新版化工原理课程设计精馏塔详细版模板.doc

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广西大学化学化工学院
化工原理课程设计任务书

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设计时间:

设计题目: 乙醇——水筛板精馏塔工艺设计
( 取至南京某厂药用酒精生产现场)
设计条件: 1. 常压操作, P=1 atm( 绝压) 。
2. 原料来至上游的粗馏塔, 为95——96℃的饱和蒸汽。因沿
程热损失, 进精馏塔时原料液温度降为90℃。
3. 塔顶产品为浓度92.41%( 质量分率) 的药用乙醇, 产量为
40吨/日。
4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%( 质量分
率) 。
5．塔釜采用饱和水蒸汽加热( 加热方式自选) ; 塔顶采用全凝
器, 泡点回流。
6．操作回流比R=( 1.1——2.0) Rmin。

设计任务: 1. 完成该精馏塔工艺设计, 包括辅助设备及进出口接管的计
算和选型。
2．画出带控制点的工艺流程图, t-x-y相平衡图, 塔板负
荷性能图, 筛孔布置图以及塔的工艺条件图。
3．写出该精流塔的设计说明书, 包括设计结果汇总和对自己
设计的评价。

指导教师: 时间

1设计任务

1.1 任 务
1.1.1 设计题目 乙醇—水筛板精馏塔工艺设计( 取至南京某厂药用酒精生产现场)

1.1.2 设计条件 1.常压操作, P＝1 atm( 绝压) 。
2．原料来至上游的粗馏塔, 为95－96℃的饱和蒸气。因沿程热损失, 进精馏塔时原料液温度降为90℃。
3．塔顶产品为浓度92.41%( 质量分率) 的药用乙醇, 产量为40吨/日。
4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03％(质量分率)。
5．塔釜采用饱和水蒸气加热( 加热方式自选) ; 塔顶采用全凝器, 泡点回流。
6．操作回流比R=(1.1—2.0) 。
1.1.3 设计任务
1.完成该精馏塔工艺设计, 包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。
2．画出带控制点的工艺流程示意图, t-x-y相平衡图, 塔板负荷性能图, 筛孔布置图以及塔的工艺条件图。
3．写出该精馏塔的设计说明书, 包括设计结果汇总和对自己设计的评价。
1.2 设计方案论证及确定

1.2.1 生产时日
设计要求塔日产40吨92.41%乙醇, 工厂实行三班制, 每班工作8小时, 每
天24小时连续正常工作。
1.2.2 选择塔型
精馏塔属气—液传质设备。气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大, 由板式塔与填料塔比较[1]知: 板式塔直径放大时, 塔板效率较稳定,且持液量较大, 液气比适应范围大, 因此本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的, 它与泡罩塔相比较具有下列优点: 生产能力大10-15%, 板效率提高15%左右, 而压降可降低30%左右, 另外筛板塔结构简单, 消耗金属少, 塔板的造价可减少40%左右, 安装容易, 也便于清洗检修[2]。因此, 本设计采用筛板塔比较合适。
1.2.3 精馏方式
由设计要求知, 本精馏塔为连续精馏方式。
1.2.4 操作压力
常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、 减压设备费用和操作费用, 提高经济效益, 在条件允许下常采用常压操作, 因此本精馏设计选择在常压下操作。
1.2.5加热方式
在本物系中, 水为难挥发液体, 选用直接蒸汽加热, 可节省再沸器。
1.2.6 工艺流程
原料槽中的原料液先由离心泵送到预热器预热, 再进精馏塔, 精馏塔塔顶蒸汽经全凝器冷凝, 泡点回流, 塔顶产品输送进乙醇贮存罐, 而再沸器则加热釜液, 塔釜产品流入釜液贮存罐。
2 筛板式精馏塔的工艺设计
2.1 精馏塔的工艺计算
2.1.1 乙醇和水的汽液平衡组成
相对挥发度的计算:
塔顶产品浓度为92.4%, 因此, 可近似看成纯乙醇溶液; 同理, 塔底浓度为0.02%可近似看成纯水溶液。因此, 塔顶温度为乙醇沸点为78.3oC, 塔底温度为水的沸点96.0oC
表2-1查得: 不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示:
液相摩尔
分数x
气相摩尔分数y
温度/℃
液相摩尔
分数x
气相摩尔分数y
温度/℃
0.00
0.00
100
0.3273
0.5826
81.5
0.0190
0.1700
95.5
0.3965
0.6122
80.7
0.0721
0.3891
89.0
0.5079
0.6564
79.8
0.0966
0.4375
86.7
0.5198
0.6599
79.7
0.1238
0.4704
85.3
0.5732
0.6841
79.3
0.1661
0.5089
84.1
0.6763
0.7385
78.74
0.2337
0.5445
82.7
0.7472
0.7815
78.41
0.2608
0.5580
82.3
0.8943
0.8943
78.15
根据以上数据画出以下乙醇-水的t-x( y) 相平衡图, 以及乙醇-水的x-y图

② 经过试差法求出塔顶、 塔底、 进料处、 加料板的乙醇气相组成

解得 X进料板=0.0639
Y进料板=0.355
③计算塔顶、 塔底、 进料处相对挥发度
计算公式为:

Y顶=0.8292

X顶=0.8094

塔顶: α顶=1.123
塔底: α底=8.957
加料板: α加料板=8.063
④计算乙醇－水的平均相对挥发度:
乙醇－水的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示, 本设计中使用各温度下的几何平均值来表示。
α=232

2.1.2全塔物料衡算
原料液中: 设 A组分－乙醇; B组分－水
查和得:
乙醇的摩尔质量: M乙=46.07 kg/kmol
水的摩尔质量: M水=18.02 kg/kmol

因为入口的原料液是上游为95——96℃的饱和蒸汽冷却至90oC所得, 因此, x F的液相组成就是95.5 oC的气相组成。经查表得, 95.5 oC的饱和蒸汽进料液的摩尔组成为:
x F = 0.17
根据产量和所定工作时间, 即日产40吨92.41%乙醇, 每天24小时连续正常工作, 则
原料处理量: D=

求q值
由表2-1乙醇-水的平衡数据用内差法求得原料进入塔时{90℃时}的气液相组成为: =0.0639 =0.3554
由 F= L + V 和 F = L + V 得 L = 125.26( kmol/h) ,
∴q = L /F = 0.6360
则: q线方程为 y = = -1.747x+0.467
塔顶和塔釜温度的确定
由t-x-y图可知: 塔顶温度t=78.30℃, 塔底温度t= 96.00℃,

△t=1/2(tD+tw)=87.15℃

回流比和理论塔板的确定
用内差法求得进料板的气液相组成( 90℃进料)
进料板位于平衡线上,则:

R=1.5*Rmin=1.5*1.618=2.427
操作方程的确定
精馏段:

提馏段:

提镏段操作线方程:

相平衡方程为:

板效率及实际塔板数的确定

( 1) 求αμL
平均温度 =87.15 (C)下
μA= 0.449mpas μB=0.3281 mpas
则μL=xFμA＋( 1－xF) μB
=0.17×0.449＋( 1－0.17) ×0.3281
=0.3487mpas
αμL=2.35×0.3487=0.8194
( 2) 求板效率ET
由αμL=0.8194, 由《化工原理(下)》164页图10-20查得 ET=51%, 偏低; 实际工作ET有所提高,因此取ET =70%.
( 3) 求实际板数
由 得
精馏段实际板数: N精 =21/0.70=30( 块)
提馏段实际板数: N提 =7/0.70=10( 块)
全塔板数: N=40块
2.2 精馏段物性衡算
2.2.1物料衡算

操作压强 P = 101.325
温度 t t=78.30C t=90C t=96.00C
t=C
定性组成
(1)塔顶 y= X= 0.826 查平衡曲线得到 x=0.810
(2)进料 y=0.355 x=0.0639
平均分子量 查附表知:
(1)塔顶: =0.82646.07+(1-0.826)18.02=41.189( )
=0.81046.07+(1-0.810)18.02=40.730( )
(2)进料: =0.35546.07+(1-0.355)18.02=27.978( ) =0.063946.07+(1-0.0639)18.02=19.810( )
平均分子量===34.584( ) ===30.270()
平均密度 由和: 1/=a/+a/ A为乙醇 B为水
塔顶: 在78.30℃下: =744.289() =972.870()
=0.9241/744.289+( 1-0.9241) /972.870 则=758.716()
进料:在进料温度90℃下:
=729.9() =965.3()
a =
= 则=921.0()
即精馏段的平均液相密度=(758.716+921.0)/2=839.858()
平均气相密度==1.180()
液体平均粘度
液相平均粘度依下式计算:
(1) 塔顶: 查和中图表求得在78.3℃下: A是乙醇, B是水
=0.504; =0.367;
lg=0.826lg(0.504)+0.174lg(0.367)
则=0.477 ()
(2) 进料: 在90℃下:
=0.428 ; =0.3165。
lg=0.0639lg(0.428)+(1-0.0639)lg(0.3165)
则=0.3226 ()
=( +) /2=( 0.477+0.3226) =0.3998
液体表面张力
(1)塔顶: 查和求得在78.30℃下:

()
(2)进料: 在90℃下:

()
则 =(+)/2=(26.194+58.01)/2=42.102()
2.2.2气液体积流率的计算
由已知条件=138.828 =98.318 得

===1.131 ()
==()

2.3 塔和塔板主要工艺尺寸计算

2.3.1 塔板横截面的布置计算
塔径D的计算
参考化工原理下表10-1, 取板间距H=0.45m 0.06m
H-=0.45-0.06=0.39m
两相流动参数计算如下
=
=( ) ( ) =0.0236
参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得: C=0.083

==
u==2.567()
本物系不易起泡,取泛点百分率为80%, 可求出设计气速
= 0.8*u0.82.567=2.053()

根据塔设备系列化规格, 将圆整到D=1m 作为初选塔径, 因此
重新校核流速u

实际泛点百分率为

塔板详细设计 选用单溢流, 弓形降液管, 不设进口堰。
因为弓形降液管具有较大容积, 又能充分利用塔面积, 且单溢流液体流径长, 塔板效率高, 结构简单, 广泛用于直径小于2.2米的塔中。[4]
(1)溢流装置
取堰长=0.7D=0.7×1=0.7m, 选择平流溢流堰
出口堰高 ,已取=0.06
=2.84×E
由=3.544/=8.644
查化工原理下图10-48得: E=1.025
=2.84××1.025(3.544/0.7)2/30.00859m
=0.06-0.00859=0.0514m
取0.06是符合的。
∴hL=hW+hOW=0.06+0.00859=0.0686m
修正后hL对un影响不大,顾塔径计算不用修正.
(2) 降液管宽度Wd与降液管面积Af
由/D=0.7查化工原理下图10-40得:

∴ =0.149×1=0.149m

(3) 降液管底隙高度hO
因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体经过降液管底隙速度=0.07m/s.
过小,取ho=0.04m
(4)塔板布置 取安定区宽度W=0.08m, 取边缘区宽度W=0.04m

(3)筛板数与开孔率 初取, 呈正三角形排列
=3.0*6=18MM 依下式计算塔板上的开孔率
=10.1% 则每层塔板上的开孔面积为:

==
2.3.2 筛板能校塔流体力学校核
1板压降的校核
(1)干板压降相当的液柱高度
取板厚, ,查化工原理下图10-45得:
Co=0.74
m/s
hc=*=0.051=液柱
(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl

相应的气体动能因子
查化工原理下图10-46得: β=0.58
液柱
(3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度hσ
=
∴气体经过筛板压降相当的液柱高度即板压降: hp=hc+hL+hσ
本设计系常压操作, 对板压降本身无特殊要求。
液面落差
对于筛板塔, 液面落差很小, 且本设计的塔径和液流量均不大, 故可忽略液面落差的影响。

1 液沫夹带量的校核

汽
0.0369<0.1Kg液/Kg气
故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。

3 溢流液泛条件的校核
溢流管中的当量清液高度可由式 计算液体沿筛板流动时,阻力损失很小,其液面落差可忽略不计,即 。
已知: 86, ,

故降液管内的当量清液高度:

乙醇-水混合液不易起泡,取=0.6,则降液管内泡沫层高度:
不会产生溢流液泛。

液体在降液管内停留时间的校核
降液管内的停留时间 >5s
不会产生严重的气泡夹带。

4 漏液点的校核
漏液点的孔速为:

=
=9.155(m/s)
筛孔气速=
塔板稳定系数
表明具有足够的操作弹性。
根据以上各项流体力学验算, 可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。
2.4 精馏段塔板负荷性能图
注:以下计算常见得,E ~~经验计算,
取E=1.0 则=2/3

2.4.1 过量液沫夹带线
依下式计算: =3.2 (2-1)
式中: ===
=(h+h)==
令=0.1kg液/kg气, 由= 42.110, H=0.45
代入式(2-1)得: 0.1=()
整理得:
在操作范围中, 任取几个值, 根据上式算出值列于表2-3中:
表2－3

0.002
0.004
0.006
0.008

1.641
1.529
1.436
1.353
依表中数据在作出过量液沫夹带线(参见图2-1)

2.4.2溢流液泛线
由式 和 联立求解。

(1)
=( ) ( ) =( )

=( ) ( ) =

=( h+h) =

故 =++
=++ 0.0332

(2)=0.153( ) =( ) = 则:
++0.0332+0.0502+0.8462+195.2
整理得: =3.19-23.13L-3377.16L ( 2-18)
取若干值依(2-18)式计算值, 见表2-4, 作出液泛线
(参见2-1图)
表2-4

0．002
0．004
0．006
0．008

1.676
1.598
1.519
1.432

2.4.3液相上限线
取液体在降液管中停留时间为5秒。
则 ===( )
在=处作出垂线得液相负荷上限线, 可知在图上
它为与气体流量 V无关的垂直线。(参见图2-1)
2.4.4漏液线( 气相负荷下限线)
由 h=h+h=0.0502+0.8462,
u=代入下式求漏液点气速式:
u=4.4C

=4.40.74

将=0.0476 代入上式并整理得 3.256

V=0.154

据上式, 取若干个值计算相应值, 见表2-5, 作漏液线
(参见图2-1)

表2－5

0.002
0.004
0.006
0.008

0.420
0.440
0.456
0.470
2.4.5液相下限线
取平顶堰堰上液层高度=6, 作为液相负荷下限条件, 低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀。 则
h=2.8410E( )
0.006=2.84101.01( )
整理得:
在图上处作垂线即为液相下限线。(见图2-2)
2.4.6 操作线
P点为操作点, 其坐标为:
,
OP为操作线, OP与液泛线的交点对应气相负荷为Vs,ma; n,与漏夜线的交点对应气相负荷为Vs,min.可知:
精馏段的操作弹性=
图2-1

2.5 提馏段物性衡算
2.5.1物料衡算

操作压强 P = 101.325
温度 t t=78.30C t90C t=96.0C
t=C
定性组成
(1)塔斧 =0.OOO0782查相平衡图得到: =0.0014
(2)进料 y=0.355 x=0.0639
平均分子量 查附表知:
(1)塔斧: =0.001446.07+(1-0.0014)18.02=18.059( )
=0.000146.07+(1-0.0001)18.02=18.02( )
(2)进料: =0.35546.07+(1-0.355)18.02=27.99( ) =0.063946.07+(1-0.0639)18.02=19.81( ) 平均分子量===23.02( ) 18.92()
平均密度 由式: 1/=a/+a/
塔斧: 查和在96.0℃下: A乙醇 B水
=722.38() =961.16()
=0.0000782/722.38+(1-0.0000782)/961.16 则=961.135()
进料:在进料温度90℃下:
=729.9() =965.3()
a =
= 则=921.0()
即提馏段的平均液相密度=(961.135+921.0)/2=941.067()
平均气相密度===0.766()
液体表面张力
1) 塔釜: 查和得在96.0℃下:
σ=16.688 =58.99
σmv=0.0014*16.688+( 1-0.0014) *58.99=58.930()
(2) 进料: 查和得在90℃下:

()
则 =(+)/2=(58.930+58.01)/2=58.47( )
液体平均粘度
(3) 塔釜:
查和得在96.0℃下:
=0.391; =0.2977;
lg=0.0014lg(0.391)+0.9986lg(0.2977)
则=0.295()
(4) 进料:
查和得在90℃下:
=0.388 ; =0.290。
lg=0.0639lg(0.388)+(1-0.0639)lg(0.290)
则=0.3226 ()
= (+)/2 = (0.295+0.3226)/2 =0.309()

2.5.2气液体积流率的计算
由已知条件=70.11 =226.6 得
==0.562 ()

==0.00125()
2.6 塔和塔板主要工艺尺寸计算

2.6.1 塔板横截面的布置计算
塔径D的计算
参考化工原理下表10-1, 取板间距H=0.3m 0.06m
H-=0.3-0.06=0.24m
两相流动参数计算如下
=
=( ) ( ) =0.0780
参考化工原理(下)图10-42筛板的泛点关联得: C=0.06

==
u=0.0744( ) =2.607()
本物系不易起泡,取泛点百分率为80%, 可求出设计气速
=0.82.607=2.085()
Dt=m
由精馏段知, 将取到D=1m 作为初选塔径, 因此
重新校核流速u

un=(m/s)
实际泛点百分率为

塔板详细设计 选用单溢流, 弓形降液管, 不设进口堰。
因为弓形降液管具有较大容积, 又能充分利用塔面积, 且单溢流液体流径长, 塔板效率高, 结构简单, 广泛用于直径小于2.2米的塔中。[4]
(1)溢流装置
取堰长=0.7D=0.7×1=0.7m, 选择平流溢流堰
出口堰高 ,已取=0.06
=2.84×E
由=4.491/0.72.5=10.954
查化工原理下图10-48得: E=1.025
=2.84××1.025(4.491/0.7)2/3=0.0101m
=0.06-0.0101=0.0499m
取0.05是符合的。
∴hL=hW+hOW=0.05+0.0101=0.0601m
修正后hL对un影响不大,顾塔径计算不用修正.
(2) 降液管宽度Wd与降液管面积Af
由/D=0.7查化工原理下图10-40得:

∴ =0.149×1=0.149m

(3) 降液管底隙高度hO
因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体经过降液管底隙速度=0.07m/s.
过小,取ho=0.04m
(4)塔板布置 取安定区宽度W=0.08m, 取边缘区宽度W=0.04m

(3)筛板数与开孔率 初取, 呈正三角形排列
= 依下式计算塔板上的开孔率
=5.67% 则每层塔板上的开孔面积为:

== =1351孔
2.6.2 筛板能校塔流体力学校核
板压降的校核 气体经过筛板压降相当的液柱高度: hp=hc+hL+hσ
(1)干板压降相当的液柱高度
取板厚, ,查化工原理下图10-45得:
Co=0.74
m/s
hc=0.051=0.051=0.0341m液柱
(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl

相应的气体动能因子

查化工原理下图10-46得:
β=0.72
液柱
(3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度hσ
=
∴ 板压降 hp=hc+hL+hσ=0.0341+0.0433+0.00507=0.0825 m

本设计系常压操作, 对板压降本身无特殊要求。

1 液沫夹带量的校核

ev=kg液/Kg汽
0.037<0.1Kg液/Kg气
故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。

2 溢流液泛条件的校核
溢流管中的当量清液高度可由式 计算液体沿筛板流动时,阻力损失很小,其液面落差可忽略不计,即 。
已知: 01, ,

故降液管内的当量清液高度:

乙醇-水混合液不易起泡,取=0.6,则降液管内泡沫层高度:
不会产生溢流液泛。
液体在降液管内停留时间的校核
降液管内的停留时间 τ=〉5s
不会产生严重的气泡夹带。

漏液点的校核
漏液点的孔速为:
uow=4.4*0.74=10.42(m/s)
筛孔气速= (m/s)
塔板稳定系数 K=>(1.5-2.0)
表明具有足够的操作弹性。
根据以上各项流体力学验算, 可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。

2.7 提馏段塔板负荷性能图

注:以下计算常见得,E ~~经验计算,
取E=1.0 则=2/3

2.7.1 过量液沫夹带线
依下式计算: =3.2 (2-1)
式中: ===
=(h+h)==
令=0.1kg液/kg气, 由= 58.4710, H=0.3
代入式(2-1)得: 0.1=()
整理得:
在操作范围中, 任取几个值, 根据上式算出值列于表2-6中:
表2－6

0.002
0.004
0.006
0.008

0.89
0.77
0.66
0.57
依表中数据在作出过量液沫夹带线(参见图2-2)
2.7.2溢流液泛线
由式 和 联立求解。
(1)
=( ) ( ) =( )
=( ) =
=( h+h) =
故 =++0.00507
=++ 0.0410
(2)=0.153( ) =( ) = 则:
++ 0.0410+0.0499+0.8462+
整理得: =1.1-13.23-1774.5
任取几个值(2-18)式计算值, 见表2-7, 作出液泛线( 3)
(参见2-2图)
表2-7

0.002
0.004
0.006
0.008

0.940
0.859
0.774
0.676

2.7.3液相上限线
取液体在降液管中停留时间为5秒。
则 ===0.00546( )
在=0.00546处作出垂线得液相负荷上限线, 可知在图上
它为与气体流量 无关的垂直线。(参见图2-2)

2.7.4漏液线( 气相负荷下限线)
由 h=h+h=0.0499+0.8462
u=代入下式求漏液点气速式:
u=4.4C
=4.40.74

将=0.0265 代入上式并整理得:
=0.0863
据上式, 取若干个值计算相应值,见表2-8, 作漏液线
(参见图2-2)

表2－8

0.002
0.004
0.006
0.008

0.283
0.299
0.312
0.323

2.7.5液相下限线
取平顶堰堰上液层高度=6, 作为液相负荷下限条件, 低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀。 则
h=2.8410E( )
0.006=2.84101.01( )
整理得:

在图上处作垂线即为液相下限线。(见图2-2)
2.7.6 操作线
P点为操作点, 其坐标为:
,
OP为操作线, OP与液泛线的交点对应气相负荷为,与漏夜线的交点对应气相负荷为可知:
精馏段的操作弹性=

图2-2
3 精馏塔的附属设备及选型

3.1 辅助设备的选型

本精馏塔选用直接蒸汽加热, 其附属设备主要有蒸汽冷凝器、 产品冷凝器、 连接管、 泵等( 由于原料由上游而来, 且进料时温度为90℃,故不需预热。) 列管换热器具有结构较简单, 加工制造比较容易, 结构坚固, 性能可靠, 适应面广等优点, 被广泛应用与化工生产中, 特别是列管式换热器在现阶段的化工生产中应用最为广泛, 而且设计数据和资料较为完善, 技术上比较成熟。因此,以下的冷凝器采用列管换热器。
3.1.1 直接蒸汽加热
本设计中, 水为难挥发组分, 采用直接蒸汽加热方式, 以提高传热效果, 并节省再沸器。
热量衡算
在tw89KJ/mol
rB=40.81KJ/mol
r m =0.0000782*36.98+(1-0.0000782)* 40.81=40.810 KJ/mol
106 KJ/h上标为6
设热损为5%,则:
Q实际=Q( 1+0.05) =2.744*106 *1.05=2.8812*106 KJ/h 上标为6
∴加热蒸汽消耗量: W===70.60*103 mol/h 上标为3
3.1.2冷凝器
采用列管式冷凝器, 并使塔顶蒸汽在壳程冷凝, 冷却水在管程流动, 以提高传热系数和便于排出凝液。
热量衡算 已知: 在78.30℃时:
查和: rA=38.78 KJ/mol rB=41.61KJ/mol
Rm=0.826×38.78+( 1-0.826) ×41.61=39.272 KJ/mol
泡点回流,则塔顶蒸汽效出的热量
=138..272=5.452110
冷却水出口温度不宜超过50否则会使溶于水中的无机盐析出,破坏效果。
在30℃时, KJ/Kg·K-1
设冷却水进口温度为20, 出口温度为40, 则水的冷却用量为:
===3624.3
设传热方式为逆流传热
选型 查书取=1000
==
换热器面积: A====27.345m
查书可选G500-25-35型列管式换热器,主要设计参数如下:
A=35m, 管长L=3000, 管程数4,公称直径DN=500mm, 碳钢管
3.1.3馏出液冷却器
热量衡算
=126.88KJ/Kmol·K-1
Q=mct=Dct=40.51126.88(78.5-25)=2.75010
选型 查书取=700

==
设热损为5%,则:
KJ/h
换热器面积: A===5.451m
查书可选G273Ⅰ-25-4型列管式换热器,主要设计参数如下:
A=6m, 管长L=1500, 管程数1,公称直径DN=273mm, 碳钢管
3.1.4釜液冷却器
设将馏出液冷却到25℃,
求得平均温度==60.5下:KJ/Kg·K-1 KJ/Kg·K-1
CP=XWCP,A+(1-XW)CP,B=0.0000782*2.99*46.07+(1-0.0000782)*4.175*18.02=75.238 KJ/Kmol·K-
Q=mct=Wct=156.14075.238(96.0-25)=8.341105
选型 查书取=1000

==
设热损为5%,则: KJ/h
换热器面积: A0.89m查书可选G159Ⅰ-25-1型列管式换热器,主要设计参数如下:
A=1m, 管长L=1500, 管程数1,公称直径DN=159mm,
换热器规格汇总表

换热器
换热面积( m)
管长
(m)
管程数
公称直径(mm)
管规格
管数
原料预热器
G400Ⅳ-16-10
10
1500
4
400

86
冷凝器
G500Ⅳ-25-35
35
3000
4
500

152
馏出液冷却器
G273Ⅰ-25-4
4
1500
1
273

38
釜液冷却器
G159Ⅰ-25-1
1
1500
1
159

13
3.2 塔的主要接管尺寸的选取

接管尺寸由管内蒸气、 液体速度及体积流量决定。本塔的接管均采用YB231-64热扎无缝钢管[5]。
3.2.1塔顶蒸气管路
近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率,
则塔顶蒸汽直径==
选管: 选取
u==21.313(m/s)
3.2.2塔顶冷凝水管路
设冷凝水进口温度为20℃ ,出口温度为40℃。则在平均温度30℃下:
Lw =
冷凝水管直径
选管: 选取
u=(m/s)
3.2.3塔顶液相回流管路
已知回流液体流率为, 则
回流管直径
选管: 选取
u=
3.2.4加料管路
=196.650 , 查和得在30℃下:

得:

选管: 选取
u=
3.2.5塔釜残液流出管
已知釜液体积流率 ,
查和得在96.00℃下:

得:

釜液出口管直径,
选管:
选取
u=
3.2.6冷却水出口管路
在( 20+40) /2=30℃下: ,
由得:

选管:
选取
u=
3.2.7塔顶馏出液管路