯度，则可根据经济分析决定产品的回收率。提高产品的纯度意味着提高产品的回收率，可获得一定的经济效益。但是产品纯度的提高或者是通过增加塔板数或者是增加回流比来达到的，这意味着设备费用或操作费用的增加，因此只能通过经济分析来决定产品的纯度或回收率。本设计中纯度已经给定，故设计时不需要再考虑。 2.6 方案的确定 本设计任务为分离乙醇—水混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产 品冷却器冷却后送至储罐。为保持塔的操作稳定性，采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。该物系属于恒沸物系，故不能用一般的蒸馏方法分离，可采用低压普通蒸馏的方法。操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用直接接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 2.7总述 蒸馏是通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此在确定装置流程时用考虑余热的利用 塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器—全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比 另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。 。 三．塔的工艺计算 3.1 精馏塔的物料衡算 3．1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 乙醇的摩尔品质 = 46.07 kg/kmol 水的摩尔品质 = 18.02 kg/kmol = =0.144 = =0.779 = =0.002 3.1.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 =0.144 46.07+（1-0.144） 18.02=22.06 kg/kmol =0.779 46.07+(1-0.779) 18.02=39.87 kg/kmol =0.00246.07+(1-0.002)18.02=18.08 kg/kmol 3.1.3 物料衡算 塔顶产品量： F= =188.88 kmol/h 总物料衡算： 188.88= D+W 乙醇物料衡算：188.88=D 0.779+0.002W 联立解得： D=34.52 kmol/h W=154.36 kmol/h     摩尔流量kmol/h 摩尔组成 % 平均分子量g/mol 原料 F 188.88 22.06 乙醇 27.20 14．4 水 161.68 85.6 釜液 W 154.36   18.08 乙醇 120.25 77．9 水 34.11 22.1 馏出液 D 34.52   39.87 乙醇 0.07 0.2 水 134.45 99.8 物料衡算汇总如下表： 3.2 塔板数的确定 3.2.1理论板层数 的求取 对乙醇—水物系，可采用法求理论板层数。 由手册查得乙醇—水物系的汽液平衡资料，绘出x—y图 乙醇~水溶液体系的平衡数据 温度 液相中乙醇的含量（质量分数） 气相中乙醇的含量（质量分数） 温度 液相中乙醇的含量（质量分数） 气相中乙醇的含量（质量分数） 100 0.00 0.00 81.5 32.73 58．26 95.5 1.90 17.00 80.7 39.65 61.2 89.0 7.21 38.91 79.8 50.79 60.64 86.7 9.66 43.75 79.7 51.98 65.99 85.3 12.38 47.04 79.3 57.32 68.41 84.1 16.61 50.89 78.74 67.63 73.85 82.7 23.37 54.45 78.41 74.72 78.15 82.3 86.08 55.80 78.15 89.43 89.43 1 求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比。在图中对角在线，自点e(0.144,0.144)作垂线，即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 =0.486， =0.144。故最小回流比为： 实际操作回流比R=2 ②求精馏塔的气、液相负荷 =RD=2 34.52=69.04 kmol/h =(R+1)D=(2+1) 34.52=103.56 kmol/h =W =154.36 kmol/h = =103.56 kmol/h ③求操作线方程 精馏段操作线方程为 y= x+ EMBED Equation.3 = + EMBED Equation.3 0.779=0.667x+0.26 提馏段操作线方程为 = - = =2.49 -0.003 图解法求理论塔板数 采用图解法求理论板层数，求解结果为： 总理论板层数 =14.5 （包括再沸器） 进料板位置 =9 3.2.2 实际板数的求取 全塔效率 =50% 精馏段实际板层数 =9/0.50=18 提馏段实际板层数 =5.5/0.5=11 3.3 精馏塔的物性计算 3.3.1精馏段物性计算 3.3.1.1.操作压力计算 塔顶操作压力 =101.3+2=103.3 kpa 每层塔板压降 =0.5 kpa 进料板压力 =103.3+0.5 18=112.3 kpa 精流段平均压力 =（103.3+112.3）/2=107.8 kpa 3.3.1.2.操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇，水的饱和蒸汽压用安托尼方程计算。查手册（《化学方程手册》第一卷）可得 Antonie 方程 lg =A- （ 为在T温度下的蒸汽压，mmHg） 对于乙醇，A=7.33827，B=1652.05，C=231.48 塔顶温度 =103.3 kpa , 代入解得 : =78.81 泡点进料 = =112.3 kpa, 代入解得 : =80.94 精馏段平均温度 =（ + ）/2=79.88 3.3.1.3.平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算： 由 = =0.779，查平衡曲线，得 =0.741 =0.779 46.07+（1-0.779）18.02=39.87 =0.741 46.07+（1-0.741） 18.02=38.81 进料板平均摩尔质量计算： 由图解理论板，得 =0.352 查平衡曲线， 得 =0.063 精馏段平均摩尔质量为： 3.3.1.4.平均密度计算 ① 气相平均密度计算： 由理想气体状态方程计算得， kg/ ② 液相平均密度计算： 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算： 由 ，查手册得， ， 进料板液相的品质分率： 精馏段液相平均密度为： 3.3.1.5.液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算： 由 ，查手册（《化学方程手册》第一卷）得， ， =27.49 进料板液相平均表面张力的计算： 由 ，查手册得， ， 精馏段液相平均表面张力为： 3.3.2提馏段物性计算 3.3.2.1 操作压力计算 每层塔板压降 进料板压力 塔底操作压力 提馏段平均压力 3.3.2.2 操作温度计算 由安托尼方程 时，T=307.7K 则 =34.5 而 ， 则提馏段温度 3.3.2.3 平均摩尔量计算 塔底平均摩尔质量计算 由 （因为0.002太小，就近似相等，误差可忽略） 进料板平均摩尔质量 =27.89 =19.79 提馏段平均摩尔质量 3.3.2.4平均密度计算 ① 气相平均密度计算： 由前计算可得知 ② 液相平均密度计算 液相平均密度依照下列公式计算，即 塔底液相平均密度计算， 查手册（《化学方程手册》第一卷）得 =951.13 塔底液相质量分率 则 由前面计算，进料板液相密度 提馏段液相平均密度 四 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4.1 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为： 由 ，式中C= 由史密斯关联图可查得， 先算横坐标： 取板间距 ，板上液层高度 ，则 查史密斯关联图得， 取安全系数为0.75，则空塔气速为 EMBED Equation.3 按塔径圆整后，D=2.0m 塔截面积为： 实际空塔气速为： 4.2 塔高的计算 塔的高度可以由下式计算： 已知实际塔板数N=29为块，板间距为0.4，由于料液较清洁，无需经常清洗，可每隔六块板设一个人孔，则人孔数目S: S=29/6-1=4个 取人孔之间间距为0.7，塔顶空间1.0m，塔底空间2.0m，进料板空间高度0.6m，那么全塔高度： Z=1.0+(29-2-4)×0.4+4×0.7+2.0=15.0m 五 塔板主要工艺尺寸的计算 5.1 溢流装置计算 因塔径D=2.0m，由溢流类型与液体负荷及塔径的经验关系，因此可采用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。计算如下： 1 堰长 取 2 溢流堰高度 由 选用平直堰，堰上液层高度 可由弗兰西斯公式计算，即 近似取E=1，则 取板上清夜层高度 故 ③ 弓形降液管宽度 和截面积 由 ，查图，得， ， EMBED Equation.3 故 由式 ～ 验算液体在降液管中停留时间，即 s 故降液管设计合理。 4 降液管底隙高度 取 ，则 故降液管高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度 。 5.2 塔板布置 ① 塔板的分块 因D 800 ，故塔板采用分块式。查表可知，塔板分为5块。 ② 边缘区宽度确定 取 EMBED Equation.3 ， ③ 开孔区面积计算 开孔区面积 按公式计算，即 其中 故 ④ 浮阀布置 浮阀按正三角形叉排排列，这样相邻两阀中吹出气流搅拌液层的相互作用较显著，相邻两阀容易吹开，液面梯度较小，鼓泡均匀。 采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。 取 ，由公式可得: 故浮阀个数为 个 若同一横排的阀孔中心距，那么相邻两排间的阀孔中心距为 六.流体力学验算 6.1 塔板压降 ① 干板阻力 的计算 由公式 得 液柱 ② 气体通过液层的阻力 的计算 液柱 ③ 液体表面张力的阻力 由公式计算得： = 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 : m液柱 气体通过每层塔板的压降为： 七．全凝器的设计 7.1确定物性数据 TC "确定物性数据" \f C \l "1" 由前面的计算可知，混合气体进入换热器的进口温度是78.81℃，而混合气体的出口温度满足y1=xD=0.779,由t-x-y图可查的t2=78.50℃,由于t1与t2很接近,可近似认为t1=t2=78.65℃,进料的体积流量Vs=0.785 定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为 T= =30℃ 管程流体的定性温度为t=78.65℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 混和气体在78.65℃下的有关物性数据如： 密度 热导率 =0.0279w/m 粘度 =1.5×10-5Pas 循环水在30℃ 下的物性数据： 密度 =995.7㎏/m3 定压比热容 =4.174kj/kg℃ 热导率 =0.618w/m 粘度 =0.801×10-3Pa·s 7.2换热器的初步选型 根据流体的温差相差不大，可以选用固定管板式换热器，从两物流的操作压力看，应使混合汽体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和汽体走壳程。 根据JB＼T 4715—1992，初步选定换热器的型号为G 450Ⅱ—1MPa—58.4. 具体要求如下： 外壳直径 450 mm 公称压力 1 MPa 公称面积 58.4 m2 实际面积 55.58 m2 管子规格 φ25mm×2.5mm 管长 6 m 管子排列方式 正三角形 管程 2 管间距 32 mm 管程流通面积 0.0198 m2 7.3估算传热面积 TC "估算传热面积" \f C \l "1" 7.3.1热流量 从《化学》手册查得: 水的比汽化热 r1=2425 kj/kg 乙醇的比汽化热 r2=846 kj/kg 故 =r1×0.221＋r2×0.779 =1195 kj/kg TC "热流量" \f C \l "2" Q1=qm×r =1.24 ×0.785 ×1195×103 =1.2×103kw 7.3.2.平均传热温差 TC "平均传热温差" \f C \l "2" 因为是蒸汽冷凝,所以无论是逆流,还是并流, 相差不大,故本设计中仅仅只考虑逆流的情况,则: = ℃ 7.3.3.冷却水用量 TC "冷却水用量" \f C \l "2" m= = 7.3.4.传热面积 TC "传热面积" \f C \l "2" 由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K值。假设K=600W/(㎡k)则估算的传热面积为 S1= 7.4工艺结构尺寸 TC "工艺结构尺寸" \f C \l "1" 7.4.1．管径和管内流速 TC "管径和管内流速" \f C \l "2" 选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=0.75m/s。 7.4.2．管程数和传热管数 TC "管程数和传热管数" \f C \l "2" 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 Ns= 按单程管计算，所需的传热管长度为 L= 按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，现取传热管长l=6m，则该换热器的管程数为 Np= 传热管总根数 Nt=62×2=132 7.4.3.平均传热温差 因为是直接是蒸汽，则可以不用考虑平均热温差校正系数,则可以认为 =47.89 TC "平均传热温差校正及壳程数" \f C \l "2" 7.4.4.传热管排列和分程方法 TC "传热管排列和分程方法" \f C \l "2" TC "传热管排列和分程方法" \f C \l "2" 采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列。 取管心距t=1.25d0，则 t=1.25×25=31.25≈32㎜ 横过管束中心线的管数 =1.19 EMBED Equation.3 =13.6根 7.4.5．壳体内径 TC "壳体内径" \f C \l "2" 采用多管程结构，壳体内径可按下式估算。取管板利用率η=0.75 ，则壳体内径为 D=1.05t 按卷制壳体的进级档，可取D=450mm 7.4.6．折流板 TC "折流板" \f C \l "2" 采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的30%，则切去的圆缺高度为 H=0.3×450=135m，故可 取h=150mm 取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3×450=130mm，可取B为200mm。 折流板数目 7.4.7．接管 TC "接管" \f C \l "2" 壳程流体进出口接管：取接管内冷却水流速为u1=2m/s，则接管内径为 m 圆整后可取管内径为50mm。 管程混合气体进出口接管： 取接管内液体流速u=2.5m/s，则接管内径为 圆整后去管内径为100mm TC "换热器核算" \f C \l "1" 7.5换热器核算 TC "换热器核算" \f C \l "1" 7.5.1热流量核算 TC "热流量核算" \f C \l "2" 7.5.1.1壳程表面传热系数 TC "（1）壳程表面传热系数" \f C \l "3" 壳程走的是混合气体,是冷凝放热过程,对流传热系数可按下式计算: 当量直径 : = 壳程流通截面积，得 壳程流体流速及其雷诺数分别为: 粘度校正 则有： 7.5.1.2管内表面传热系数 TC "（2）管内表面传热系数" \f C \l "3" 对流传热系数按下式计算: 管程流体流通截面积 管程流体流速 由《化学工程手册》可查得： 7.5.1.3污垢热阻和管壁热阻 TC "（3）污垢热阻和管壁热阻" \f C \l "3" 查表可得: 管外侧污垢热阻 管内侧污垢热阻 管壁热阻下式计算，依表可知，碳钢在该条件下的热导率为45w/(m·K)。 所以 7.5.1.4 传热系数 TC "（4） 传热系数" \f C \l "3" 依式有 而前面计算时假设K=600 ，基本相近。 7.5.1.4传热面积裕度 TC "（5）传热面积裕度" \f C \l "3" 计算传热面积Ac为 该换热器的实际传热面积为Ap 该换热器的面积裕度为 传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 注:所计算出的面积裕度会稍稍偏大,是因为计算时忽略了一部分热量,即蒸汽冷凝之后的那部分温差所释放的热量。 7.5.2换热器内流体的流动阻力 TC "换热器内流体的流动阻力" \f C \l "2" 7.5.2.1管程流体阻力 TC "（1）管程流体阻力" \f C \l "3" , , 由Re=17900，传热管相对粗糙度0.005，查莫狄图得 ，流速u=0.77m/s, ,所以， <100KP 管程流体阻力在允许范围之内。 7.5.2.2壳程阻力 TC "（2）壳程阻力" \f C \l "3" 壳程阻力按下式计算： , 其中 , 流体流经管束的阻力 F=0.5 ， ， ， 故 0.5×0.084×14×(29+1)× =126.4Pa 流体流过折流板缺口的阻力 , B=0.2m , D=0.45m Pa 总阻力: 126.4+1085.56=1211.96Pa 流经管程和壳程的压力都小于1Mp。 以上核算结果表明，选用 JB-T 4715-1992，符合标准。 八．设计结果汇总表 列管式换热器 形式 固定管板式 参数 管程 壳程 流量 /(kg/h) 51700 2826 进/出口温度/℃ 20/40 78.81/78.50 物性 定性温度/℃ 30 78.65 密度/（kg/m3） 995.7 1.4 粘度/（Pa•s） 0.801× 1.5× 热导率（W/m•k） 0.618 0.0279 设备结构参数 管程数 2 壳程数 1 管径/㎜ Φ25×2.5 管长/㎜ 6000 管心距/㎜ 32 管子排列 正三角形 管数目/根 132 材质 碳钢 传热面积/㎡ 55.58 壳体内径/㎜ 450 折流板间距/㎜ 200 折流板数/个 29 通过中心管数 14 主要计算结果 管程 壳程 流速/（m/s） 0.77 3.2 表面传热系数/[W/（㎡•k）] 3346 1080 污垢热阻/（㎡•k/W） 3.4×10-4 6.4×10-5 阻力降/ Pa 11952 1121.96 传热系数/[W/（㎡•K）] 556 面积裕度/% 24% 精馏塔 气相流量/(m3/s) 2.38 液相流量/(m3/s) 0.0018 实际塔板数 29 塔高/m 15.0 塔径/m 2.0 板间距/m 0.4 溢流形式 单溢流 堰长/m 1.4 堰高/m 0.042 板上液层高度/㎜ 5 堰上液层高度/㎜ 4.2 降液管高度/㎜ 1.3 开孔区面积/㎡ 2.12 浮阀个数 202 同排空中心距/m 80 相邻两排孔中心距 0.131 孔径/㎜ 39 空塔气速m/s 0.87 每层塔板压降/Kpa 0.5 九.总结 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。 精馏过程在能量剂的驱动下，使汽液两相多次直接接触和分离，利用混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。 在本设计中设计一定处理量的精馏塔，实现乙醇---水的分离,并设计一个换热器（主要设备）进行冷凝操作。 浮阀塔是生产中最常用的板式塔之一。板式塔具有结构简单，制造和维修方便，生产能力大，塔板压降小，板效率较高等优点 本次设计主要任务为一定处理量的精馏装置的全凝器，实现乙醇－水的分离。精馏装置主要有精馏塔、冷凝器和蒸馏釜（或称再沸器）组成。鉴于全凝器的进料温度与出料温度差别不大，故选用固定管板式传热器。 由于冷热流体的温差相差不大，可以选用固定管板式换热器。固定管板式传热器是最常用的冷凝器之一，具有结构简单，制造和维修方便，管、壳压降小，传热效率高等优点。 由于本设计为假定性的设计，因此有关的其它设计项目，如：进行设计的依据、厂区或厂址、主要经济技术指标、原料的供应、技术规格以及燃料种类、水电汽的主要来源与其他工业企业的关系、建厂期限、设计单位、设计进度及设计阶段的规定等均从略。 本课程设计的主要内容是过程的衡算、热量衡算、工艺计算以及设备选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏缪误之处，恳请各位老师指出，以便订正。 十．参考文献 【1】 王志魁，《化工原理》，第三版，化学工业出版社 【2】 汤金石，《化工原理课程设计》，化学工业出版社 【3】 刘道德，〈〈化工设备的选择与设计〉〉，第三版，中南大学出版社 【4】 贾绍义，柴诚敬，〈〈化工原理设计手册〉〉，天津大学出版社 【5】 邹华生，钟理，伍钦，赖万东 〈〈传热与传质过程设备设计〉〉，华南理工大学 【6】 秦书经，叶文邦 《换热器》，化学工业出版社 【7】 时均，汪家鼎，余国琮，陈敏恒， 《化学工程手册》，化学工业出版社 十一.主要符号说明 英文字母 名 称 英文字母 名 称 Aa 塔板开孔区面/ K 稳定系数 Af 降液管截面积/ Lw 堰长m C 负荷系数m/s N 阀拢数目 气相负荷因子m/s P 操作压力Pa D 塔径m t 阀孔中心距m ET 总板效率 u 空塔气速m/s F 气相动能因子kg1/2/(s.m1/2) U0 气体通过阀孔的速度m/s g 重力加速度9.81m/s2 Vs 气体体积流量m3/s how 堰上液层高度m Wd 弓形降液管宽度m H0 降液管底隙高度m hw 溢流堰高降液管 hL 内清液层高度m度m θ 液体在降液管停留时间s HT 塔板间距m μ 粘度mPa.s σ 表面张力N/m ρ 密度kg/m3 C 负荷系数　m/s 传热面积 英文字母 名 称 英文字母 名 称 气相负荷因子m/s 管程数 u 空塔气速m/s t 管心距m 塔截面积 折流板数目 板间距m B 折流板间距mm 壳程接管内径mm 壳程表面传热系数 S 传热面积 壳程雷诺数 Q 热流量kw 普朗特数 英文字母 名 称 英文字母 名 称 管外侧污垢热阻 壳程压降 传热系数 管程流体流通截面积 H 传热面积裕度 管内侧污垢热阻 管程流体压降 计算所得传热面积 PAGE 1 _1335787905.unknown _1335787970.unknown _1335788002.unknown _1335788034.unknown _1335788050.unknown _1335788059.unknown _1335788067.unknown _1335788071.unknown _1335788075.unknown _1335788077.unknown _1335788078.unknown _1335788079.unknown _1335788076.unknown _1335788073.unknown _1335788074.unknown _1335788072.unknown _1335788069.unknown _1335788070.unknown _1335788068.unknown _1335788063.unknown _1335788065.unknown _1335788066.unknown _1335788064.unknown _1335788061.unknown _1335788062.unknown _1335788060.unknown _1335788055.unknown _1335788057.unknown _1335788058.unknown _1335788056.unknown _1335788052.unknown _1335788053.unknown _1335788051.unknown _1335788042.unknown _1335788046.unknown _1335788048.unknown _1335788049.unknown _1335788047.unknown _1335788044.unknown _1335788045.unknown _1335788043.unknown _1335788038.unknown _1335788040.unknown _1335788041.unknown _1335788039.unknown _1335788036.unknown _1335788037.unknown _1335788035.unknown _1335788018.unknown _1335788026.unknown _1335788030.unknown _1335788032.unknown _1335788033.unknown _1335788031.unknown _1335788028.unknown _1335788029.unknown _1335788027.unknown _1335788022.unknown _1335788024.unknown _1335788025.unknown _1335788023.unknown _1335788020.unknown _1335788021.unknown _1335788019.unknown _1335788010.unknown _1335788014.unknown _1335788016.unknown _1335788017.unknown _1335788015.unknown _1335788012.unknown _1335788013.unknown _1335788011.unknown _1335788006.unknown _1335788008.unknown _1335788009.unknown _1335788007.unknown _1335788004.unknown _1335788005.unknown _1335788003.unknown _1335787986.unknown _1335787994.unknown _1335787998.unknown _1335788000.unknown _1335788001.unknown _1335787999.unknown _1335787996.unknown _1335787997.unknown _1335787995.unknown _1335787990.unknown _1335787992.unknown _1335787993.unknown _1335787991.unknown _1335787988.unknown _1335787989.unknown _1335787987.unknown _1335787978.unknown _1335787982.unknown _1335787984.unknown _1335787985.unknown _1335787983.unknown _1335787980.unknown _1335787981.unknown _1335787979.unknown _1335787974.unknown _1335787976.unknown _1335787977.unknown _1335787975.unknown _1335787972.unknown _1335787973.unknown _1335787971.unknown _1335787938.unknown _1335787954.unknown _1335787962.unknown _1335787966.unknown _1335787968.unknown _1335787969.unknown _1335787967.unknown _1335787964.unknown _1335787965.unknown _1335787963.unknown _1335787958.unknown _1335787960.unknown _1335787961.unknown _1335787959.unknown _1335787956.unknown _1335787957.unknown _1335787955.unknown _1335787946.unknown _1335787950.unknown _1335787952.unknown _1335787953.unknown _1335787951.unknown _1335787948.unknown _1335787949.unknown _1335787947.unknown _1335787942.unknown _1335787944.unknown _1335787945.unknown _1335787943.unknown _1335787940.unknown _1335787941.unknown _1335787939.unknown _1335787921.unknown _1335787930.unknown _1335787934.unknown _1335787936.unknown _1335787937.unknown _1335787935.unknown _1335787932.unknown _1335787933.unknown _1335787931.unknown _1335787926.unknown _1335787928.unknown _1335787929.unknown _1335787927.unknown _1335787923.unknown _1335787925.unknown _1335787922.unknown _1335787913.unknown _1335787917.unknown _1335787919.unknown _1335787920.unknown _1335787918.unknown _1335787915.unknown _1335787916.unknown _1335787914.unknown _1335787909.unknown _1335787911.unknown _1335787912.unknown _1335787910.unknown _1335787907.unknown _1335787908.unknown _1335787906.unknown _1335787841.unknown _1335787873.unknown _1335787889.unknown _1335787897.unknown _1335787901.unknown _1335787903.unknown _1335787904.unknown _1335787902.unknown _1335787899.unknown _1335787900.unknown _1335787898.unknown _1335787893.unknown _1335787895.unknown _1335787896.unknown _1335787894.unknown _1335787891.unknown _1335787892.unknown _1335787890.unknown _1335787881.unknown _1335787885.unknown _1335787887.unknown _1335787888.unknown _1335787886.unknown _1335787883.unknown _1335787884.unknown _1335787882.unknown _1335787877.unknown _1335787879.unknown _1335787880.unknown _1335787878.unknown _1335787875.unknown _1335787876.unknown _1335787874.unknown _1335787857.unknown _1335787865.unknown _1335787869.unknown _1335787871.unknown _1335787872.unknown _1335787870.unknown _1335787867.unknown _1335787868.unknown _1335787866.unknown _1335787861.unknown _1335787863.unknown _1335787864.unknown _1335787862.unknown _1335787859.unknown _1335787860.unknown _1335787858.unknown _1335787849.unknown _1335787853.unknown _1335787855.unknown _1335787856.unknown _1335787854.unknown _1335787851.unknown _1335787852.unknown _1335787850.unknown _1335787845.unknown _1335787847.unknown _1335787848.unknown _1335787846.unknown _1335787843.unknown _1335787844.unknown _1335787842.unknown _1335787809.unknown _1335787825.unknown _1335787833.unknown _1335787837.unknown _1335787839.unknown _1335787840.unknown _1335787838.unknown _1335787835.unknown _1335787836.unknown _1335787834.unknown _1335787829.unknown _1335787831.unknown _1335787832.unknown _1335787830.unknown _1335787827.unknown _1335787828.unknown _1335787826.unknown _1335787817.unknown _1335787821.unknown _1335787823.unknown _1335787824.unknown _1335787822.unknown _1335787819.unknown _1335787820.unknown _1335787818.unknown _1335787813.unknown _1335787815.unknown _1335787816.unknown _1335787814.unknown _1335787811.unknown _1335787812.unknown _1335787810.unknown _1335787793.unknown _1335787801.unknown _1335787805.unknown _1335787807.unknown _1335787808.unknown _1335787806.unknown _1335787803.unknown _1335787804.unknown _1335787802.unknown _1335787797.unknown _1335787799.unknown _1335787800.unknown _1335787798.unknown _1335787795.unknown _1335787796.unknown _1335787794.unknown _1335787785.unknown _1335787789.unknown _1335787791.unknown _1335787792.unknown _1335787790.unknown _1335787787.unknown _1335787788.unknown _1335787786.unknown _1335787781.unknown _1335787783.unknown _1335787784.unknown _1335787782.unknown _1275303645.unknown _1335787780.unknown _1186335584.unknown