化工原理課程設計——板式精餾塔的設計

1、一、設計題目 板式精餾塔的設計二、設計任務：乙醇-水二元混合液連續(xù)操作常壓篩板精餾塔的設計三、工藝條件生產(chǎn)負荷（按每年7200小時計算）：6、7、8、9、10、11、12萬噸/年進料熱狀況：自選回流比：自選加熱蒸汽：低壓蒸汽單板壓降：0.7Kpa工藝參數(shù)組成濃度（乙醇mol%）塔頂78加料板28塔底0.04四、設計內(nèi)容1.確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖。2.工藝參數(shù)的確定基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效率，實際塔板數(shù)等。3.主要設備的工藝尺寸計算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。4.流體力學計算流體力學驗算，操作負荷性能圖及操作彈性。5.主要附屬

2、設備設計計算及選型塔頂全凝器設計計算：熱負荷，載熱體用量，選型及流體力學計算。料液泵設計計算：流程計算及選型。 管徑計算。五、設計結(jié)果總匯六、主要符號說明七、參考文獻八、圖紙要求1、工藝流程圖一張(A2圖紙) 2、主要設備工藝條件圖（A2圖紙）目錄前言31概述41.1 設計目的41.2 塔設備簡介42設計說明書62.1 流程簡介62.2 工藝參數(shù)選擇73 工藝計算83.1物料衡算83.2理論塔板數(shù)的計算83.2.1 查找各體系的汽液相平衡數(shù)據(jù)8如表3-183.2.2 q線方程93.2.3 平衡線93.2.4 回流比103.2.5 操作線方程103.2.6 理論板數(shù)的計算113.3 實際塔板數(shù)的

3、計算113.3.1全塔效率ET113.3.2 實際板數(shù)NE124塔的結(jié)構(gòu)計算134.1混合組分的平均物性參數(shù)的計算134.1.1平均分子量的計算134.1.2 平均密度的計算144.2塔高的計算154.3塔徑的計算154.3.1 初步計算塔徑164.3.2 塔徑的圓整174.4塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定174.4.1溢流裝置的設計174.4.2塔盤布置（如圖4-4）174.4.3 篩孔數(shù)及排列并計算開孔率184.4.4 篩口氣速和篩孔數(shù)的計算195 精餾塔的流體力學性能驗算205.1 分別核算精餾段、提留段是否能通過流體力學驗算205.1.1液沫夾帶校核205.2.2塔板阻力校核215.2.3溢流液泛

4、條件的校核235.2.4 液體在降液管內(nèi)停留時間的校核235.2.5 漏液限校核235.2 分別作精餾段、提留段負荷性能圖245.3 塔結(jié)構(gòu)數(shù)據(jù)匯總266 塔的總體結(jié)構(gòu)287 輔助設備的選擇297.1塔頂冷凝器的選擇297.2塔底再沸器的選擇297.3管道設計與選擇317.4 泵的選型327.5 輔助設備總匯.32前言化工生產(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，其中大部分是均相混合物。生產(chǎn)中為滿足要求需將混合物分離成較純的物質(zhì)。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑的驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑）

5、，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質(zhì)、傳熱的過程。乙醇在工業(yè)、醫(yī)藥、民用等方面，都有很廣泛的應用，是很重要的一種原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發(fā)性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的乙醇很困難。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因為乙醇和水的揮發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S

6、中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液?？芍?，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實現(xiàn)整個操作。1概述1.1 設計目的蒸餾是分離均相混合物的單元操作，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。精餾是典型的化工操作設備之一。進行此次課程設計的目的是為了培養(yǎng)綜合運用所學知識,來解決實際化工問題的能力,做到能獨立進行化工初步設計；掌握化工設計的基本程序和方法；學會查閱技術(shù)資料、選用公式和數(shù)據(jù)；用

7、簡潔文字和圖表表達設計結(jié)果；用CAD制圖以及計算機輔助計算等能力方面得到一次基本訓練，為以后從事設計工作打下堅實的基礎(chǔ)。1.2 塔設備簡介塔設備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設備之一,他可以使氣(或汽)或液液兩相緊密接觸，達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。在化工廠、石油化工廠、煉油廠等中，塔設備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各方面都有重大影響。塔設備中常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻和回收、氣體的濕法凈制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕和減濕等。最常見的塔設備為板式塔和填料塔兩大類。作為主要用于傳質(zhì)過程的

8、塔設備，首先必須使氣（汽）液兩相能充分接觸，以獲得高的傳質(zhì)效率。此外，為滿足工業(yè)生產(chǎn)的需要，塔設備還必須滿足以下要求：1、生產(chǎn)能力大；2、操作穩(wěn)定，彈性大；3、流體流動阻力??；4、結(jié)構(gòu)簡單、材料耗用量少，制造和安裝容易；5、耐腐蝕和不易阻塞，操作方便，調(diào)節(jié)和檢修容易。在本設計中我使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單造價低。合理的設計和適當?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高采用篩板可解決堵塞問題適當控制漏液。篩板塔是最早應用于工業(yè)生產(chǎn)的設備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設計方法和結(jié)構(gòu)，近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質(zhì)設備。為減少對傳質(zhì)的不利影響，可將塔板的液體

9、進入?yún)^(qū)制成突起的斜臺狀這樣可以降低進口處的速度使塔板上氣流分布均勻。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成，使用碳鋼的比率較少。它的主要優(yōu)點是：結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價為泡罩塔的60左右，為浮閥塔的80%左右；在相同條件下，生產(chǎn)能力比泡罩塔大20%40%；塔板效率較高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮閥塔；氣體壓力降較小，每板降比泡罩塔約低30%左右。缺點是：小孔篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液；操作彈性較小（約23）。2設計說明書2.1 流程簡介圖1-1 精餾過程流程圖2.2 工藝參數(shù)選擇(1) 處理能力：5000T/y ,年開工7200小時(2) 進料濃度：Xf=0.15（mo

10、l%）(3) 進料溫度：tf=18 (4) 塔頂冷凝水采用12深井水, 塔釜間接蒸汽加熱(5) 壓力： 常壓操作 單板壓降0.7 kPa(6) 要求： xd=86 mol % xw= 1mol % 3 工藝計算3.1物料衡算進料濃度為XF=0.15（mol%），則MF=46*0.15+18*0.85=22.2Kg/KmolF=5000T/y=5000000/(MF*7200)=31.28Kmol/h由 F=D+W FXF=DXD+WXW得：D=5.152 Kmol/hW=26.128 Kmol/h 3.2理論塔板數(shù)的計算 查找各體系的汽液相平衡數(shù)據(jù)如表3-1 表3-1 乙醇-水汽液平衡組成溫度

11、 液相組成 氣相組成/% /%100 0 095.5 1.90 17.0089.0 7.21 38.9186.7 9.66 43.7585.3 12.38 47.0484.1 16.61 50.89溫度 液相組成 氣相組成/% /%82.7 23.37 54.4582.3 26.08 55.8081.5 32.73 59.2680.0 39.65 61.2279.8 50.97 65.6479.7 51.98 65.99溫度 液相組成 氣相組成/% /%79.3 57.32 68.4178.74 67.63 73.8578.41 74.72 78.1578.15 89.43 89.43 q線方

12、程18進料：查物性數(shù)據(jù)：易揮發(fā)組分比熱c1 2.453 kJ/kgK難揮發(fā)組分比熱c2 4.184 kJ/kgK易揮發(fā)組分汽化潛熱r1 902 kJ/kgK難揮發(fā)組分汽化潛熱r2 2458 kJ/kgK進料溫度t1 18 ，進料組成對應的泡點溫度t2 83 則平均r =zf r1*M輕組分+(1- zf) r2*M重組分=0.15*902*46+0.85*2458*18=43831.2 KJ/Kmol 平均cp= zf c1*M輕組分+(1- zf) c2*M重組分 =0.15*2.453*46+85*4.184*18=80.941KJ/KmolK 得q=（cp*t+r）/r=80.941*(

13、83-18)+43831.2/43831.2=1.119則q線方程： 平衡線根據(jù)表3.1作出平衡線圖，并畫出理論塔板數(shù)，如圖3-1和3-2。圖3-1乙醇水的氣液平衡x-y圖圖3-2乙醇水的氣液平衡局部放大圖 回流比由0.259=xD/(Rmin+1) 得最小回流比Rmin2.32 又R=（1.1-1.8）Rmin取回流比R=4 操作線方程精餾段操作線方程為: =0.8xn+0.2xD提餾段操作線方程為: =1.887xm-0.00887 理論板數(shù)的計算用作圖法（如圖3-1）,總塔板數(shù)=20+（0.0241-0.01）/(0.0241-0.0036)=20.69塊第19塊板與q線相交，為進料板。

14、精餾段理論板數(shù)= 18 ，第 19 塊為進料板提餾段= 2.69 總理論板數(shù)NT= 20.69 3.3 實際塔板數(shù)的計算全塔效率ET塔頂xD=0.86查表得平衡溫度t=78.21塔底xW=0.01查表得平衡溫度t=97.63平均粘度的計算：塔頂塔底平均溫度t=87.92，查得乙醇粘度1=0.39mPa/s,圖3-2 Oconnel關(guān)聯(lián)圖水的粘度2=0.3242mPa/s；則av= 1xF+ 2（1xF）=0.39*0.15+0.3242*0.85=0.334查得平均溫度下的平衡組分：x=0.0937，y=0.0433，又： y=x/1+(-1)x得：=7.388由av=2.47，查Oconne

15、l關(guān)聯(lián)圖（圖3-2）得全塔效率ET=38%實際板數(shù)NENE=NT/ET=20.69/38%=54.4塊表 3-1 塔內(nèi)氣液流率匯總氣相流率（kmol/h）液相流率（kmol/h）精餾段25.7620.608提餾段29.4855.64塔的結(jié)構(gòu)計算板式塔主要尺寸的設計計算，包括塔高、塔徑的設計計算，板上液流形式的選擇、溢流裝置的設計，塔板布置、氣體通道的設計等工藝計算。板式塔為逐級接觸式的氣液傳質(zhì)設備，沿塔方向，每層板的組成、溫度、壓力都不同。設計時，分別計算精餾段、提餾段平均條件下的參數(shù)作為設計依據(jù)，以此確定塔的尺寸，然后再作適當調(diào)整，但應盡量保持塔徑相同，以便于加工制造。4.1混合組分的平均物

16、性參數(shù)的計算平均分子量的計算（1） 塔頂?shù)钠骄肿恿?（x1為與y1=XD平衡 的液相組成）MVDM= XD×M輕組分+（1XD）×M重組分MLDM= x1×M輕組分+（1x1）×M重組分（2）進料板的平均分子量 進料板對應的組成Xn 和yn MVFM= yn×M輕組分+（1yn）×M重組分MLFM= Xn×M輕組分+（1Xn）×M重組分（3）塔底的平均分子量（yw為與xw平衡的氣相組成）MVWM= yw×M輕組分+（1yw）×M重組分MLWM= xw×M輕組分+（1xw）×

17、M重組分（4）精餾段、提餾段的平均分子量精餾段平均分子量 提餾段平均分子量 平均密度的計算（1）液相平均密度查物性數(shù)據(jù)： 易揮發(fā)組分密度1 790 Kg/m3 難揮發(fā)組分密度2 998.595 Kg/ m3塔頂易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a194.11% 進料易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a224.598% 塔底易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a32.516% 塔頂液相密度：LD1/a1/1+(1-a1) /2= 800.008Kg/ m3進料液相密度：LF1/a2/1+(1-a2) /2= 937.69Kg/ m3塔底液相密度：LW1/a3/1+(1-a3) /2= 922.005Kg/ m3精餾段的平均液相密度：LM(

18、LD+LF)/2=868.849Kg/ m3提餾段的平均液相密度：LM(LF+LW)/2=964.85Kg/ m3（2）汽相平均密度根據(jù)塔頂組成查平衡數(shù)據(jù)計算 塔頂溫度TD=78.21根據(jù)進料板組成查平衡數(shù)據(jù)計算 進料板溫度TF85.85根據(jù)塔底組成查平衡數(shù)據(jù)計算 塔底溫度TW97.63精餾段：TM=（TF+TD）/2=82.03VMPMV/RTM=1.456Kg/ m3提餾段：TM=（TF+TW）/2=91.74VMPMV/RTM=1.16K4g/ m3表 4-1 塔內(nèi)氣液流率匯總氣相流率（m3/h）液相流率（m3/h）精餾段750.6240.7475提餾段882.491.10554.2塔高

19、的計算板式塔的有效高度是指安裝塔板部分的高度，按下式計算：式中 Z塔的有效高度，m；ET全塔總板效率；NT 塔內(nèi)所需的理論板層數(shù)；HT塔板間距，m。 HT的初選選取時應考慮塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、操作彈性及塔的安裝檢修等因素。表4-2 塔板間距與塔徑的關(guān)系塔 徑/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距/HT，mm200300250350300450350600400600化工生產(chǎn)中常用板間距為：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在決定板間距時還應考慮安裝、檢修的需要。此設計中我取HT=300mm4.3塔

20、徑的計算計算塔徑的方法有兩類：一類是根據(jù)適宜的空塔氣速，求出塔截面積，即可求出塔徑。另一類計算方法則是先確定適宜的孔流氣速，算出一個孔（閥孔或篩孔）允許通過的氣量，定出每塊塔板所需孔數(shù)，再根據(jù)孔的排列及塔板各區(qū)域的相互比例，最后算出塔的橫截面積和塔徑。本次數(shù)據(jù)采用第一種方法。 初步計算塔徑精餾段：圖中V ,L分別為塔內(nèi)氣、液兩相體積流量，m3/s； V，L分別為塔內(nèi)氣、液相的密度，kg/m3圖 4-1 史密斯關(guān)聯(lián)圖由：，查圖4-1得，C20=0.06又有精餾段平均溫度TM=82.03,查得乙醇和水的表面張力分別為：1=0.0168N/m，2=0.06257N/m，從而算出混合液體的表面張力=0

21、.04N/m。=0.069=1.8266m/s，又取u=1.2m/s，則=0.470m提餾段：與精餾段同樣的方法算得塔的直徑為0.4165m 塔徑的圓整綜合精餾段與提留段，圓整后的塔徑取500mm4.4塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定溢流裝置的設計溢流裝置包括降液管、溢流堰、授液盤等幾個部分，是液體的通道，其結(jié)構(gòu)和尺寸對塔的性能有著重要影響。A 降液管截面積 AfB溢流堰包括堰高hw、堰長lw及howC 受液盤和底隙h0r 圖4-2溢流裝置 圖4-3 塔盤布置塔盤布置（如圖4-4）A 受液區(qū)或降液區(qū)Af=0.01396m2B 入口安定區(qū)和出口安定區(qū)Ws50 mmC 邊緣區(qū)Wc=30 mmD 有效傳質(zhì)區(qū)：塔板

22、上布置有篩孔的區(qū)域，稱有效傳質(zhì)區(qū)，面積為Aa結(jié)合我的設計任務，由于流量較小，我選用U型塔板，如圖4-4：圖4-4 U形流型參數(shù)選擇，?。篽b=30mm,hw=50mm,lw=200mm.在CAD軟件中求得：AT=0.19625m2,AF=0.01396m2，Aa=0.1185m2則AF/AT=0.07,在（0.06,0.12）的范圍內(nèi)。 =6.84mm>6mm,符合要求。 篩孔數(shù)及排列并計算開孔率取孔徑d0=6mm,開孔率取0.1，帶入上述公式，得出孔距t=18mm，t/d0=3,在（2.5,5）范圍內(nèi)，符合基本要求。 篩口氣速和篩孔數(shù)的計算，精餾段和提餾段的篩口氣速和篩孔數(shù)分別用上述公

23、式計算，得出：精餾段 u0=17.6m/s,n=419.2個 提餾段 u0=20.7m/s,n=419.2個 所以篩孔數(shù)取420個。5 精餾塔的流體力學性能驗算5.1 分別核算精餾段、提留段是否能通過流體力學驗算液沫夾帶校核，查圖5-1，圖5-1 液沫夾帶關(guān)聯(lián)圖由，得=0.11將數(shù)據(jù)帶入上述公式，得出精餾段ev=0.0734kg液/kg0.1kg液/kg同樣的方法，可得出精餾段ev=0.0909kg液/kg0.1kg液/kg則液沫夾帶校核通過。塔板阻力校核精餾段的踏板阻力校核： 干板阻力 由d0=6mm,查圖5-2圖5-2 塔板孔流系數(shù)得，孔流系數(shù)C0=0.65帶入公式，得h0=0.0473

24、液層阻力 A'a=(1-2Ad/AT)=0.16833m2Fa=Vs/A'a(V)2=1.495根據(jù)Fa，查圖5-3圖5-3 充氣系數(shù)圖得，=0.59，則 hL=(hW+hOW)=0.59*(0.05+0.00684)=0.03354 液體表面張力所造成阻力非常之小，此項可以忽略不計。故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：=0.0473+0.03354=0.08084 =0.08084*868.849*9.8=0.688Kp(<0.7K,符合設計要求) 題餾段的踏板阻力校核方法同上， 最后得出=0.0645Kp(<0.7K,符合設計要求綜上所述，塔板阻力校核

25、通過。溢流液泛條件的校核精餾段：液面落差一般較小，可不計。液體通過降液管阻力 hd，包括底隙阻力 hd1和進口堰阻力hd2。hd=hd1+hd2=0.0153(LS/lWhb)2+0=0.000183mHd=hW+hOW+(P1-P2)/Lg+hd=0.139m對于一般物系，值可取0.5，對于不易起泡物系，值約為0.60.7，對于易起泡物系，可取值0.30.4。乙醇-水屬于不易起泡物系，取0.5。則Hd/=0.278m<HT+hW題餾段方法同上得，Hd/=0.263m<HT+hW綜上所述，溢流液泛條件的校核通過。 液體在降液管內(nèi)停留時間的校核精餾段t=AdHT/Ls=0.01396

26、*0.3/0.00020764=20.1s>5s題餾段t=AdHT/Ls=0.01396*0.3/0.00030700=13.6s>5s則液體在降液管內(nèi)停留時間的校核通過。 漏液限校核精餾段=0.0073m=6.006m/s k=u0/u'0=17.6/6=2.93>2提餾段用同樣的方法得，k=u0/u'0=20.7/7.0775=2.92>2綜上所述，漏液限校核通過。5.2 分別作精餾段、提留段負荷性能圖（1）負荷性能圖的其它幾條曲線的依據(jù)分別是: 霧沫夾帶線 泛點率據(jù)此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線。按泛點率80%計算。精餾段整理得：0.1194=0

27、.4097VS+5.984LS提餾段整理得：0.1194=0.3476VS+5.984LS液泛線 根據(jù)確定液泛線，由于很小，故忽略式中的精餾段：代入數(shù)據(jù)得：2.4996*10-7Vh2+57.893Lh2/3+0.03278Lh2=0.1提餾段:代入數(shù)據(jù)得：1.8000*10-7Vh2+57.893Lh2/3+0.03278Lh2=0.1液相負荷上限線 全塔LS,max在降液管中停留時間5s時求出。 漏液線 液相負荷下限線 以堰上液層高度how=0.006m計。分別作出精餾段和提餾段的踏板負荷性能圖，如圖5-4,圖5-5圖5-4 精餾段踏板負荷性能圖圖5-5 提餾段踏板負荷性能圖由塔板負荷性能

28、圖可以看出：1. 在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點p（設計點）處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置。2. 塔板的氣相負荷上限完全由液沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。3. 按固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負荷上限VSMAX=0.31(0.4)m3/s氣相負荷下限VSMIN=0.125(0.15)m3/s所以，精餾段操作彈性=0.31/0.125=2.48 。 提留段操作彈性=0.4/0.15=2.67。5.3 塔結(jié)構(gòu)數(shù)據(jù)匯總表5-1 塔結(jié)構(gòu)數(shù)據(jù)匯總項目符號單位計算數(shù)備注精餾段提餾段塔徑Dm0.50.5板間距HTm0.30.3塔板類型U形流型降液管空塔氣速um/s1.061.25堰長m0.20.2堰高m0

29、.0500.050板上液層高度m0.070.07降液管底隙高m0.0300.030堰上方液頭高度 hOWm0.006840.00684閥空氣速m/s17.620.7降液管面積mm20.013960.01396塔盤面積mm20.196250.19625孔心距tm0.0180.018孔徑m0.0060.006孔為正三角形式排列單板壓降Pa688645降液管內(nèi)清液曾高度Hdm0.1390.1316 塔的總體結(jié)構(gòu)6.1 塔體總高度板式塔的塔體總高度（不包括裙座）由下式?jīng)Q定： 上式中：HD塔頂空間，0.5m；HB塔底空間，0.5m；HT塔板間距，0.3m；HT開有手孔的塔板間距，0.4m；HF進料段高度

30、，0.6m；Np實際塔板數(shù),54；S人孔數(shù)目，6個?？傮w高度為H=0.5+(54-2-6)*0.3+6*0.4+0.6+0.8=18.1m6.2塔板結(jié)構(gòu)塔板類型按結(jié)構(gòu)特點可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從300900mm時采用整塊式塔板；當塔徑在800mm以上時，人已能在塔內(nèi)進行拆裝操作，無須將塔板整塊裝入。本設計中塔徑為500mm，所以采用整塊式塔板。7 輔助設備的選擇表7-1 換熱器結(jié)果列表換熱器名稱介質(zhì)溫度，進出塔頂冷凝器殼程乙醇-水混合氣體78.2178.21管程循環(huán)冷凝水1240塔底再沸器管程乙醇-水溶液8387殼程蒸汽1681687.1塔頂冷凝器的選擇查第四章傳熱表4-8：取總

31、傳熱系數(shù)K= 800 W/m2塔頂溫度TD=78.21,查得：易揮發(fā)組分汽化潛熱r1=600kJ/kg； 難揮發(fā)組分汽化潛熱r2=2312.2kJ/kgrD=r1×y1+r2×(1-y1)=600*0.86+2312.2*0.14=839.7kJ/kgQ=(R+1)DrD得：Q=(4+1)*（5.152*42.08/3600）*839.7=252.84kJ/s傳熱面積： A=252.84*1000/(800*50.93)=6.2m2選型：則該換熱器的公稱面積為7m2，型號G273I257。其參數(shù)如表7-2：7.2塔底再沸器的選擇查第四章傳熱表4-8：取總傳熱系數(shù)K= 3000 W/m2塔底溫度TW=97.63，查得：易揮發(fā)組分比熱c13.8kJ/kgK難揮發(fā)組分比熱c24.25 kJ/kgK易揮發(fā)組分汽化潛熱r1=680kJ/kg難揮發(fā)組分汽化潛熱r1=2264.5kJ/kg平均 =4.25*0.99+3.