日產(chǎn)100噸乙醇_水精餾塔工藝的設(shè)計(jì)說(shuō)明

1、 .PAGE27 / NUMPAGES32題目：日產(chǎn)100噸乙醇水精餾塔工藝設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)任務(wù) 進(jìn)料液含30%乙醇（質(zhì)量），其余為水。產(chǎn)品的乙醇含量不得低于90%（質(zhì)量）。殘液中乙醇含量不得高于0.5%（質(zhì)量）。進(jìn)料方式：飽和液體進(jìn)料。采取直接蒸汽加熱全凝器：列管式換熱器，冷卻介質(zhì)循環(huán)水，冷卻水入口t=20，出 口t=40。操作條件（1）、精餾塔頂壓強(qiáng)2 KPa(表壓)。 （2）、單板壓降0.5 KPa。 （3）、全塔效率：Et50%設(shè)計(jì)容1 .選定連續(xù)精餾流程；2 .塔的工藝計(jì)算；3. 塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)：（1）、塔高、塔徑與塔板結(jié)構(gòu)的主要參數(shù)；（2）、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算（僅驗(yàn)算壓降）；4

2、 輔助設(shè)備選型與計(jì)算；5包括全凝器的型號(hào)的選用與性能參數(shù)6設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表；7工藝流程圖與全凝器主體設(shè)備圖。目錄一概述 1二精餾塔設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 12.1 操作壓力的選擇分析 22.2進(jìn)料熱狀況的選擇分析 22.3 加熱方式的選擇分析 22.4 回流比的選擇分析 22.5 產(chǎn)品純度或回收率 22.6 方案的確定 22.7 總述2三塔的工藝尺寸的計(jì)算 33.1 精餾塔的物料衡算 33.1.1 原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 33.1.2. 原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 33.1.3 物料衡算 33.2 塔板數(shù)的確定 43.2.1 理論板層數(shù)的求取 43.2.2 實(shí)際板數(shù)的求取 63.3 精

3、餾塔的物性計(jì)算 63.3.1精餾段物性計(jì)算 63.3.1.1.操作壓力計(jì)算 63.3.1.2.操作溫度計(jì)算 63.3.1.3.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 73.3.1.4.平均密度計(jì)算 73.3.1.5.液體平均表面力計(jì)算 73.3.2提餾段物性計(jì)算 83.3.2.1 操作壓力計(jì)算 83.3.2.2 操作溫度計(jì)算 83.3.2.3 平均摩爾量計(jì)算 83.3.2.4平均密度計(jì)算 9四 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 94.1 塔徑的計(jì)算 94.2 塔高的計(jì)算 10五 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 105.1 溢流裝置計(jì)算 115.2 塔板布置 12六.流體力學(xué)驗(yàn)算 136.1 塔板壓降 13七.全凝器的設(shè)計(jì) 147.

4、1確定物性數(shù)據(jù) 14 TC 確定物性數(shù)據(jù) f C l 1 7.2換熱器的初步選型 147.3估算傳熱面積 15 TC 估算傳熱面積 f C l 1 7.3.1熱流量 157.3.2.平均傳熱溫差 157.3.3.冷卻水用量 157.3.4.傳熱面積 TC 傳熱面積 f C l 2 157.4工藝結(jié)構(gòu)尺寸 16 TC 工藝結(jié)構(gòu)尺寸 f C l 1 7.4.1管徑和管流速 TC 管徑和管內(nèi)流速 f C l 2 167.4.2管程數(shù)和傳熱管數(shù) 167.4.3.平均傳熱溫差 167.4.4.傳熱管排列和分程方法 167.4.5殼體徑 TC 殼體內(nèi)徑 f C l 2 167.4.6折流板 TC 折流板

5、f C l 2 177.4.7接管 17 TC 接管 f C l 2 7.5換熱器核算 TC 換熱器核算 f C l 1 177.5.1熱流量核算 17 TC 熱流量核算 f C l 2 7.5.1.1殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) TC （1）殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) f C l 3 177.5.1.2管表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 187.5.1.3污垢熱阻和管壁熱阻 TC （3）污垢熱阻和管壁熱阻 f C l 3 187.5.1.4 傳熱系數(shù) TC （4） 傳熱系數(shù) f C l 3 197.5.1.4傳熱面積裕度 TC （5）傳熱面積裕度 f C l 3 197.5.2換熱器流體的流動(dòng)阻力 19 TC 換熱器內(nèi)流體的流動(dòng)阻力

6、 f C l 2 7.5.2.1管程流體阻力 19 TC （1）管程流體阻力 f C l 3 7.5.2.2殼程阻力 TC （2）殼程阻力 f C l 3 20八.換熱器的結(jié)果匯總 21九.總結(jié) 22十.參考文獻(xiàn) 23十一.符號(hào)說(shuō)明 24一概述乙醇水是工業(yè)上最常見(jiàn)的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無(wú)色、無(wú)毒、無(wú)致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來(lái)，由于燃料價(jià)格的上漲，乙醇燃料越來(lái)越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢(shì)，且已在公交、出租車行業(yè)被采用。長(zhǎng)期以來(lái)，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對(duì)于得到高純度的乙醇

7、來(lái)說(shuō)產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進(jìn)乙醇水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。二設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介2.1操作壓力的選擇分析操作壓力：本設(shè)計(jì)選擇常壓，常壓操作對(duì)設(shè)備要求低，操作費(fèi)用低，適用于乙醇和水這類非熱敏沸點(diǎn)在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離。2.2 進(jìn)料熱狀況的選擇分析該塔的進(jìn)料狀況選為泡點(diǎn)進(jìn)料，因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料時(shí)的操作比較容易控制，且不受季節(jié)氣溫的影響；此外，泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑一樣，設(shè)計(jì)和制造時(shí)比較方便。2.3加熱方式的選擇分析塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對(duì)塔底產(chǎn)物基本是水，且在低濃度時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可利用壓力較低的蒸汽加熱

8、，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用。2.4回流比的選擇分析影響精餾操作費(fèi)用的主要因素是塔蒸氣量V。對(duì)于一定的生產(chǎn)能力，即餾出量D一定時(shí)，V的大小取決于回流比。實(shí)際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數(shù)，還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以與塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結(jié)構(gòu)尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個(gè)很重要的問(wèn)題。適宜回流比應(yīng)通過(guò)經(jīng)濟(jì)核算決定，即操作費(fèi)用和設(shè)備折舊費(fèi)之和為最低時(shí)的回流比為適宜回流比。但作為課程設(shè)計(jì)，要進(jìn)行這種核算是困難的，通常根據(jù)下面3種方法之一來(lái)確定回流比。 根據(jù)本設(shè)計(jì)的具體情況，參考生產(chǎn)上較可靠的回流比

9、的經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)選定； 先求出最小回流比Rmin，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取操作回流比為最小回流比的1.12倍，即R（1.12）Rmin；2.5 產(chǎn)品純度或回收率產(chǎn)品純度通常是根據(jù)客戶的要求決定的。若客戶對(duì)精餾塔頂和塔底產(chǎn)品的純度都有要求，則產(chǎn)品的回收率也已確定；若用戶僅指定其中一種產(chǎn)品的純度，則可根據(jù)經(jīng)濟(jì)分析決定產(chǎn)品的回收率。提高產(chǎn)品的純度意味著提高產(chǎn)品的回收率，可獲得一定的經(jīng)濟(jì)效益。但是產(chǎn)品純度的提高或者是通過(guò)增加塔板數(shù)或者是增加回流比來(lái)達(dá)到的，這意味著設(shè)備費(fèi)用或操作費(fèi)用的增加，因此只能通過(guò)經(jīng)濟(jì)分析來(lái)決定產(chǎn)品的純度或回收率。本設(shè)計(jì)中純度已經(jīng)給定，故設(shè)計(jì)時(shí)不需要再考慮。2.6 方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇水混合

10、物，對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。為保持塔的操作穩(wěn)定性，采用高位槽送料，以免受泵操作波動(dòng)的影響。該物系屬于恒沸物系，故不能用一般的蒸餾方法分離，可采用低壓普通蒸餾的方法。操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用直接接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。2.7總述蒸餾是通過(guò)物料在塔的多次部分汽化與多次部分冷凝實(shí)現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率很低，為此在確定裝置流程時(shí)用考慮余熱

11、的利用塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器全凝器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便于準(zhǔn)確地控制回流比另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波動(dòng)的影響。三塔的工藝計(jì)算3.1 精餾塔的物料衡算31.1 原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 乙醇的摩爾品質(zhì) = 46.07 kg/kmol 水的摩爾品質(zhì) = 18.02 kg/kmol=0.144=0.779=0.0023.1.2. 原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量=0.14446.07+（1-0.144）18.02=22.06 kg/kmol=0.77946.07+(1-0.779)18.02=3

12、9.87 kg/kmol=0.00246.07+(1-0.002)18.02=18.08 kg/kmol3.1.3 物料衡算塔頂產(chǎn)品量： F=188.88 kmol/h總物料衡算： 188.88= D+W乙醇物料衡算：188.88=D0.779+0.002W聯(lián)立解得： D=34.52 kmol/h W=154.36 kmol/h摩爾流量kmol/h摩爾組成%平均分子量g/mol原料F188.8822.06乙醇27.20144水 161.68 85.6 釜液W154.3618.08乙醇120.25779水 34.1122.1餾出液D34.5239.87乙醇0.070.2水 134.4599.8物

13、料衡算匯總?cè)缦卤恚?.2 塔板數(shù)的確定3.2.1理論板層數(shù)的求取 對(duì)乙醇水物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由手冊(cè)查得乙醇水物系的汽液平衡資料，繪出xy圖乙醇水溶液體系的平衡數(shù)據(jù)溫度液相中乙醇的含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）氣相中乙醇的含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）溫度液相中乙醇的含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）氣相中乙醇的含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）1000.000.0081.532.73582695.51.9017.0080.739.6561.289.07.2138.9179.850.7960.6486.79.6643.7579.751.9865.9985.312.3847.0479.357.3268.4184.116.6150.8978.746

14、7.6373.8582.723.3754.4578.4174.7278.1582.386.0855.8078.1589.4389.43求最小回流比與操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖中對(duì)角在線，自點(diǎn)e(0.144,0.144)作垂線，即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為 =0.486， =0.144。故最小回流比為：實(shí)際操作回流比R=2 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷=RD=234.52=69.04 kmol/h=(R+1)D=(2+1)34.52=103.56 kmol/h=W =154.36 kmol/h=103.56 kmol/h求操作線方程精餾段操作線方程為 y=x+=+0.779

15、=0.667x+0.26提餾段操作線方程為=-=2.49-0.003圖解法求理論塔板數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，求解結(jié)果為：總理論板層數(shù) =14.5 （包括再沸器）進(jìn)料板位置 =93.2.2 實(shí)際板數(shù)的求取 全塔效率 =50% 精餾段實(shí)際板層數(shù) =9/0.50=18 提餾段實(shí)際板層數(shù) =5.5/0.5=113.3 精餾塔的物性計(jì)算3.3.1精餾段物性計(jì)算3.3.1.1.操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力 =101.3+2=103.3 kpa 每層塔板壓降 =0.5 kpa 進(jìn)料板壓力 =103.3+0.518=112.3 kpa 精流段平均壓力 =（103.3+112.3）/2=107.8 kpa3.3

16、.1.2.操作溫度計(jì)算 依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中乙醇，水的飽和蒸汽壓用安托尼方程計(jì)算。查手冊(cè)（化學(xué)方程手冊(cè)第一卷）可得 Antonie 方程 lg=A- （為在T溫度下的蒸汽壓，mmHg）對(duì)于乙醇，A=7.33827，B=1652.05，C=231.48塔頂溫度=103.3 kpa , 代入解得 :=78.81 泡點(diǎn)進(jìn)料=112.3 kpa, 代入解得 :=80.94精餾段平均溫度=（+）/2=79.883.3.1.3.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算： 由=0.779，查平衡曲線，得 =0.741=0.77946.07+（1-0.779）18.02=39.

17、87=0.74146.07+（1-0.741）18.02=38.81 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算： 由圖解理論板，得 =0.352 查平衡曲線， 得 =0.063 精餾段平均摩爾質(zhì)量為：3.3.1.4.平均密度計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算： 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算得， kg/ 液相平均密度計(jì)算： 液相平均密度依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均密度的計(jì)算： 由，查手冊(cè)得， 進(jìn)料板液相的品質(zhì)分率： 精餾段液相平均密度為：3.3.1.5.液體平均表面力計(jì)算 液相平均表面力依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均表面力的計(jì)算： 由，查手冊(cè)（化學(xué)方程手冊(cè)第一卷）得， =27.49 進(jìn)料板液相平均表面力的計(jì)算： 由，查手冊(cè)得， ，

18、精餾段液相平均表面力為：3.3.2提餾段物性計(jì)算3.3.2.1 操作壓力計(jì)算 每層塔板壓降 進(jìn)料板壓力 塔底操作壓力 提餾段平均壓力3.3.2.2 操作溫度計(jì)算 由安托尼方程時(shí)，T=307.7K 則=34.5而，則提餾段溫度3.3.2.3 平均摩爾量計(jì)算塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由（因?yàn)?.002太小，就近似相等，誤差可忽略）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量=27.89 =19.79提餾段平均摩爾質(zhì)量3.3.2.4平均密度計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算：由前計(jì)算可得知 液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依照下列公式計(jì)算，即 塔底液相平均密度計(jì)算，查手冊(cè)（化學(xué)方程手冊(cè)第一卷）得=951.13塔底液相質(zhì)量分率則由前面計(jì)算，進(jìn)料板

19、液相密度提餾段液相平均密度四 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算4.1 塔徑的計(jì)算 精餾段的氣、液相體積流率為： 由 ，式中C=由史密斯關(guān)聯(lián)圖可查得， 先算橫坐標(biāo)： 取板間距，板上液層高度，則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖得， 取安全系數(shù)為0.75，則空塔氣速為 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后，D=2.0m 塔截面積為： 實(shí)際空塔氣速為：4.2 塔高的計(jì)算 塔的高度可以由下式計(jì)算： 已知實(shí)際塔板數(shù)N=29為塊，板間距為0.4，由于料液較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗，可每隔六塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔數(shù)目S: S=29/6-1=4個(gè) 取人孔之間間距為0.7，塔頂空間1.0m，塔底空間2.0m，進(jìn)料板空間高度0.6m，那么全塔高度：Z=1.0+(2

20、9-2-4)0.4+40.7+2.0=15.0m五 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算5.1 溢流裝置計(jì)算 因塔徑D=2.0m，由溢流類型與液體負(fù)荷與塔徑的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系，因此可采用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤(pán)。計(jì)算如下：堰長(zhǎng)取溢流堰高度由 選用平直堰，堰上液層高度可由弗蘭西斯公式計(jì)算，即 近似取E=1，則 取板上清夜層高度 故 弓形降液管寬度和截面積 由 ，查圖，得， ， 故 由式 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 s 故降液管設(shè)計(jì)合理。 降液管底隙高度取，則 故降液管高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤(pán)，深度。5.2 塔板布置 塔板的分塊 因D800，故塔板采用分塊式。查表可知，塔板分為5塊。 邊緣區(qū)寬度確定取，

21、 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 開(kāi)孔區(qū)面積按公式計(jì)算，即 其中 故 浮閥布置 浮閥按正三角形叉排排列，這樣相鄰兩閥中吹出氣流攪拌液層的相互作用較顯著，相鄰兩閥容易吹開(kāi)，液面梯度較小，鼓泡均勻。采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm。 取，由公式可得: 故浮閥個(gè)數(shù)為 個(gè)若同一橫排的閥孔中心距，那么相鄰兩排間的閥孔中心距為六.流體力學(xué)驗(yàn)算6.1 塔板壓降 干板阻力的計(jì)算 由公式得液柱 氣體通過(guò)液層的阻力的計(jì)算液柱 液體表面力的阻力由公式計(jì)算得：=液柱 氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度:m液柱 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為：七全凝器的設(shè)計(jì)7.1確定物性數(shù)據(jù) TC 確定物性數(shù)據(jù) f C l 1 由前面的計(jì)算可知，混合氣

22、體進(jìn)入換熱器的進(jìn)口溫度是78.81，而混合氣體的出口溫度滿足y1=xD=0.779,由t-x-y圖可查的t2=78.50,由于t1與t2很接近,可近似認(rèn)為t1=t2=78.65,進(jìn)料的體積流量Vs=0.785定性溫度：對(duì)于一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可取流體進(jìn)出口溫度的平均值。故殼程混和氣體的定性溫度為 T= =30管程流體的定性溫度為t=78.65 根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關(guān)物性數(shù)據(jù)。 混和氣體在78.65下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)如： 密度 熱導(dǎo)率 =0.0279w/m粘度 =1.510-5Pas循環(huán)水在30 下的物性數(shù)據(jù)： 密度=995.7/m3 定壓比熱容=4.174kj

23、/kg 熱導(dǎo)率 =0.618w/m粘度 =0.80110-3Pas7.2換熱器的初步選型根據(jù)流體的溫差相差不大，可以選用固定管板式換熱器，從兩物流的操作壓力看，應(yīng)使混合汽體走管程，循環(huán)冷卻水走殼程。但由于循環(huán)冷卻水較易結(jié)垢，若其流速太低，將會(huì)加快污垢增長(zhǎng)速度，使換熱器的熱流量下降，所以從總體考慮，應(yīng)使循環(huán)水走管程，混和汽體走殼程。根據(jù)T 47151992，初步選定換熱器的型號(hào)為G 4501MPa58.4.具體要求如下：外殼直徑450 mm公稱壓力1 MPa公稱面積58.4 m2實(shí)際面積55.58 m2管子規(guī)格25mm2.5mm管長(zhǎng)6 m管子排列方式正三角形管程 2管間距32 mm管程流通面積0

24、.0198 m27.3估算傳熱面積 TC 估算傳熱面積 f C l 1 7.3.1熱流量 從化學(xué)工程手冊(cè)查得:水的比汽化熱 r1=2425 kj/kg乙醇的比汽化熱 r2=846 kj/kg 故 =r10.221r20.779 =1195 kj/kg TC 熱流量 f C l 2 Q1=qmr =1.240.7851195103 =1.2103kw7.3.2.平均傳熱溫差 TC 平均傳熱溫差 f C l 2 因?yàn)槭钦羝淠?所以無(wú)論是逆流,還是并流,相差不大,故本設(shè)計(jì)中僅僅只考慮逆流的情況,則:=7.3.3.冷卻水用量 TC 冷卻水用量 f C l 2 m=7.3.4.傳熱面積 TC 傳熱面積

25、 f C l 2 由于殼程氣體的壓力較高，故可選取較大的K值。假設(shè)K=600W/(k)則估算的傳熱面積為 S1=7.4工藝結(jié)構(gòu)尺寸 TC 工藝結(jié)構(gòu)尺寸 f C l 1 7.4.1管徑和管流速 TC 管徑和管內(nèi)流速 f C l 2 選用252.5較高級(jí)冷拔傳熱管（碳鋼），取管流速u1=0.75m/s。7.4.2管程數(shù)和傳熱管數(shù) TC 管程數(shù)和傳熱管數(shù) f C l 2 可依據(jù)傳熱管徑和流速確定單程傳熱管數(shù) Ns=按單程管計(jì)算，所需的傳熱管長(zhǎng)度為 L=按單程管設(shè)計(jì)，傳熱管過(guò)長(zhǎng)，宜采用多管程結(jié)構(gòu)。根據(jù)本設(shè)計(jì)實(shí)際情況，現(xiàn)取傳熱管長(zhǎng)l=6m，則該換熱器的管程數(shù)為 Np=傳熱管總根數(shù) Nt=622=1327

26、.4.3.平均傳熱溫差因?yàn)槭侵苯邮钦羝?，則可以不用考慮平均熱溫差校正系數(shù),則可以認(rèn)為=47.89 TC 平均傳熱溫差校正與殼程數(shù) f C l 2 7.4.4.傳熱管排列和分程方法 TC 傳熱管排列和分程方法 f C l 2 TC 傳熱管排列和分程方法 f C l 2 采用組合排列法,即每程均按正三角形排列。 取管心距t=1.25d0，則 t=1.2525=31.2532橫過(guò)管束中心線的管數(shù)=1.19=13.6根7.4.5殼體徑 TC 殼體內(nèi)徑 f C l 2 采用多管程結(jié)構(gòu)，殼體徑可按下式估算。取管板利用率=0.75 ，則殼體徑為 D=1.05t按卷制殼體的進(jìn)級(jí)檔，可取D=450mm7.4.6

27、折流板 TC 折流板 f C l 2 采用弓形折流板，去弓形之流板圓缺高度為殼體徑的30%，則切去的圓缺高度為 H=0.3450=135m，故可取h=150mm取折流板間距B=0.3D，則 B=0.3450=130mm，可取B為200mm。折流板數(shù)目7.4.7接管 TC 接管 f C l 2 殼程流體進(jìn)出口接管：取接管冷卻水流速為u1=2m/s，則接管徑為m圓整后可取管徑為50mm。管程混合氣體進(jìn)出口接管：取接管液體流速u=2.5m/s，則接管徑為圓整后去管徑為100mm TC 換熱器核算 f C l 1 7.5換熱器核算 TC 換熱器核算 f C l 1 7.5.1熱流量核算 TC 熱流量核

28、算 f C l 2 7.5.1.1殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) TC （1）殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) f C l 3 殼程走的是混合氣體,是冷凝放熱過(guò)程,對(duì)流傳熱系數(shù)可按下式計(jì)算: 當(dāng)量直徑 : =殼程流通截面積，得殼程流體流速與其雷諾數(shù)分別為:粘度校正 則有： 7.5.1.2管表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) TC （2）管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) f C l 3 對(duì)流傳熱系數(shù)按下式計(jì)算:管程流體流通截面積管程流體流速 由化學(xué)工程手冊(cè)可查得： 7.5.1.3污垢熱阻和管壁熱阻 TC （3）污垢熱阻和管壁熱阻 f C l 3 查表可得:管外側(cè)污垢熱阻 管側(cè)污垢熱阻管壁熱阻下式計(jì)算，依表可知，碳鋼在該條件下的熱導(dǎo)率為45w/(mK)。所以7.5

29、.1.4 傳熱系數(shù) TC （4） 傳熱系數(shù) f C l 3 依式有 而前面計(jì)算時(shí)假設(shè)K=600，基本相近。7.5.1.4傳熱面積裕度 TC （5）傳熱面積裕度 f C l 3 計(jì)算傳熱面積Ac為該換熱器的實(shí)際傳熱面積為Ap該換熱器的面積裕度為傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產(chǎn)任務(wù)。注:所計(jì)算出的面積裕度會(huì)稍稍偏大,是因?yàn)橛?jì)算時(shí)忽略了一部分熱量,即蒸汽冷凝之后的那部分溫差所釋放的熱量。7.5.2換熱器流體的流動(dòng)阻力 TC 換熱器內(nèi)流體的流動(dòng)阻力 f C l 2 7.5.2.1管程流體阻力 TC （1）管程流體阻力 f C l 3 , , 由Re=17900，傳熱管相對(duì)粗糙度0.005，查莫狄

30、圖得，流速u=0.77m/s,所以，100KP管程流體阻力在允許圍之。7.5.2.2殼程阻力 TC （2）殼程阻力 f C l 3 殼程阻力按下式計(jì)算： ,其中 , 流體流經(jīng)管束的阻力 F=0.5 ， ， ， 故 0.50.08414(29+1)=126.4Pa流體流過(guò)折流板缺口的阻力 , B=0.2m , D=0.45mPa總阻力:126.4+1085.56=1211.96Pa流經(jīng)管程和殼程的壓力都小于1Mp。以上核算結(jié)果表明，選用 -T 4715-1992，符合標(biāo)準(zhǔn)。 八設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表 列管式換熱器形式固定管板式參數(shù)管程殼程流量 /(kg/h)517002826進(jìn)/出口溫度/20/4078

31、.81/78.50 物性 定性溫度/3078.65密度/（kg/m3）995.71.4粘度/（Pas）0.8011.5熱導(dǎo)率（W/mk） 0.6180.0279 設(shè)備結(jié)構(gòu)參數(shù)管程數(shù)2殼程數(shù)1管徑/252.5管長(zhǎng)/6000管心距/32管子排列正三角形管數(shù)目/根132材質(zhì)碳鋼傳熱面積/55.58殼體徑/450折流板間距/200折流板數(shù)/個(gè) 29通過(guò)中心管數(shù) 14主要計(jì)算結(jié)果管程殼程流速/（m/s）0.773.2表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)/W/（k）33461080污垢熱阻/（k/W）3.410-46.410-5阻力降/ Pa119521121.96傳熱系數(shù)/W/（K）556面積裕度/% 24%精餾塔氣相流量/(

32、m3/s)2.38液相流量/(m3/s)0.0018實(shí)際塔板數(shù)29塔高/m15.0塔徑/m2.0板間距/m0.4溢流形式單溢流堰長(zhǎng)/m1.4堰高/m0.042板上液層高度/5堰上液層高度/4.2降液管高度/1.3開(kāi)孔區(qū)面積/2.12浮閥個(gè)數(shù)202同排空中心距/m80相鄰兩排孔中心距0.131孔徑/39空塔氣速m/s0.87每層塔板壓降/Kpa0.5九.總結(jié) 精餾是分離液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(yīng)用。 精餾過(guò)程在能量劑的驅(qū)動(dòng)下，使汽液兩相多次直接接觸和分離，利用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(shí)現(xiàn)原料混合