564501087化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇水 篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)

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1、吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 1、設(shè)計(jì)題目：乙醇——水 篩板式精餾塔的設(shè)計(jì) 2、工藝操作條件： 工藝條件：進(jìn)料乙烯含量（表內(nèi)）% (摩爾百分?jǐn)?shù)，下同)；年開工8000小時(shí)。 塔頂乙醇含量不低于（表內(nèi)）％ ，釜液乙醇不高于含量（表內(nèi)）% 設(shè)計(jì)條件：常壓 （絕壓） 塔頂全凝器 泡點(diǎn)回流 單板壓降 ≤0.7kPa ·塔頂濃度為含乙醇93%（摩爾分率），產(chǎn)量為2萬噸/年； ·塔釜為飽和蒸汽間接加熱，從塔釜出來的殘液中乙醇濃度要求不大于0.3%（摩爾分率）； （％，摩爾分率）：=20 ·塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，回流比：R=1.3

2、Rmin 。 3、設(shè)計(jì)任務(wù)： 完成工藝設(shè)計(jì)與計(jì)算，畫出塔板負(fù)荷性能圖，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)與選型，繪制工藝流程圖和塔的工藝條件圖，編寫設(shè)計(jì)說明書。 I 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 目錄 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 I 摘 要 I 前 言 1 查 新 1 緒 論 1 §1.1設(shè)計(jì)背景 1 §1.2設(shè)計(jì)方案 1 §1.3 設(shè)計(jì)思路 1 §1.4選塔依據(jù) 1 第一章 精餾塔的工藝

3、設(shè)計(jì) 1 § 1.1全塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 10 1.1.1產(chǎn)品濃度的計(jì)算和進(jìn)料組成確定 10 1.1.2平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算 10 1.1.3最小回流比的確定 11 1.1.4物料衡算 11 1.1.5精餾段和提餾段操作線 11 1.1.6逐板法確定理論板數(shù)及理論加料板位置 11 1.1.7全塔效率、實(shí)際塔板數(shù)及加料位置 13 第二章 板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算 14 § 2.1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 14 2.1.1操作壓強(qiáng) P 14 2.1.2操作溫度 T 14 2.1.3塔內(nèi)各段氣、液兩相組分的平均分子量 15 2.1.4精餾段和提餾段各組分的密度 15

4、 2.1.5液體表面張力的計(jì)算 18 2.1.6液體粘度μm 21 2.1.7相對(duì)揮發(fā)度 22 2.1.8混合物的粘度 22 2.1.9氣液負(fù)荷計(jì)算 22 §2.2塔和塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算 23 2.2.1塔徑 D 23 2.2.2液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定 24 2.2.3塔板布置 25 2.2.4篩孔數(shù) n 及 開孔率 φ 26 2.2.5塔有效高度Z 26 2.2.6塔高的計(jì)算 27 §2.3篩板塔的流體力學(xué)校核 27 2.3.1板壓降的校核 27 2.3.2液沫夾帶量eV的校核 28 2.3.3漏液點(diǎn)的校核 28 2.3.4溢流液泛條件的

5、校核 28 §2.4塔板負(fù)荷性能圖 29 2.4.1漏液線 29 2.4.2液沫夾帶線 29 2.4.3 液相負(fù)荷下限線 30 2.4.4 液相負(fù)荷上限線 31 2.4.5溢流液泛線 31 2.4.6 塔氣液負(fù)荷性能圖 32 2.4.7 熱量衡算： 33 第三章 塔的附屬設(shè)備的計(jì)算 36 §3.1塔頂冷凝器設(shè)計(jì)計(jì)算 36 3.1.1 確定設(shè)計(jì)方案 36 3.1.2 確定物性數(shù)據(jù) 36 3.1.3熱負(fù)荷Q的計(jì)算 36 3.1.4傳熱面積的計(jì)算 36 3.1.5換熱器工藝結(jié)構(gòu)尺寸 37 3.1.6 核算總傳熱系數(shù)K0 38 1.管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計(jì)算 39 2.

6、計(jì)算殼程對(duì)流傳熱系數(shù) 39 3. 確定污垢熱阻RS 39 4. 核算總傳熱系數(shù)K0 39 5. 傳熱面積裕度 40 3.1.7 壁溫核算 40 3.1.8 換熱器內(nèi)流體的流動(dòng)阻力（壓降） 40 §3.2 接管設(shè)計(jì) 41 3.2.1進(jìn)料管 41 3.2.2 回流管 41 3.2.3釜液出口管 42 3.2.4塔頂蒸汽管 42 3.2.5加熱蒸汽管 42 3.2.6管線設(shè)計(jì)結(jié)果表 42 §3.3 泵的選型 43 第四章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 45 結(jié)束語 47 參考文獻(xiàn) 48 主要符號(hào)說明 49 附 錄 51

7、 摘 要 化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達(dá)到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。 本次設(shè)計(jì)的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。 本設(shè)計(jì)包括設(shè)計(jì)方

8、案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算——物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對(duì)精餾塔的運(yùn)算，我調(diào)試出塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高。具體結(jié)果如下： 主要參數(shù)：；； 理論板數(shù)NT=15塊，第5塊為加料板。實(shí)際板數(shù)Np=34塊，進(jìn)料位置為第10塊板。 其中精餾塔為等徑塔，（D1=0.8m）、（D2=0.8m），板間距為上寬（NT1=0.35m）下窄（NT2=0.32m）總體塔高為10.48m。 關(guān)鍵詞：乙

9、醇、水、精餾段、提餾段、篩板塔。 55 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(yīng)用。精餾過程在能量劑的驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），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(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱的過程。 在本設(shè)計(jì)中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單造價(jià)低。

10、合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?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(dāng)控制漏液。 篩板塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實(shí)踐逐步改進(jìn)了設(shè)計(jì)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(shè)備。為減少對(duì)傳質(zhì)的不利影響，可將塔板的液體進(jìn)入?yún)^(qū)制成突起的斜臺(tái)狀這樣可以降低進(jìn)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(diǎn)[3]是： 1) 結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價(jià)為泡罩塔的60%左右，為浮閥塔的80%左右； 2) 在相同條件下，生產(chǎn)能力比泡罩塔大20%～40%； 3) 塔板效率較高，比泡罩塔高15%左右，

11、但稍低于浮閥塔； 4) 氣體壓力降較小，每板壓力降比泡罩塔約低30%左右； 缺點(diǎn)是： 1) 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； 2) 操作彈性較?。s2～3）； 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(shè)備之一。進(jìn)行此次課程設(shè)計(jì)的目的是為了培養(yǎng)綜合運(yùn)用所學(xué)知識(shí),來解決實(shí)際化工問題的能力,做到能獨(dú)立進(jìn)行化工設(shè)計(jì)初步訓(xùn)練，為以后從事設(shè)計(jì)工作打下堅(jiān)實(shí)的基礎(chǔ)。 查 新 篩板塔是扎板塔的一種，內(nèi)裝若干層水平塔板，板上有許多小孔，形狀如篩；并裝有溢流管或沒有溢流管

12、。操作時(shí)，液體由塔頂進(jìn)入，經(jīng)溢流管（一部分經(jīng)篩孔）逐板下降，并在板上積存液層。氣體（或蒸氣）由塔底進(jìn)入，經(jīng)篩孔上升穿過液層，鼓泡而出，因而兩相可以充分接觸，并相互作用。泡沫式接觸氣液傳質(zhì)過程的一種形式，性能優(yōu)于泡罩塔。為克服篩板安裝水平要求過高的困難，發(fā)展了環(huán)流篩板；克服篩板在低負(fù)荷下出現(xiàn)漏液現(xiàn)象，設(shè)計(jì)了板下帶盤的篩板；減輕篩板上霧沫夾帶縮短板間距，制造出板上帶擋的的篩板和突孔式篩板和用斜的增泡臺(tái)代替進(jìn)口堰，塔板上開設(shè)氣體導(dǎo)向縫的林德篩板。篩板塔普遍用作H2S-H2O雙溫交換過程的冷、熱塔。應(yīng)用于蒸餾、吸收和除塵等。 新垂直篩板塔： 產(chǎn)品和技術(shù)簡介 新垂直篩板塔是在塔板上開有直徑較大的

13、升氣孔，孔上設(shè)置圓筒形罩體，其側(cè)壁上部開有篩孔，下端與塔板保持一定距離。操作時(shí)，液體從底隙進(jìn)入罩體，氣體經(jīng)升氣孔進(jìn)入罩體，其動(dòng)能將液體拉成液膜并破碎成液滴，兩相在罩體內(nèi)進(jìn)行傳熱傳質(zhì)，然后從篩孔噴出，氣體上升，液體落回板面，液相在塔板上前進(jìn)過程中，重復(fù)上述過程，最后由降液管流至下一層塔板。與一般鼓泡型板式塔相比，NewVST的關(guān)鍵是連續(xù)相和分散相發(fā)生了相轉(zhuǎn)變，即氣相轉(zhuǎn)為連續(xù)相，液相轉(zhuǎn)為分散相，使相際面積明顯增加，從而強(qiáng)化傳質(zhì)。為了減少塔板阻力提高處理能力，我們將升氣孔由平孔改成噴咀孔，使塔板阻力降低40%以上，可用于真空系統(tǒng)。 應(yīng)用范圍可用于蒸鎦、吸收、水洗、除塵等過程，可用于常壓，也可以用于

14、加壓和真空系統(tǒng)。將其用于丙烷脫瀝青裝置，處理能力提高50%以上，提高了產(chǎn)品質(zhì)量。 近年來開發(fā)出噴射型塔板，大致有以下幾種類型： （1）舌型塔板 舌型塔板的結(jié)構(gòu)下圖所示，在塔板上沖出許多舌孔，方向朝塔板液體流出口一側(cè)張開。舌片與板面成一定的角度，有18°、20°、25°三種（一般為20°），舌片尺寸有50×50mm和25×25mm兩種。舌孔按正三角形排列，塔板的液體流出口一側(cè)不設(shè)溢流堰，只保留降液管，降液管截面積要比一般塔板設(shè)計(jì)得大些。 操作時(shí)，上升的氣流沿舌片噴出，其噴出速度可達(dá)20～30m/s。當(dāng)液體流過每排舌孔時(shí)，即被噴出的氣流強(qiáng)烈擾動(dòng)而形成液沫，被斜向噴射到液層上方，噴射的液流沖

15、至降液管上方的塔壁后流入降液管中，流到下一層塔板舌型塔板的優(yōu)點(diǎn)是：生產(chǎn)能力大，塔板壓降低，傳質(zhì)效率較高；缺點(diǎn)是：操作彈性較小，氣體噴射作用易使降液管中的液體夾帶氣泡流到下層塔板，從而 降低塔板效率。 （2）浮舌塔板 如上圖所示，與舌型塔板相比，浮舌塔板的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是其舌片可上下浮動(dòng)。因此，浮舌塔板兼有浮閥塔板和固定舌型塔板的特點(diǎn)，具有處理能力大、壓降低、操作彈性大等優(yōu)點(diǎn)，特別適宜于熱敏性物系的減壓分離過程。 （3）斜孔塔板 斜孔塔板的結(jié)構(gòu)如圖片3-7所示。在板上開有斜孔，孔口向上與板面成一定角度。斜孔的開口方向與液流方向垂直，同一排孔的孔口方向一致，相鄰兩排開孔方向相反，使相鄰

16、兩排孔的氣體向相反的方向噴出。這樣，氣流不會(huì)對(duì)噴，既可得到水平方向較大的氣速，又阻止了液沫夾帶，使板面上液層低而均勻，氣體和液體不斷分散和聚集，其表面不斷更新，氣液接觸良好，傳質(zhì)效率提高。 其中，篩孔板的造價(jià)是板式塔中最低的一種.并且負(fù)荷大.效率高.設(shè)計(jì)方法也較為成熟.近年來逐漸有采用大孔徑(φ10~25mm)的篩孔.因?yàn)榇罂讖胶Y板具有:加工制造簡單.造價(jià)低.不易堵塞等優(yōu)點(diǎn).只要設(shè)計(jì)合理.同樣可以得到滿意的塔板效率.因此，我這次的設(shè)計(jì)中我選則篩孔. 緒 論 §1.1設(shè)計(jì)背景 乙醇是一種重要的基礎(chǔ)化工原料，有著廣泛的用途。它是基本有機(jī)化工及中間體的原料，還是一種重要的有機(jī)溶劑，

17、在交通運(yùn)輸、醫(yī)藥、農(nóng)業(yè)等方面都占有重要地位。 工業(yè)上生產(chǎn)乙醇的方法有很多，其中真正有工業(yè)意義的，概括起來可分為兩大類，即發(fā)酵法和乙烯水合法。發(fā)酵法有糧食發(fā)酵法、木材水解發(fā)酵法、亞硫酸鹽廢堿液法；水合法有乙烯間接水合法和乙烯直接水合法。此外,最近美國、日本、意大利等國家正在開發(fā)一種用一氧化碳、氫氣（或甲烷）進(jìn)行羰基合成制取乙醇的方法。 §1.2設(shè)計(jì)方案 乙醇和水的混合液是使用機(jī)泵經(jīng)原料預(yù)熱器加熱后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡點(diǎn)回流；部分連續(xù)采出經(jīng)冷卻器冷卻后送至產(chǎn)品罐。塔釜采用直接蒸汽（108.5291℃的水蒸汽）加熱，塔底廢水經(jīng)冷卻后送入貯槽。具體

18、連續(xù)精餾流程參見下圖： 　　　　　 　　　　　　 全凝器　　　　　　　　　 　　回流 出料　　　　　　 乙醇水溶液 飽和水蒸汽 塔釜出料 §1.3 設(shè)計(jì)思路 全塔物料衡算 求理論塔板數(shù) 氣液相負(fù)荷計(jì)算 篩板塔設(shè)計(jì) 流體力學(xué)性能校核 畫出負(fù)荷性能圖 全塔熱量衡算 塔附屬設(shè)備計(jì)算 §1.4選塔依據(jù) 篩板塔是現(xiàn)今應(yīng)用最廣泛的一種塔型，設(shè)計(jì)比較成熟，具體優(yōu)點(diǎn)如下

19、： 1) 結(jié)構(gòu)簡單、金屬耗量少、造價(jià)低廉. 2) 氣體壓降小、板上液面落差也較小. 3) 塔板效率較高. 4) 改進(jìn)的大孔篩板能提高氣速和生產(chǎn)能力，且不易堵塞塞孔. 第一章 精餾塔的工藝設(shè)計(jì) § 1.1全塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 1.1.1產(chǎn)品濃度的計(jì)算和進(jìn)料組成確定 1. 原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù) 乙醇的摩爾質(zhì)量M=46.07kg/kmol 水的摩爾質(zhì)量M=18.02 kg/kmol x= x=97% x= x=0.8% =0.20 =39% 2. 原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品平均摩爾質(zhì)量 M= M=

20、 M= 由條件可知，因?yàn)橐笤O(shè)計(jì)的生產(chǎn)能力是2萬t/年，年開工8000小時(shí)，所以 D== 105.918kmol· 1.1.2平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算 由式得到相對(duì)揮發(fā)度，有： 同理，有： 1.6401766 1.915452 =2.386010 3.156863 4.333 6.78947 7.55368 7.05256 = 8.02869 8.536 所以，有： 1.1.3最小回流比的確定 由q=1時(shí)，，則有： 確定回流比，R=1.3=1.31.7117=2.225 1.1.4物料衡算

21、和 易計(jì)算得： W=83.4kmol/h D=22.518kmol/h 1.1.5精餾段和提餾段操作線 精餾段操作線方程： 即 提餾段操作線方程： (因q=1) 即 1.1.6精餾塔理論板數(shù)的確定及理論加料板位置 由q=1，=0.2 第一塊塔板上升的氣相組成：=0.93 從第一塊板下降的液體組成由 由第二塊板上升的氣

22、相組成用得： 第二塊板下降的液體組成： 第三塊板上升的氣相組成： 第三塊板下降液相組成： 由于，第六塊板上升的氣相組成由提餾段操作線方程 計(jì)算 所需總理論板數(shù)為15塊，精餾段4塊，提餾段11塊，第5塊加料. 1.1.7全塔效率、實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料位置 利用板效率奧康奈爾公式： （1）精餾段 已知：=2.519 所以： （2）提餾段 已知： 所以： 全塔所需實(shí)際塔板數(shù)： 全塔效率： 則實(shí)際進(jìn)料位置為第10塊板

23、，實(shí)際塔板數(shù)N=34塊 第二章 板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算 § 2.1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 2.1.1操作壓強(qiáng) P 塔頂操作壓強(qiáng) 每層塔板壓降 △p=0.7kPa 進(jìn)料板壓力 塔釜壓力 精餾段平均操作壓強(qiáng) 提餾段平均操作壓強(qiáng): kPa 2.1.2操作溫度 T 常壓下乙醇-水氣液平衡組成與溫度關(guān)系 溫度 液相組成 氣相組成 ℃ /% /% 100 0 0 95.5 1.90 17.00 89.0 7.21 38.91 86.7

24、 9.66 43.75 85.3 12.38 47.04 84.1 16.61 50.89 溫度 液相組成 氣相組成 ℃ /% /% 82.7 23.37 54.45 82.3 26.08 55.80 81.5 32.73 59.26 80.0 39.65 61.22 79.8 50.97 65.64 79.7 51.98 65.99 溫度 液相組成 氣相組成 ℃ /% /% 79.3 57.32 68.41

25、 78.74 67.63 73.85 78.41 74.72 78.15 78.15 89.43 89.43 利用表中數(shù)據(jù)由內(nèi)插法可求得、、. =83.39℃ =78.25℃ =99.29℃ 精餾段的平均溫度：=℃ 提餾段的平均溫度：=℃ 2.1.3塔內(nèi)各段氣、液兩相組分的平均分子量 乙醇分子量為MA=46.07,水分子量MB=18.02由公式：M=ΣX i×mi 1.對(duì)于塔頂： XD=Y1=0.93,X1=0.7879 則氣相平均分子量為：MVD = YD1×M1+YD2×M

26、 = 0.93×46.07+(1-0.93)×18.02=44.1065Kg/Kmol 液相平均分子量為： MLD = XD1×M1+XD2×M2 =0.7879×46.07+(1-0.7879)×18.02=40.1206Kg/Kmol 2.對(duì)于進(jìn)料板： XF=0.4390,YF=0.1812 則氣相平均分子量為：MVF=YF1×M1+YF2×M2 =0.4

27、390×46.07+(1-0.4390)×18.02=30.334Kg/Kmol 液相平均分子量為： MLF=XF1×M1+ XF2×M2 =0.1812×46.07 +(1-0.1812)×18.02=23.103Kg/Kmol 3.對(duì)于塔底： Yw=0.00435,Xw=0.00123 則氣相平均分子量為：MVw = Yw×M1+(1-Yw)×M2 =0.00435×46.07 +(1-0.00435)×18.02=18.1420 Kg/Kmol 液相平均分子量為： MLw = X

28、w ×M1+(1-Xw)×M2 =0.00123×46.07+(1-0.00123)×18.02=18.1111Kg/Kmol 則精餾段的平均分子量 氣相： Mvm1===37.220Kg/Kmol 液相： MLm1===31.6118Kg/Kmol 則提餾段的平均分子量 氣相: Mvm2===24.238Kg/Kmol 液相： MLm2===20.607K

29、g/Kmol 2.1.4精餾段和提餾段各組分的密度 依式 =（a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，為平均相對(duì)分子質(zhì)量） 混合汽密度 依式 塔頂溫度：=78.25℃ 氣相組成： =88.56％ 進(jìn)料溫度：=83.39℃ 氣相組成： =52.695％ 塔府溫度：=99.29℃ 氣相組成： =2.682％ ① 精餾段： 液相組成： 氣相組成： 所以 ②提餾段 液相組成： 氣相組成： 所以 表3-2 不同溫度下乙醇和水的密度 ： 溫度/℃ 溫度/℃ 80 735

30、971.8 95 720 961.85 85 730 968.6 100 716 958.4 90 724 965.3 求得在與下的乙醇和水的密度（單位：） 所以 2.1.5液體表面張力的計(jì)算 二元有機(jī)物—水溶液表面張力可用下列公式計(jì)算： 注： ；；； A=B+Q， 對(duì)于乙醇q=1； 不同溫度下乙醇和水的表面張力 溫度/℃ 乙醇表面張力/

31、（10-3N/m） 水表面張力/（10-3N/m） 70 18 64.3 80 17.15 62.6 90 16.2 60.7 100 15.2 58.8 乙醇表面張力： 水表面張力： 塔頂表面張力： 聯(lián)立方程組： 代入求得： 原料表面張力： 聯(lián)立方程組： 代入求得： 塔底表面張力： 聯(lián)立方程組： 代入求得： （1）精餾段液相表面張力：==25.985 （2）提餾段液相表面張力：＝＝44.6 2.1.6液體粘度μm 液體平均粘度可由下

32、試計(jì)算： μm= （1）.對(duì)于塔頂：℃時(shí)，μ=0.4999mPa，μ=0.365mPa μ （2）.對(duì)于進(jìn)料板: ℃時(shí)，μ=0.39mPa，μ=0.0.3429mPa μ （3）.對(duì)于塔底: ℃時(shí)，μ=0.364mPa，μ=0.2861mPa μ=0.003×0.364+(1-0.003)×0.2861=0.2863mpa.s 則精餾段平均液相粘度: μ= 則提餾段平均液相粘度: μ= 2.1.7相對(duì)揮發(fā)度 由 =0.52695 =0.20 得： 由 =0.8856 =0.93 由 =0.02682 =0.003 （1）精餾段相對(duì)揮發(fā)度

33、 （2）提餾段相對(duì)揮發(fā)度 2.1.8混合物的粘度 =80.82℃　查表得： =0.371mPa.s =0.431 mPa.s =991.34℃　查表得： =0.315mPa.s =0.361 mPa.s 精餾段粘度： 提餾段粘度： 2.1.9氣液負(fù)荷計(jì)算 精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算 由公式：V=（R+1）×D=（2.225+1）×22.518=72.621kmol·h-1 得： =0.5756 由L=RD=2.225×22.518=50.10255kmol·h-1 =0.0005492 Lh=0.0005492×3600=1.977m3·h-1 提餾段氣液負(fù)荷

34、 V=V+(q-1)F=72.621kmol·h-1 (q=1為飽和液體進(jìn)料) =0.0009815 =0.0009815×3600=3.533m3·h-1 § 2.2塔和塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算 2.2.1塔徑 D 由不同塔徑的板間距[3]參考表3-1： 表3-1：不同塔徑的板間距 塔徑DT/m 0.3—0.5 0.5—0.8 0.8—1.6 1.6—2.4 2.4—4.0 板間距HT/mm 200—300 250—350 300—450 350—600 400—600 初選所設(shè)計(jì)的精餾塔為中型塔，采用單流

35、型塔板，因精餾段氣相流量較大，故采用分段設(shè)計(jì)，以適應(yīng)兩相體積流量的變化。精餾段板間距H1T=0.35m,提餾段板間距H2T=0.32m。 液氣流動(dòng)參數(shù) 精餾段：===0.02365 提餾段：== =0.05701 查圖可得，表面張力為20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子：精餾段C20,1=0.083,提餾段C20,2=0.084. 精餾段校正物系表面張力為25.985mN/m,提餾段校正物系表面張力為44.6mN/m。 由如下公式（σ20mN/m）計(jì)算氣體負(fù)荷因子C:C=C20（ 將C20,1,C20,2及σ分別代入解得 精餾段的氣體負(fù)荷因子：C1=0.083×=0.08746 提餾段

36、的氣體負(fù)荷因子：C2=0.084×=0.09861 根據(jù)如下公式計(jì)算液泛速度值: = 則精餾段有：==0.08746 =2.16m/s 則提餾段有: ==0.09861×=3.15m/s 取安全系數(shù)為0.6，則設(shè)計(jì)氣速為:=0.6umax 則精餾段： m/s 則提餾段： m/s 則精餾段塔徑： =0.75m 則提餾段塔徑：=0.625m 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整精餾段塔徑為D1=0.8m,提餾段塔徑D2=0.8m。此塔徑與表5-1塔板間距HT相符。由此初選塔徑可以計(jì)算出： 精餾段實(shí)際塔板總面積： 提餾段實(shí)際塔板總面積： 精餾段實(shí)際氣速：u1=VS1÷AT1=0.5756÷0

37、.5024=1.15m/s 提餾段實(shí)際氣速：u2=VS2÷AT2=0.5515÷0.5024=1.10m/s 2.2.2液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定 因塔徑和流量適中，選取單溢流、垂直弓形降液管、普通平底受液盤及平頂溢流堰、不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)取值計(jì)算如下： 1. 溢流堰長LW的值： 由以上設(shè)計(jì)結(jié)果可得溢流堰長LW=0.6D為： 精餾段堰長：Lw1=0.6D=0.60.8=0.48m 提餾段堰長：Lw2=0.6D=0.60.8=0.48m 2. 溢流堰長hW：由hw=hL-how選用平直堰，堰上液層高度 精餾段因?yàn)? 查圖5-5可得E1=1.042

38、 取板上清液層高度hL1=60mm 故精餾段hw1=0.06-0.010=0.050m 提留段因?yàn)? 查圖5-5可得E2=1.235 取板上清液層高度hL2=60mm 故提留段hw2=0.06-0.0133=0.0467m 3.降液管的寬度Wd和降液管的面積Af 精餾段由lW1/D1=0.6，查圖5-7得：Wd1/D1=0.11 Af1/ At1=0.057 故Af1=0.057 At1=0.0570.5024=0.02864m2 Wd1=0.110.8=0.088m 依式（5-9）驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)>5s 提留段由lW2/D2=0.2, 查圖

39、5-7得: Wd2/D2=0.11 Af2/ At2=0.057 故Af2=0.057 At2=0.0570.5024=0.02684m2 Wd2=0.110.8=0.088m 依式（5-9）驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)>5s 故精餾段提留段降液管設(shè)計(jì)合理 4.降液管底隙高度ho 精餾段： hw1-ho1=0.05-0.026=0.024m>0.013m 提餾段： hw2-ho2=0.0467-0.026=0.0207m>0.013m 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 選用凹形受液盤，深度為hw1’=50mm hw2’=50mm 2.2.3塔板布置 1塔板的分塊 因D>

40、800mm故塔板采用分塊式。查表5-3得塔板分為3塊 2邊緣區(qū)寬度確定 取Wc1=Wc2=0.035m ， Ws1=Ws2=0.060m 3根據(jù)以下公式計(jì)算開孔區(qū)面積。 Aa= (其中 X=D/2-(Wd+Ws) R=D/2-Wc ) 則精餾段：X1===0.257m; R1==0.365m 則提餾段：X2==0.252m; R2==0.365m 代入上式得： 精餾段開孔區(qū)有效面積：Aa1==0.3433m2 提餾段開孔區(qū)有效面積：Aa2==0.3433m2 2.2.4篩孔數(shù) n 及 開孔率 φ 精餾段和提餾段均取篩孔的孔徑do=4mm; 精餾段：孔

41、徑do與孔間距t之比：t1/do=3；在有效傳質(zhì)區(qū)內(nèi)，篩孔呈正三角形排列。 提餾段：孔徑do與孔間距t之比：t2/do=3；在有效傳質(zhì)區(qū)內(nèi)，篩孔呈正三角形排列。 則精餾段孔間距：t1=3×do=4×4=12mm 則提餾段孔間距：t2=3×do=3×4=12mm 依據(jù)下式計(jì)算開孔率φ： 精餾段：=0.907÷32=0.1008提餾段：=0.907÷32=0.1008 塔板上的篩孔數(shù)n：n= 則精餾段：n1==2754個(gè)則提餾段：n2==2754個(gè) 氣體通過篩孔的氣速： 精餾段uo1=VS1÷Ao1=0.5756/0.10080.3433=16.63m/s 提餾段uo2=VS2

42、÷AO2=0.5515/0.10080.3433=16.01m/s 2.2.5塔有效高度Z 精餾段：Z1=(N1-1)×0.45=(9-1)×0.35=2.8m 提餾段：Z2=(N2-1)×0.40=(25-1)×0.32=7.68m 塔有效高度：Z=Z1+Z2=2.8+7.68=10.48m 2.2.6塔高的計(jì)算 由下式計(jì)算塔高： H=Z+△h 式中：△h——調(diào)整板間距，塔兩端空間以及裙坐所占的總高度。 將進(jìn)料板間距增至600mm,再考慮塔頂端及釜液上方的氣液分離空間均取1.0m,裙坐取3m.兩邊封頭取0.6m,共取4個(gè)人孔，并將入孔處板間距增至600mm。 所以塔高（從

43、塔頂至塔底計(jì)算）H=Z+△h=10.48+0.6+1.0+0.6+（0.6-0.35）×2+（0.6-0.32）×4+1.0+3.0=18.3m §2.3篩板塔的流體力學(xué)校核 2.3.1板壓降的校核 精餾段和提餾段均取塔板厚度=4mm，則4/do=4÷4=1。 1.干板壓降（以液柱高度表示） 由孔徑與板厚之比/do =1和開孔率（以AT-2Af為基準(zhǔn)）φ： 查圖5-10得干板孔流系數(shù)Co1= Co2=0.83 則各段的干板壓降分別：hd= 精餾段：hd1==0.0333m 提餾段：hd2==0.0185m 2氣流穿過板上液層壓降（以液柱高度表示）hL 精餾段： Fa

44、1=ua1==1.388 m/s 查圖5-11得β1=0.61 故hL2=β2(hw1+how1)=0.630.06=0.0378m 提餾段： Fa2=ua2==1.10 查圖5-11得β2=0.63 故hL1=β1(hw1+how1)=0.610.06=0.0366m 3.克服液體表面張力壓降（以液柱高度表示）σ 依據(jù)下式計(jì)算克服液體表面張力壓降hσ: hσ=4σ/(ρLgdo) 精餾段 :hσ1=4×25.985×10-3/（801.305×9.81×0.004）=0.003301m 提餾段 :hσ2=4×44.6×10-3/（909.953×9.81×0.004）=0

45、.00499m 則各段板壓降hf分別為： 精餾段：hf1=hd1+hL1+hσ1=0.0333+0.0366+0.003301=0.072m 提餾段：hf2=hd2+hL2+hσ2=0.0185+0.0378+0.00499=0.0613m 根據(jù)以上所求條件并根據(jù)公式 △P=hpρLg 可以得出實(shí)際單板壓降分別為： △P1=hp1ρL1g=0.072×801.305×9.81=565.978Pa △P2=hptρL2g=0.0613×909.953×9.81=547.203Pa 以上所得均<700pa在允許范圍之內(nèi)。 2.3.2液沫夾帶量eV的校核

46、 根據(jù)如下公式計(jì)算液沫夾帶量eV 值：eV=， hf1=hf2=2.5hL=2.50.06=0.15m則有： 精餾段：eV1==0.07055kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣 提餾段：eV2==0.06027kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣 由上可知：eV均小于0.1kg 液/kg氣,所以在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量液沫夾帶現(xiàn)象 2.3.3漏液點(diǎn)的校核 由此求出各漏液點(diǎn)孔速： 精餾段：uOmin1==7.7587m/s 提餾段：uOmin2==8.696m/s 以上各段所求之值與假定值相當(dāng)接近，故計(jì)算結(jié)果正確。 實(shí)際氣速為u01=16.63m/s u02=16.01

47、m/s 則精餾段篩板的穩(wěn)定性系數(shù)：=2.14>1.5 則提餾段篩板的穩(wěn)定性系數(shù)：=1.84>1.5 以上各段均符合設(shè)計(jì)要求。∴設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。 2.3.4溢流液泛條件的校核 為了防止液泛現(xiàn)象的產(chǎn)生，使降液管中清液層的高度Hfd≤Hd/Φ≤HT+hW。 乙醇-水系屬一般物系，取φ=0.5板上不設(shè)進(jìn)口堰， 可由式（5-30）計(jì)算即hd1=hd2= 0.1532=0.1530.08=0.001m 精餾段：Hd1=hP1+hL1+ hd1=0.072+0.0366+0.00333=0.1419m Ф·（HT1+hW1）=0.5×（0.35+0.05）=0.2m

48、 Hd1≤Ф·（HT1+hW1） 提餾段：Hd2=hP2+hL2+hd2=0.0613+0.0378+0.0185=0.1176m Ф·（HT2+hW2）=0.5×（0.32+0.0467）=0.18335m Hd2≤Ф·（HT2+hW2） 因在精餾段及提餾段，所以在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)出現(xiàn)液泛現(xiàn)象。 §2.4塔板負(fù)荷性能圖 2.4.1漏液線 把漏液線看作直線，可由兩點(diǎn)大致確定其位置。 1. hL=hw+how 精餾段： 提餾段： 。 表2-4-1 漏液線計(jì)算結(jié)果表： 設(shè)計(jì)區(qū) 精餾段 提餾段 序號(hào) 1 2 1

49、2 Ls（m3/s） 0.0006 0.0045 0.0006 0.0045 Vs（m3/s） 0.2585 0.3183 0.3339 0.4126 2.4.2液沫夾帶線 以eV =0.1kg 液/kg氣為限，求—VS 關(guān)系如下： eV = ，，， 精餾段： ，， eV ==0.1 從而精餾段 提餾段：， eV ==0.1 從而提餾段 表2-4-2 過量液沫夾帶線計(jì)算結(jié)果表： 設(shè)計(jì)區(qū) 精餾段 提餾段 序號(hào) 1 2 1 2 Ls（m3/s） 0.0006 0.0045

50、0.0006 0.0045 Vs（m3/s） 1.1521 0.7829 1.0364 0.6453 2.4.3 液相負(fù)荷下限線 取平直堰，堰上液層高度: 精餾段取hOW1=0.006m；提餾段取hOW2=0.006m作為液相負(fù)荷下限線的條件，取E=1.0 則 精餾段:=0.006m =0.00041 m3/s 提餾段:=0.006m =0.0004 m3/s 2.4.4 液相負(fù)荷上限線 液體在降液管中停留時(shí)間：精餾段取為4秒；提餾段取4秒。由式可計(jì)算得： 精餾段最大液體流量：=0.002506m3/s 提餾段最大液體流量：=0.002291m3/s

51、液相負(fù)荷上限線在VS–LS坐標(biāo)圖上，是與氣體流量VS無關(guān)的垂直線。 2.4.5溢流液泛線 當(dāng)降液管內(nèi)當(dāng)量清液高度時(shí)，將發(fā)生溢流液泛。hd1= ；；；；； 代入整理得 精餾段： 提餾段： 表3-4-3 溢流液泛線計(jì)算結(jié)果表： 設(shè)計(jì)區(qū) 精餾段 提餾段 序號(hào) 1 2 1 2 Ls（m3/s） 0.0006 0.0045 0.0006 0.0045 Vs（m3/s） 1.0152 0.796 1.224 0.6615 若同樣將溢流液泛線近似看作直線，連接以上兩點(diǎn)即可求得。

52、2.4.6 塔氣液負(fù)荷性能圖 下圖3-1-1和圖3-4-2為所設(shè)計(jì)的篩板的負(fù)荷性能圖，圖中斜線為液氣比一定的操作線。對(duì)于精餾段設(shè)計(jì)的較好。此外，從兩圖（下）可以看出，由于乙醇-水混合物一般不易起泡，降液管內(nèi)液體平均密度較大，故溢流液泛位于正常操作范圍之外。其中個(gè)坐標(biāo)軸單位均為。 精餾段塔負(fù)荷性能圖2-4-1： 圖2-4-2： 故精餾段操作彈性為Vsmax/Vsmin=4.01 故提餾段操作彈性為Vsmax/Vsmin=4.12 2.4.7 熱量衡算： 進(jìn)入系統(tǒng)的熱量 1.加熱蒸汽帶入的熱量QB QB=GB·rW（按99.29℃飽和蒸汽計(jì)）

53、2.進(jìn)料帶入的熱量QF 式中：tF=83.39℃ 由附錄表查得CP，A=3.312kJ/（kmol·℃）、CP，B=4.199kJ/（kmol·℃） 則：CP，F(xiàn)=0.2CP，A+(1-0.2)CP，B=0.2×3.312+(1-0.21)×4.199=4.0216kJ/（kg·℃） 且：FG=F×MF=105.918×23.63=2502.84kg /h得： 故：QF=2502.84×4.0216×83.39=0.8394×106kJ/h 3. 回流帶入的熱量QR QR＝R·DG·CP,R·tR 式中tD=78.25℃ 由附錄表查得CP，A=3.0

54、6kJ/（kmol·K）、CP，B=4.1935kJ/（kmol·K） 則：CP,R=0.93CP，A+(1-0.93)×CP，B=3.1393kJ/（kg·K） 從而有：QR=2.225×993.1902×3.1393×78.25=kJ/h 離開系統(tǒng)的熱量 1.塔頂蒸汽帶出的熱量 QV=DG(R+1)(CP，D·tD+rD) 式中：tD=78.25℃;CP，D=3.1393J /（kg·℃）（由上面計(jì)算結(jié)果可知） 由附錄表計(jì)算得：rA=841.7205kJ/kg、rB=2312.2085kJ/kg rD= rA·xD+(1-xD)·rB=841.7205×0.93+（1-

55、0.93）×2312.2085=944.6547kJ/kg 則：QV=993.1902×（2.225+1）×（3.1393×78.25+944.6547）=3.8126×kJ/h 2.殘液帶出的熱量 QW=WG·CP，W·tW 式中：tW=99.29℃ 則：CP，W=4.217kJ/（kmol·K） WG=W·MW=83.4×18.1042=1509.886kg/h 則：QW=1509.886×4.2171×99.29=0.6322×106kJ/h 3.散于周圍的熱量QL 可取QL=0.3%QB 熱量衡算式： QB+QF+QD=QV+QW+QL 即：

56、QB =QV+QW+QL–QF–QD （1–0.3%）QB = 解得：QBKJ/h 由tW=99.29.℃查附錄表計(jì)算得： rW=2254.1718kJ/kg 則： kg/h 設(shè)塔頂為全凝器，用冷卻水做冷卻劑，設(shè)入口溫度為t1=20℃，t2=40℃ 冷卻水用量：（QC=QV–QD） 第三章 塔的附屬設(shè)備的計(jì)算 §3.1換熱器設(shè)計(jì)計(jì)算 3.1.1 確定設(shè)計(jì)方案 l 選擇換熱器的類型 ：兩流體溫度變化情況：熱流體為飽和乙醇—水蒸汽溫度為：99.29℃；冷流體進(jìn)口溫度為20℃，出口溫度為40℃，該冷卻水用冷卻水冷卻，冬季操作時(shí)，其進(jìn)口溫度降低，考慮到這

57、一因素，估計(jì)該換熱器的管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用固定管板式換熱器。 l 流程安排：由于循環(huán)冷卻水較易結(jié)垢，其流速太低，將會(huì)加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下降，所以應(yīng)使冷卻水走管程，飽和蒸汽走殼程，以便排出冷凝液。 3.1.2 確定物性數(shù)據(jù) 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。故冷卻水的定性溫度為（20+40）÷2=30℃；設(shè)管外壁溫度為50，則：乙醇和水蒸氣的定性溫度：（100+50）/2=75℃ 表4-1-1兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)表： 流體物性 定性溫度tm℃ 密度ρKg/m3 黏度μmPa·s 比熱容C kJ/kg

58、·K 導(dǎo)熱系數(shù)λ W/m·K 乙醇水 70 1.4503 0.4879 3.2787 0.2532 冷卻水 30 995.7 0.8012 4.174 0.6171 3.1.3 熱負(fù)荷Q的計(jì)算 由上面設(shè)計(jì)可知:Q=QC==3.2637×106kJ/h=1.9902×106kJ/s 冷卻水的用量 W==8.421503×104kg/h 3.1.4 傳熱面積的計(jì)算 1) 計(jì)算逆流平均溫度: ℃ 2) 選K值并估算傳熱面積 初選K=450w/m2·K,則 3.1.5 換熱器工藝結(jié)構(gòu)尺寸 1.選擇管徑及管內(nèi)流速 選用管徑25×2.5較高級(jí)冷拔

59、傳熱管（碳鋼），取管內(nèi)流速ui=0.6m/s。 2.管程數(shù)和傳熱管數(shù) 根據(jù)下式確定換熱器的單程管子數(shù)： 其中： 則有：根。 按單程管計(jì)算，所需的傳熱管長為：L 按國際標(biāo)準(zhǔn)(GB151)推薦的傳熱管長度，現(xiàn)取為6m。 3.傳熱管排列： 采用水平正方形排列，取管心距t=1.2do,則： t=1.2×25=30mm 4.殼體內(nèi)徑： 換熱器殼體內(nèi)徑取決于傳熱系數(shù)、管心距和傳熱管的排列方式。對(duì)于單管程換熱器，殼體內(nèi)徑D由下式確定： 對(duì)于水平正方形排列由：b=1.19×=1.19×=13.57 得：D=t·(b-1)+(2-3)·do=30×（13.57-1）-（2-3）×2

60、5≈400mm 按卷制殼體的進(jìn)級(jí)檔，可取D=400mm 5.折流板 列管式換熱器的殼程流體流通面積比管程流通面積大，在殼程流體屬對(duì)流傳熱條件時(shí)， 為增大殼程流體的流速，加強(qiáng)湍動(dòng)程度，提高表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，需設(shè)置折流板。 本設(shè)計(jì)采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25﹪，則切去的圓缺高度為： h=0.25×400=100mm 取折流板間距B=0.5D,則： B=0.5×400=200mm 折流板數(shù)NB 6.防沖擋板 對(duì)于乙醇和水，因則無需設(shè)置防沖板。 7.接管： 殼程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)氣體流速為u1=1.5m/s,則接管內(nèi)徑為： m 圓整后可取管內(nèi)

61、徑為：1000mm. 管程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)液體流速u2=2m/s，則接管內(nèi)徑為： 圓整后取管內(nèi)徑為：150mm. 8.初選換熱器的型號(hào): 由于兩物體溫差較大和為了清洗殼程污垢,采用FB系列的固定管板式列管換熱器. 初選換熱器的型號(hào)為：BEM400-1-33.8754-4.5/28-1Ⅰ，有關(guān)性能參數(shù)如下： 表4-1 初選固定管板式換熱器規(guī)格表[3] 項(xiàng) 目 尺 寸 單 位 殼 程 D 400 mm 公稱面積S 48.9110 m2 管程數(shù) NP 1 塊 管 數(shù) n 130 塊 管 長 L 6 m 管子直徑 d φ25×2.

62、5 mm 管子排列方式 水平正方形排列 管心距 t 35 mm 弓形折流板圓缺高度 h 100 mm 折流板間距 B 200 mm 折流板數(shù)NB 29 塊 3.1.6 核算總傳熱系數(shù)K0 1.管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計(jì)算： 對(duì)于管程為無相變化冷流體，則在通常情況下可利用下式計(jì)算其表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： 管程內(nèi)流體流通截面積為： 管程內(nèi)流體流速及雷諾數(shù)分別為： 普朗特?cái)?shù)為： 2.計(jì)算殼程對(duì)流傳熱系數(shù) 對(duì)于水平管束冷凝，可采用德沃爾（Devore）基于努塞爾的理論公式和實(shí)測(cè)數(shù)據(jù)而提出的層流時(shí)的冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計(jì)算式如下： 且殼程雷諾數(shù)為：

63、 設(shè)管外壁溫度為70℃，則冷凝液膜的平均溫度為 查出膜溫為83.29℃下的物性常數(shù)為： 3.確定污垢熱阻RS 有機(jī)液體側(cè) RS0=1.76×10-4 m2·℃/W 水側(cè) RSi=0.80×10-4 m2·℃/W 4.核算總傳熱系數(shù)K0 管材為碳鋼，導(dǎo)熱系數(shù)λ=50W/m2·℃，則管壁熱阻為： 則： 解得：K0=908.7638 W/m2·℃ 5.傳熱面積裕度： 在規(guī)定熱量下，計(jì)算了傳熱系數(shù)K0和平均傳熱溫差后，則與K0對(duì)應(yīng)的計(jì)算傳熱面積為： 根據(jù)A和AO可求出給換熱器的面積裕度為： %>15%～20% 則

64、傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產(chǎn)任務(wù)。 3.1.7 壁溫核算 因管壁很薄，且管壁熱阻很小，則管壁溫度可按下式計(jì)算： 其中： 由于傳熱管內(nèi)側(cè)污垢熱阻大，會(huì)使傳熱管壁溫升高，降低了殼體和傳熱管壁溫之差。但在操作初期，污垢熱阻小，殼體和傳熱管間壁溫差可能較大。計(jì)算中，應(yīng)按最不利的操作條件考慮，因此取兩側(cè)污垢熱阻為零計(jì)算傳熱管壁溫。則上式可化為： 由于該換熱器用循環(huán)水冷卻，冬季操作時(shí)，循環(huán)水的進(jìn)口溫度將會(huì)降低。為確保可靠，取循環(huán)水進(jìn)口溫度為15℃，出口溫度為35℃計(jì)算傳熱管壁溫。 則有：Tm=0.4×15+0.6×40=30℃,tm=1/2×（99.29+99.29）=99.29

65、℃ 從而傳熱管平均壁溫為： （此溫度與假設(shè)溫度70℃基本相符，影響不大）。 殼體壁溫，可近似取蒸汽溫度，即T=99℃ 則殼體壁溫與傳熱管壁溫之差為： △t=99-69.3129=29.6871℃,該溫差較大，故需要設(shè)溫度補(bǔ)償器。 3.1.8 換熱器內(nèi)流體的流動(dòng)阻力（壓降） 因殼程為有機(jī)蒸汽在等溫等壓條件下的冷凝傳熱，壓降忽略，下面計(jì)算管程壓降。 管程流體的阻力等于流體流經(jīng)傳熱管直管阻力和換熱器管程局部阻力之和，即： 式中：FS=1.5(近似取值)，NS=1,NP=1，， 取碳鋼管壁粗糙度 ，由Re=12385,傳熱管相對(duì)粗糙度查莫狄圖得： uI=0.4983m/s

66、 <1×10Pa 壓降符合設(shè)計(jì)要求，故選用的換熱器是合適的。 §3.2 接管設(shè)計(jì) 由數(shù)據(jù)手冊(cè)知，對(duì)于乙醇這種易燃流體，其安全流速應(yīng)小于2~3m/s。 3.2.1進(jìn)料管 由上面設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)知 進(jìn)料液質(zhì)量流率：FG=FMF=2754.508kg/h、密度：ρLMF=869.07kg/m3 則料液體積流率 VF=2754.508/869.07=2.88m3/h 取管內(nèi)流速 uF=1.0m/s 則進(jìn)料管直徑 取進(jìn)料管尺寸為Φ38×2.0，則實(shí)際流速也為：uF=0.8m/s 3.2.2回流管 由上面設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)知： 回流液質(zhì)量流率:DG=D×MD=836.7233kg/h、密度:ρLMD=756.80kg/m3 則回流液體積流率VD=836.7233/756.80=3.8143m3/h 取管內(nèi)流速uD =1.3m/s 則回流管直徑 取回流管尺寸為Φ38×2,則實(shí)際流速為：uD=0.94m/s 3.2.3釜液出口管 由上面設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)知： 釜液質(zhì)量流率WG=W·MW=3195.8084kg/h、密度ρ=958.32kg/m3 則釜液體積流率VW=31