乙醇水浮阀塔设计

化工原理课程设计说明书 [键入公司名称] 化工原理课程设计说明书 乙醇---水体系 目 录 一、设计任务书………………………………………………………………………1 二、 设计方案 关于薪酬设计方案通用技术作品设计方案停车场设计方案多媒体教室设计方案农贸市场设计方案 确定及流程说明………………………………………………………4 三、塔板的工艺设计…………………………………………………………………6 1、精馏塔全塔物料衡算…………………………………………………………6 2、塔内混合液物性计算…………………………………………………………7 3、适宜回流比……………………………………………………………………12 4、溢流装置………………………………………………………………………19 5、塔板布置与浮阀数目及排列…………………………………………………20 6、塔板流体力学计算……………………………………………………………21 7、塔板性能负荷图………………………………………………………………24 8、塔高度确定……………………………………………………………………27 四、再沸器设计………………………………………………………………………28 1、选用立式热虹吸式再沸器……………………………………………………28 2、估算设备尺寸…………………………………………………………………28 3、传热系数校核…………………………………………………………………29 4、循环流量校核…………………………………………………………………32 五、辅助设备的设计…………………………………………………………………37 1、辅助容器的设计………………………………………………………………37 2、传热设备的设计………………………………………………………………38 3、泵的设计………………………………………………………………………40 4、管道设计………………………………………………………………………43 六、控制 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 …………………………………………………………………………44 七、设计心得与体会…………………………………………………………………45 八、组员分工…………………………………………………………………………45 附录一 主要符号说明………………………………………………………………46 附录二 参考资料……………………………………………………………………47 附录三 塔计算结果表………………………………………………………………48 附录四 管路计算结果表……………………………………………………………49 附录五 再沸器主要结构尺寸和计算结果表………………………………………50 一 设计任务书 1 设计条件 生产能力：19000吨/年 分离要求：原料液组成35%（乙醇），塔顶采出组成92% 工艺条件：饱和液体进料，易挥发组分回收率：99% (以质量计) 每年实际生产天数：330天(一年中有一个月检修) 操作条件：建议塔顶操作压力为常压；加热蒸汽压力：自选。 安装地点：大连。 2 设计内容 2.1 工艺设计 2.1.1选择工艺流程和工艺条件 1) 加料方式：贮罐 加料泵 精馏塔。 2) 进料热状态：泡点进料，进料根据能量充分合理利用和节能原则，可利用塔顶蒸汽的冷凝热对料液进行预热至沸点。 3) 塔顶蒸汽冷凝方式：在分凝器中利用塔顶蒸汽的冷凝热对料液进行预热，饱和液体进入回流罐，饱和气体然后在全凝器中进一步冷凝成饱和液体进入回流罐。 4) 再沸器加热方式：间接加热。 5) 塔顶产品的出料状态：塔顶产品冷却至常温后进产品贮槽。塔底采出物流的能量另作它用。 2.1.2精馏工艺计算 1) 物料衡算确定各物料流量。 2) 经济核算确定适宜回流比。根据生产操作费和设备投资费综合核算最经济原则，用计算机进行最优化计算，确定适宜回流比。 表1 总费用计算方法和参数 名称 符号 说明 总费用 CT CT = Cop + CTE 生产操作费 Cop Cop = CS + CW 水蒸汽费用 CS 饱和水蒸汽的单价CS按当时市场价确定，注明价格参考来源。 冷却水费用 CW 冷却水单价CW按当地水价决定。 换热器中冷却水温升一般取10-20ºC。 设备投资费 CTE CTE = CD +CReb+CCond 精馏塔投资费 CD CD=480000×D1.2×NP×10%元/年。NP为实际板数。D为塔径 冷凝器投资费 CCond CCond =400000×D1.1×10%元/年。 再沸器投资费 CReb CReb =600000×D1.3×10%元/年。 塔径 D 精馏段和提馏段分别计算，取大者。 理论塔板数 N 采用逐板计算用手算或计算机编程计算 总塔板效率 ET 采用O’connell关联式计算得到。 总费用最低所对应的回流比作为最佳回流比，然后四舍五入近似到小数点后一位作为适宜回流比。回流比的参考搜索范围为(1.1-2.0) Rmin。 在用计算机进行最优化计算的同时，应有一组手算结果，便于学生自我检查程序和熟悉手算设计步骤。 2.2精馏塔设备设计 2.2.1 塔板设计和流体力学计算 对精馏段和提馏段分别进行塔板设计和流体力学计算。确定溢流装置的设计，塔盘布置，塔盘流动性能的校核。 2.2.2 绘制塔板汽液负荷性能图 分别画出精馏段和提馏段的塔板汽液负荷性能图。 2.2.3 精馏塔机械结构和塔体附件 1)​ 接管规格：根据流量和流体性质，选取经验流速，确定进料管、塔顶蒸汽管、回流液管、塔釜再沸器进液管和蒸汽管的接管规格。 2)​ 全塔高度：包括上下封头、裙座高度。 2.3 附属设备设计和选用 2.3.1 完成塔底再沸器的详细设计计算。 2.3.2 泵选型。 2.3.3 换热器选型：对原料预热器、塔顶产品冷却器等进行选型。 2.3.4 塔顶冷凝器设计选型：根据换热量、回流管内流速、冷凝器高度对塔顶冷凝器设计选型。 2.3.5 原料和产品储罐的设计计算。 2.3.6 输送管路的设计计算。 2.3.7 控制仪表的选择参数。 2.4 编写设计说明书 设计说明书是将本设计的详细介绍和说明。设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。 设计说明书应附有带控制点的工艺流程图，精馏塔、塔板结构和再沸器工艺条件图，计算机程序框图和源程序。 设计说明书具体包括以下内容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算；设计结果概览；附录；参考文献；设计体会等。 2.5 图纸 用3#图纸绘制 （1）带控制点的工艺流程图1张； （2）精馏塔的工艺条件图1张； （3）再沸器的工艺条件图1张。 二 设计方案确定及流程说明 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的形式，可以分为填料塔和板式塔。板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分接触操作。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大（2）分离效率高（3）操作弹性大（4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等。 本设计的任务为分离乙醇—水二元混合物，采用连续精馏流程。本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。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之中。回流比根据经济核算得到，且最适宜回流比与最小回流比的关系范围为 。塔底采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 1) 塔板类型选择 浮阀塔的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可以随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，塔板效率高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物性时，阀片易于塔板粘结，故操作过程中有时会发生阀片脱落和卡死等现象，导致塔板效率下降。但乙醇—水物系属于不易结焦、低粘度物系，因而不存在上述问题。综合考虑各类塔板的优缺点和待分离物系特点，确定选择浮阀塔，类型为常用的F1型。 2) 回流比的选择 回流比关系着设备的投资费用和运行费用。如图1，当回流比为最小回流比Rmin时，对应的理论板数NT为∞，相应的投资费用亦无限大；此时，回流比略微增大，理论板数NT迅速减少，投资费用也迅速减少；当回流比增至一定程度时，其对NT和投资费用的影响已不明显（曲线3）。而随回流比的增大，冷凝器和再沸器的负荷增加，故操作费用增加（曲线2），而此时冷凝器和再沸器的传热面积以及塔的直径和塔盘也要相应增大，这些又使设备费用增加。所以存在一个费用最小的点，与此对应的即为适宜的回流比Ropt。设计中根据不同的回流比，使年平均投资费用和操作费用之和最少，此回流比即为最适宜回流比Ropt。 3) 操作压力的选择 条件设定塔顶操作压力为常压，不需设置真空设备或加压设备。塔底压力略高于常压，但非常压下物系平衡数据较难获得，故在计算过程中不考虑压力变化引起的物系组成变化和温度变化，这是本设计的一个不足之处。 4) 进料热状况的选择 本设计采用泡点进料，此时，进料热状态参数q=1，精馏段和提馏段气体摩尔流量相同，体积流量也相近，塔径基本相同。 5) 加热方式的选择 本设计采用间接蒸汽加热，塔底设再沸器，加热蒸汽温度120℃。 6) 能量的利用问题 精馏塔塔底再沸器输入的能量大部分被塔顶冷却剂带走，能量利用率较低，故利用温度较高的产品（乙醇）或副产品（水）以及冷凝后的加热蒸汽对原料液进行余热，也可通过别的方式利用余热。 三 精馏塔工艺设计 （说明：本说明书中各数值取2~3位有效数字，实际计算过程为计算机软件计算，基本不存在有效数字的选取，故本说明书中计算过程等号两边可能存在不相等的情况，以等号右侧数据为准） 1 全塔物料衡算 1.1 原料液 质量组成（乙醇，下同） 摩尔组成 质量流量 平均摩尔质量 摩尔流量 1.2 塔顶采出液 质量组成 摩尔组成 质量流量 平均摩尔质量 摩尔流量 1.3 塔底采出液 质量流量 质量组成 摩尔流量 摩尔组成 平均摩尔质量 2 塔内混合液物性计算 2.1 温度 常压下乙醇—水物系的平衡数据见表2，利用拉格朗日插值法(或安托因方程)求的各点温度。 表2 常压下乙醇—水物系气液平衡组成(摩尔%)与温度关系 温度/℃ 液相 气相 温度/℃ 液相 气相 温度/℃ 液相 气相 100 0 0 82.7 23.37 54.45 79.3 57.32 95.5 1.90 17.00 82.3 26.08 55.80 78.74 67.63 73.85 89.0 7.21 38.91 81.5 32.73 59.26 78.41 74.72 78.15 86.7 9.66 43.75 80.7 39.65 61.22 78.15 89.43 89.43 85.3 12.38 47.04 79.8 50.79 65.64 84.1 16.61 50.89 79.7 51.98 65.99 进料温度（泡点） （℃） 塔顶温度（露点） (℃) 塔底温度（泡点） (℃) 精馏段平均温度 (℃) 提馏段平均温度 (℃) 2.2 密度 已知：混合液密度 (1) 混合气密度 (2) 2.2.1 平均摩尔质量 精馏段 (℃) 液相组成 气相组成 所以 提馏段 (℃) 液相组成 气相组成 所以 2.2.2 液相质量组成 精馏段 提馏段 2.2.3 纯物质密度 不同温度下乙醇和水的密度见表3 表3 不同温度下乙醇和水的密度 温度/℃ ρ乙醇 ρ水 温度/℃ ρ乙醇 ρ水 80 735 971.8 95 720 961.85 85 730 968.6 100 716 958.4 90 724 965.3 精馏段 (℃) 乙醇 水 提馏段 (℃) 乙醇 水 2.2.4 液相密度 精馏段 提馏段 2.2.5 气相密度 精馏段 提馏段 2.3 表面张力 二元有机物—水溶液表面张力可用下式计算 公式 (3) 式中，下标w和o分别代表纯水和纯有机物，上标σ代表表面层， 和 分别代表水和有机物在表面层内的比体积分数，由下列诸式联立求出： (4) (5) (6) (7) 而体积分数 和 分别为 (8) (9) 式中，q为与有机物特征和大小有关的常数，对于乙醇，q=2。 不同温度下乙醇和水的表面张力见表4 表4 不同温度下乙醇和水的表面张力 温度(℃) 70 80 90 100 乙醇表面张力(mN/m) 18 17.15 16.2 15.2 水表面张力(mN/m) 64.3 62.6 60.7 58.8 精馏段 (℃) 表面张力： 乙醇 水 摩尔体积： 乙醇 水 体积分数： 乙醇 水 ∴ 联立解得 提馏段 (℃) 表面张力： 乙醇 水 摩尔体积： 乙醇 水 体积分数： 乙醇 水 ∴ 联立解得 2.4 粘度 纯物质粘度根据公式(10)求的 (10) 乙醇和水的方程常数见表5 表5 液体粘度数据关联 　 A B C D 水 -24.71 4209 0.04527 -3.38E-05 乙醇 -6.21 1614 6.81E-03 -1.13E-05 精馏段 (℃) 根据公式(10)， ， 提馏段 (℃) 根据公式(10)， ， 2.5 相对挥发度 精馏段 提馏段 3 适宜回流比 3.1 最小回流比 根据表2，用AutoCAD软件作出常压下乙醇—水物系的x-y图（图2），过塔顶采出点D作平衡曲线的切线，交y轴与（0,35.62），故最小回流比 3.2 塔内物料流量 取实际回流比 精馏段 摩尔流量： 质量流量： 体积流量： 提馏段 摩尔流量： 质量流量： 体积流量： 3.3 理论塔板 理论塔板的计算，可根据逐板计算法、图解法或吉利兰关联法求得。乙醇—水物系为非理想体系，不能采用逐板计算法；利用图解法工作量大，不利于回流比的优化，且误差较大；利用吉利兰关联法速度快，且精度较高。本设计中利用图解法求得最小理论塔板，利用吉利兰关联法求得理论塔板数。 3.3.1 最小理论塔板 当塔不进料，塔顶和塔底均没有采出时，回流比 ，此时操作线与对角线重合，用AutoCAD过塔顶采出点D作阶梯，如图3，求得最小理论塔板数为8，精馏段最小理论塔板数为6（含进料板），提馏段最小理论塔板数为2（含再沸器）。（注：本设计中塔底采出浓度很低，在下图中由于精度不够，理论塔板数为7，实际有一块看不到，理论塔板数为8） 3.3.2 理论塔板数 理论塔板数由公式(11)关联得出 (11) 故，精馏段理论板数 （含进料板） 提馏段理论半数 （含再沸器） 3.3.3 塔板效率 本体系为非理想体系，故根据公式(12)分别精馏段和提馏段分别计算塔板效率。 (12) 精馏段 提馏段 3.3.4 实际塔板数 在计算理论塔板时，进料板在精馏段范围内，但实际进料板属于提馏段，故在计算实际板数时，要考虑进料板的归属。本设计中，进料板为第25块板。 精馏段 提馏段 （包括进料板，不含再沸器） 总板数 （不含再沸器） 3.4 塔径的初步计算 塔径的设计以避免塔内气液两相的异常流动为原则，即使他的空塔气速低于发生过量液沫夹带液泛的气速，然后，根据空塔气速计算塔径。 精馏段 气液流动参数 塔板间距 由费尔关联图，可得 泛点气速 安全系数取0.7，安全气速 塔经 圆整 （说明：本设计说明书是在塔计算基本完成后编写的，故本圆整结果实际为进行流体力学校准后的结果，若按0.7m计算，则塔内气液流动状况不佳，包括塔板间距，也是校核后的结果，可能与经验不符。此外，前一部分回流比的选择也是经济校核后的最适宜回流比。） 提馏段 气液流动参数 塔板间距 由费尔关联图，可得 泛点气速 安全系数取0.7，安全气速 塔经 圆整 塔截面积 3.5 最适宜回流比 根据表1所给的方法进行经济核算 3.5.1投资费用 精馏塔投资费： （万元/年） 冷凝器投资费： （万元/年） 再沸器投资费： （万元/年） 总投资费： （万元/年） 3.5.2操作费用 3.5.2.1质量汽化热 对于乙醇，汽化热用公式(13)求得 (13) 对于水，不同温度下水的汽化热见表6，由插值法求得 表6 不同温度下水的汽化热 T(℃) 70 75 80 85 90 95 100 r(kJ/kg) 2331.2 2319.5 2307.8 2295.2 2283.1 2270.9 2258.4 塔顶 (℃) 乙醇 水 混合液 塔底 (℃) 乙醇 水 混合液 3.5.2.2 冷却剂费用 冷却剂为25℃水，单价0.3元/吨，温升10℃，平均比热容cp=4.174kJ/(kg·K) 冷却剂用量： 冷却剂费用： （万元/年） 3.5.2.3 加热剂费用 加热剂为120℃水蒸汽，单价160元/吨，汽化热r=2205.2kJ/kg 加热剂用量： 加热剂费用： （万元/年） 3.5.2.4 操作费用 （万元/年） 3.5.3 总费用 （万元/年） 3.5.4 最适宜回流比 取R=1.3~2.5，按上述方法进行经济核算，得到回流比与总费用的关系，见图4，表7，则最适宜回流比为1.7。此时R=1.37Rmin。 表7 回流比—总费用关系表 回流比 投资费用 操作费用 总费用 2.5 1067732 2812342 3880074 2.4 1141180 2731990 3873170 2.3 1141180 2651637 3792817 2.2 1177904 2571284 3749188 2.1 1214628 2490932 3705559 2 1251352 2410579 3661931 1.9 1288076 2330226 3618302 1.8 1361524 2249874 3611397 1.7 1434971 2169521 3604493 1.6 1545143 2089169 3634312 1.5 1655315 2008816 3664131 1.4 1875659 1928463 3804122 1.3 2242898 1848111 4091009 4 溢流装置 本设计中，由于处理量和物系的关系，若采用普通弓形溢流板，堰上液头高度在核算过程中过低，故在溢流塔板上采用U形流型。 堰长： 出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液头高度有公式(14)求得。 (E=1) (14) 精馏段： 提馏段： 堰高： 降液管宽度及横截面积： 查图， ， 则， ， 降液管内停留时间： 精馏段： 提馏段： 降液管底隙高度： 底隙流速： 精馏段： 提馏段： 5 塔板布置与浮阀数目及排列 5.1 塔板分布 本设计中塔径为0.8m，且溢流板上为U形流型，采用分块是塔板，以便于人孔拆装塔板。 5.2 浮阀数目与排列 本设计采用F1型重阀，孔径 ，取浮阀动能因子 精馏段 孔速： 每层塔板上浮阀数目： 取边缘区宽度 ，安定区宽度 ，实际浮阀数44，孔中心距75mm，采用正三角形叉排，塔板布置如图5。 重新核算孔速和动能因子： 孔速： 浮阀动能因子： ，在9~13之间 开孔率： 提馏段 孔速： 每层塔板上浮阀数目： 取边缘区宽度 ，安定区宽度 ，实际浮阀数40，孔中心距75mm，采用正三角形叉排，塔板布置如图6。 重新核算孔速和动能因子： 孔速： 浮阀动能因子： ，在9~13之间 开孔率： 6 塔板流体力学计算 6.1 塔板压降 精馏段 a.​ 干板阻力 由式(15)确定临界流速 (15) 解得： ， ，故 干板阻力 b．板上液层阻力 气体动能因子 ，充气系数 板上液层阻力 c. 总阻力 液体表面张力阻力可以忽略，故 提馏段 a.​ 干板阻力 临界流速 ， ，故 干板阻力 b．板上液层阻力 气体动能因子 ，充气系数 板上液层阻力 c. 总阻力 6.2 降液管液泛校核 为了防止降液管中液体发生液泛现象，应控制降液管内清液层高度 ， 精馏段 塔板阻力 流动阻力 板上清液层高 ， 提馏段 塔板阻力 流动阻力 板上清液层高 ， 6.3 液沫夹带 本设计中控制泛点率在0.8以内，来避免过量液沫夹带。 泛点率通过公式(16)计算 (16) 物性系数K=1，对于U形流型塔板， 液相流程长 液流面积 精馏段 根据气相密度与塔板间距，由泛点负荷因子关联图（图7），得 泛点负荷因子 泛点率 提馏段 泛点负荷因子 泛点率 7 塔板性能负荷图 7.1 液沫夹带上限线 按泛点率为0.8确定气液流量关系，求出液沫夹带线方程，并作出液沫夹带上限线。 精馏段 提馏段 7.2 降液管液泛线 根据 ，降液管液泛线方程为公式(17) (17) 精馏段 提馏段 7.3 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3--5s，取降液管内停留时间5s为液相负荷上限，则 精馏段 提馏段 7.4 液相负荷下限线 取堰上液头高度为0.006m作为液相负荷下限条件，即 精馏段 提馏段 7.5 气相负荷下限线 对于F1型重阀，以 作为规定气体最小负荷的 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 ，则 精馏段 提馏段 7.6 塔板负荷性能图 根据7.1—7.5计算结果，作出塔板负荷性能图。 精馏段 图8 在图中做出精馏段的操作点，如图，连接操作点与原点，交负荷性能图于两点，并由此确定气相负荷上限 ，气相负荷下限 ，操作弹性 。 提馏段 图9 在图中做出精馏段的操作点，如图，连接操作点与原点，交负荷性能图于两点，并由此确定液相负荷上限 ，液相负荷下限 ，操作弹性 。 8 塔高度确定 8.1 裙座 本设计中选用圆筒形裙座，裙座上部直径与塔径相同为800mm，下部直径取塔径的1.5倍，为1200mm，裙座高度取1500m。 8.2 人孔 人孔是安装和检修人员进出塔的惟一通道，人孔的设置应便于人进入任一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，但人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔10-20块塔板才设一个人孔，本塔总共37块板，需设置3个人孔，分别在第8、9层，第19、20层，第29、30层。每个孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距为600mm，裙座上应开设2个人孔，直径450mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒装和磨圆，人孔法兰的密封形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。 8.3 顶部空间 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，顶部空间高度为1.5m。 8.4 底部空间 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底封头的直线距离，釜液停留时间取5min，釜液高度 ,取塔底页面至最下层塔板距离1m，故塔底高度1.5m。 8.5 进料板 进料板板间距取600mm。 8.6 塔体总高 四 再沸器设计 1. 选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力：101.325Kpa（绝对压力） 压力降 塔底压力： Kpa（绝对压力） 再沸器壳程与管程的设计条件 壳程/加热蒸汽 管程/釜液 温度/℃ 120 99.5 压力（绝压）/Kpa 101.325 壳程冷液在定性温度120℃下的物性数据： 潜热 密度 粘度 热导率 管程流体在99.5℃下的物性数据： 潜热 液相定压比热容 粘度：液相 蒸汽压曲线斜率 密度 液相 气相 表面张力 热导率 液相平均摩尔质量 2. 估算设备尺寸 （1）​ 用式 ，计算热流量： （2）​ 计算传热温差 假设传热系数 ，则可以用式 估算传热面积 为 （3） 拟用传热管规格为 ，则可用式 计算传热管数 为143 （3）​ 若将传热管按正三角形排列，可以用式 根据数据取b=14 管心距t=1.25 =31.25mm （4）​  计算壳径 为0.6 ，且取管程进口管直径 0.1 ，出口管直径 =0.2 3. 传热系数校核 （1）显热段传热系数 1）釜液循环量 设传热管出口汽化率 =0.0148（使用Excel试值得出），则循环流量 2）显热段传热管内表面传热系数 计算传热管内质量流量 计算雷诺数 普朗特数 > ,0.6< <160，显热段管长与管径之比大于50时，计算显热段传热管内表面传热系数 3）计算管外冷凝表面传热系数 计算蒸汽冷凝的质量流量 用式 计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量为 = 0.02664kg/(m·s) 用式 计算冷凝液膜的 = 449.64，符合要求 <2100 计算管外冷凝表面传热系数 4）污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧 = 0.00022，冷凝侧 = 0.00012，管壁热阻 = 0.000013 5）用式 计算显热段传热系数 =1140 W/(m2·K) （2）蒸发段传热系数 1) 用式 计算传热管内釜液的质量流量 当 =0.0148时，计算Lockhat-Martinell参数 由 及 ，查垂直管内流型图（Fair）得 =0.2； 当x=0.2 时，计算Lockhat-Martinell参数 再由 及 查垂直管内流型图（Fair）得 =1.0。 2）计算泡核沸腾压抑系数 计算泡核沸腾表面传热系数 3）计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数 4）计算沸腾表面传热系数 计算对流沸腾因子 计算两相对流表面传热系数 计算沸腾传热膜系数 计算沸腾传热系数 （3）显热段和蒸发段的长度 计算显热段长度 与传热管总长 的比值 所以， （4）传热系数 计算传热系数 实际需要传热面积为 = 24.970 （5）传热面积裕度 该再沸器传热面积合适 4. 循环流量的校核 （1）​ 循环系统的推动力 当 = 0.049 时，计算Lockhat-Martinell参数 计算两相流的液相分率 计算两相流平均密度 当 =0.0148时，用式计算Lockhat-Martinell参数 计算两相流的液相分率 计算两相平均密度 式 中 值，参照表3-19并根据焊接需要取为0.90，于是计算的循环系统的推动力为 =7742.51Pa （2）​ 循环阻力 1）管程进口管阻力 的计算 用式 计算釜液在管程进口管内的质量流速 =2251kg/(m2s) 用式 计算釜液在进口段内的流动雷诺数 =795417.3 计算进口管长度与局部阻力当量长度 计算进口管内流体流动的摩擦系数 计算管程进口管阻力 2） 传热管显热段阻力 的计算 用式 计算釜液在传热管内的质量流速 = 393.54kg/(m2·s) 用式 计算釜液在传热管内流动时的雷诺数 =27811.79 用式 计算进口管内流动的摩擦系数 = 0.0277 计算传热管显热段阻力 3）传热管蒸发段阻力 的计算 气相流动阻力 的计算 釜液在传热管内的质量流速 =393.54 kg/s 当 =0.00987， 用式 计算气相在传热管内的质量流量 =3.883 kg/(m2·s) 用式 计算气相在传热管内的流动雷诺数 =5883.18 用式 计算传热管内气相流动的摩擦系数 =0.0401 用式 计算传热管内气相流动阻力 =32.603Pa 液相流动阻力 的计算 用式 计算液相在传热管内的质量流速 =389.65 kg/(m2·s) 用式 计算液相在传热管内的流动雷诺数 =27537.38 用式 计算传热管内液相流动的摩擦系数 =0.0278 计算传热管内液相流动阻力 计算传热管内两相流动阻力 4） 蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 的计算 管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速） =393.54kg/s 计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数 计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 5）管程出口阻力 的计算 气体流动阻力 的计算 用式 计算管程出口管中汽、液相总质量流速 =62.53 kg/(m2·s) 用式 ， 计算管程出口气相质量流速 =0.6169 kg/(m2·s) 计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和 用式 计算管程出口管中气相质量流动雷诺数 =28043.15 用式 计算管程出口气相流动的摩擦系数 =0.028 计算管程出口管气相流动阻力 液体流动阻力 的计算 用 式计算管程出口管中液相质量流速 =61.91kg/(m2·s) 用式 计算管程出口管中液相质量流动雷诺数 =131261.53 用式 计算管程出口液相流动的摩擦系数 =0.0208 计算管程出口管液相流动阻力 计算管程出口两相流阻力 计算系统阻力 循环推动力 与循环阻力 的比值 循环推动力 略大于循环阻力 ，说明所设的出口汽化率 =0.0148基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。 五 辅助设备的设计 1 辅助容器的设计 容器填充系数取k=0.7 1.1进料罐（常温贮料） 在20℃时，水 乙醇 压力取1.24Mpa （绝对压力） 进料 ， 平均密度可得：1/（ ）=913.43kg/m3 进料质量流量 进料罐容积 其中 为停留时间，取4天， 圆整取 1.2回流罐（40℃） ，取停留时间为 所以 圆整后取 1.3​ 馏出产品罐 取产品停留时间为5天，即 =120 h ，所以 圆整为225 。 1.4​ 釜液罐 取停留时间为5天，即 =120 h ，所以 圆整取 。 2 传热设备的设计 2.1 进料预热器 用90℃热水为热源，出口约为70℃，走壳程； 料液由20℃加热至83.9℃，走管程； 传热温差 管程液体流率 管程流体焓变 传热量 壳程水焓变 壳程水流率 假设传热系数 传热面积 圆整后取 。 2.2 塔顶冷凝器 拟用25℃水为冷却剂，出口温度为35℃，走壳程； 管程温度为78.33℃。 管程流率 取潜热 传热速率 假设传热系数 作为传热面积 圆整后取 2.3 塔顶产品冷却器 用25℃水做为冷却剂，出口温度为35℃,走壳程； 管程温度由78.33℃降至40℃。 管程流率 取潜热 传热速率 假设传热系数 作为传热面积 圆整后取 2.4 釜液冷却器 用25℃水做为冷却剂，出口温度为35℃，走壳程 管程温度由99.5℃降至40℃ 管程流率 取潜热 传热速率 /s 假设传热系数 作为传热面积 圆整后取 3．泵的设计 3.1进料泵(两台，一用一备) 取液体流速：u=0.5m/s = / =0.00065 m3/s 取d=40mm 液体粘度 取ε=0.2 相对粗糙度：ε/d=0.005 查得：λ=0.02 取管路长度：l=100m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个 管内为湍流， =0.04 =0.69+0.98=1.67 取 则 = 2.26m3/h 选取泵的型号：P 扬程：9.5～100m 流量：0.3～240m3 /h 3.2回流泵（两台，一备一用） 取液体流速：u=0.4m/s 液体密度： kg/ m3 qVL’ = qmL / =0.0019m3/s 液体粘度 取ε=0.2 相对粗糙度：ε/d=0.0018 查得：λ=0.03 取管路长度：l=100m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个 取 则 qVL = 13.2m3/h 选取泵的型号为SJA，扬程为17--220 m ，流量为 5--900 m3 /h 3.3釜液泵（两台，一备一用） 取液体流速：u=0.1m/s 液体密 度： kg/ m3 qVW = qMw / s =0.00041m/s 液体粘度 取ε=0.2 相对粗糙度：ε/d=0.0027 查得：λ=0.029 取管路长度：l=40m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个 取 则 qVLh = 1.51m3/h 该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停止工作时，需要使用。 选取泵的型号：CQ 扬程：1.2～32m 流量：0.2～50m3 /h 4．管路设计 4.1 进料管线 取料液流速 u=0.5m/s ，体积流量V=6.86 则 =0.127m 取管子规格Ф165×5。其内径为0.155. 4.2塔顶蒸汽管 取原料流速：u=10m/s 体积流量 则 =0.25m 取管子规格Ф300×10. 其内径为0.28m，其实际流速为 u= =7.8m/s 4.3 塔顶产品管 取原料流速u=0.5m/s，其体积流量 V= ; 则 =0.035m 取管子规格Ф48×3.5. 4.4 回流管 取原料流速 u=1m/s 体积流量V= ; 则 =0.05m 取管子规格Ф60×3.5 4.5 釜液流出管 取釜液流速 u=0.5m/s 体积流量 V= ; 则 =0.031m 取管子规格Ф45×3.5 4.6 仪表接管 选管规格 Ф25×2.5 4.7 塔底蒸气回流管 取回流液流速 u=10m/s 体积流量 V= 则 =0.26m 取管子规格Ф300×10. 其内径为0.28m，其实际流速为 u= =7.9m/s 六 控制方案 精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。 将本设计的控制方案列于下表 序号 位置 用途 控制参数 介质物性ρL(kg/m3) 1 FIC-01 进料流量控制 0~3000kg/h 水/乙醇 ρL=901.09 2 FIC-02 回流定量控制 0~2000kg/h 水/乙醇 ρL=774.88 3 PIC-01 塔压控制 0~0.2MPa -- - 4 HIC-02 回流罐液面控制 0~1m 水/乙醇 ρL=774.88 5 HIC-01 釜液面控制 0~1m 水/乙醇 ρL=945.88 6 TIC-01 釜温控制 90~120℃ 水/乙醇 ρL=945.88 七 设计心得与体会 历时三个星期的时间，终于完成了我们组的化工原理课程设计。 首先，我感觉到课程设计锻炼了我们搜索有用信息的能力，各种状态下的物性参数都要亲自去查出来，翻阅文献，查找资料，在这一步步的设计准备过程中，自己的能力也在不断的提高。 而且在设计过程中，我们深深体会到实际情况的复杂性。课程设计的内容来源于书本，又高于书本，因为要考虑很多实际状态，而不是书本上最常见的理想状态了。总有一天我们都会毕业，要面临的就是这些实际状态下的情况，这次设计过程就训练了我们面对这些不理想状态的应对能力。 因为是组队一起做这个课程作业的，所以在完成各自分配任务的时候，团队合作的意识慢慢提高，大家能很好配合，最终圆满完成这次设计任务。 最后感谢肖老师在课程设计过程中，为我们孜孜不倦的解答各种问题。 八 组员分工 附录一 主要符号说明 符号 意义与单位 符号 意义与单位 A 塔板上方气体通道截面积 m2 Z 塔高 m Aa 塔板上有效传质区面积 m2 α 相对挥发度 Ad 降液管截面积 m2 Fa 气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2) AT 塔截面积 m2 Nt 理论塔板数 b 液体横过塔板流动时的平均宽度 m Np 实际塔板数 bc 塔板上边缘宽度 m n 浮阀个数 bd 降液管宽度 m p 系统总压力 kPa 组分分压 kPa bs 塔板安定区宽度 m -Δpf 塔板阻力降 Pa C 计算液泛速度的负荷因子 Φ 热负荷 w(kw) C20 液体表面张力20mN/m时的负荷因子 qnD 馏出液摩尔流量 kmol/h D 塔径 m qnF 进料摩尔流量 kmol/h do 浮阀孔直径 m qm 质量流量 kmol/h ET 塔板效率 液流收缩系数 qnL 液相摩尔流量 kmol/h qVLs 液相体积流量 m3 /s qnv 气相摩尔流量 kmol/h qVVh 气相体积流量 m3 /h qnW 釜液摩尔流量 kmol/h qVVs 气相体积流量 m3 /s qVLh 液相体积流量 m3 /h R 回流比 hσ 克服液体表面张力的阻力 m r 摩尔汽化潜热 kj/kmol how 堰上方液头高度 m T 热力学温度 K hw 堰高 m t 摄氏温度 ℃ K 相平衡常数 FLV 两相流动参数 k 塔板的稳定性系数 hd 液体流过降液管底隙的阻力m lw 堰长 m Hd 气相摩尔焓 kj/kmol M 摩尔质量 kg/kmol H’d 降液管内清液层高度 m ρ 密度 kg/m3 Hf 降液管内泡沫层高度 m σ 液体表面张力 mN/m HT 塔板间距 m τ 时间 s hf 塔板阻力（以清液层高度表示 m） Φ 降液管中泡沫层的相对密度 ht 塔板上的液层阻力（以清液层高度表示 ）m φ 浮阀的开孔率 ho 干板阻力 （以清液层高度表示）m hb 降液管底隙 m h’o 严重漏液时的干板阻力m u 设计或操作气速 m/s u’o 严重漏液时相应的筛孔气速 m/s ua 通过有效传质区的气速 m/s x 液相摩尔分数 uf 液泛气速 m/s y 气相摩尔分数 uo 阀孔气速 m/s 下标 A.B 组分名称 min 最小 o 乙醇 max 最大 w 水 n 塔板序号 c 冷却水 opt 适宜 D 馏出液 q 精馏段、提馏段交点 e 平衡 s 秒 F 进料 R 再沸器 h 小时 V 气相 L 液相 W 釜液 1 精馏段 2 提馏段 附录二 参考资料 1.​ 《化工单元过程及设备课程设计》，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，2002年。 2.​ 《化学化工物性数据手册》（有机卷），刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。 3.​ 《化工物性算图手册》，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。 4.​ 《石油化工基础数据手册》，卢焕章，刘光启、马连湘、刘杰主编,化学工业出版社，1982年。 5.​ 《石油化工基础数据手册》（续篇），马沛生，化学工业出版社，1993年。 6.​ 《石油化工设计手册》，王松汉，化学工业出版社，2002年。 附录三 塔计算结果表 （1）操作条件及物性参数 操作压力：塔顶 0.101 MPa（绝压） 塔底 0.124 MPa（绝压） 操作温度：塔顶 78.28 ℃ 塔底 99.45 ℃ 名称 精馏段 提馏段 气相密度（Kg/m3） 1.203 0.893 液相密度（Kg/m3） 814.44 925.86 气相体积流率（m3/h） 1729.69 1780.07 液相体积流率（m3/h） 1.301 2.996 液相表面张力（dyn/cm） 21.65 36.93 (2) 塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果 名称 精馏段 提馏段 塔内径D（m） 0.8 0.8 板间距HT（m） 0.4 0.4 液流型式 U形流型 U形流型 降液管截面积与塔截面积比Ad/AT 0.0264 0.0264 出口堰堰长lw（m） 0.241 0.241 弓形降液管宽度bd（m） 0.081 0.081 出口堰堰高hw（mm） 50 50 降液管底隙hb（mm） 20 20 边缘区宽度bc（mm） 50 50 安定区宽度bs（mm） 50 50 板厚度b（mm） 4 4 浮阀个数 44 40 浮阀直径（mm） 39 39 开孔率（%） 10.4 9.5 空塔气速u（m/s） 0.98 1.01 泛点率u/uf 0.58 0.53 动能因子F0 10.03 9.78 孔口流速U0（m/s） 9.14 10.35 降液管流速Ub（m/s） 0.075 0.173 稳定系数k 2.01 1.96 溢流强度uL（m3/mh） 5.40 12.43 堰上液层高度how（mm） 0.009 0.023 每块塔板阻力hf（mm） 0.071 0.076 降液管清液层高度Hd（mm） 0.131 0.153 降液管泡沫层高度Hd/Ø(mm) 0.262 0.306 降液管液体停留时间ι（s） 14.7 6.4 底隙流速ub（m/s） 0.075 0.173 气相负荷上限（m3/s） 0.67 0.65 气相负荷下限（m3/s） 0.24 0.25 操作弹性 2.79 2.6 附录四 管路计算结果表： 名称 管内液体流速（m/s） 管线规格（mm） 进料管 0.5 Ф165×5 塔顶蒸气管 1 Ф300×10 塔顶产品管 0.5 Ф48×3.5 回流管 1 Ф60×3.5 釜液流出管 0.5 Ф45×3.5 仪表接管 / Ф25×2.5 塔底蒸气回流管 1 Ф300×10 附录五 再沸器主要结构尺寸和计算结果表 管程 壳程 物料名称 进口 乙醇—水塔底釜液 水蒸气 出口 乙醇—水混合液 液态水 流量 Kg/h 进口 1076.6 1576.8 出口 1076.6 1576.8 操作温度 ºC 进口 98.5 120 出口 78.32 120 操作压力KPa 123.88 198.6 定性温度ºC 99.5 120 液 体 密度kg/m3 963.8 1.12 导热系数W/m●ºC 0.683 0.686 热容kJ/kg●ºC 4.2 4.2 粘度mPa●S 0.283 0.237 表面张力N/m 0.0588 0.0597 气化潜热kJ/kg 2230.89 2187.5 气 体 密度kg/m3 0.873 1.12 导热系数W/m●ºC ---- 0.682 热容kJ/kg●ºC ---- 0.77 粘度mPa●S 0.0132 0.014 气化潜热kJ/kg 2230.89 2187.5 设 备 结 构 参 数 形式 立式热虹吸 台数 1 壳体内径mm 600 壳程数 1 管径mm 20 管心距mm 31.25 管长mm 3000 排列方式 正三角形 管数目（根） 143 折流板数（个） ---- 传热面积m2 24.97 折流板间距mm ---- 管程数 1 材质 铸钢 主要计算结果 管程 壳程 传热膜系数W/m2●ºC 1710.9 8820.9 污垢热阻m2●ºC /w 0.00009 0.000052 阻力损失KPa 20.18 热负荷kW 654.19 传热温差ºC 20.5 总传热系数W/m2●ºC 1360 裕度% 34.87 备注 部分参数没在设计计算中用到，故表中没有涉及