化工原理课程设计乙醇水精馏塔设计说明书.pdf

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1、化工原理化工原理课程设计课程设计题目：乙醇水精馏筛板塔设计设计时间:2010、12、20-2011、1、6化工原理课程设计任务书（化工化工原理课程设计任务书（化工 1 1）一、一、设计题目设计题目板式精馏塔的设计二、设计任务：乙醇-水二元混合液连续操作常压筛板筛板精馏塔的设计三、工艺条件三、工艺条件生产负荷（按每年 7200 小时计算）:6 6、7 7、8 8、9 9、1010、1111、1212 万吨/年进料热状况：自选回流比：自选加热蒸汽:低压蒸汽单板压降：0.7Kpa工艺参数组成浓度（乙醇 mol）塔顶78加料板28塔底0.04四、设计内容四、设计内容1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图

2、。2。工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率,实际塔板数等.3。主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置,塔盘布置等.4。流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5。主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算.料液泵设计计算：流程计算及选型。管径计算。五、设计结果总汇五、设计结果总汇六、主要符号说明六、主要符号说明七、参考文献七、参考文献八、图纸要求八、图纸要求1、工艺流程图一张（A2 图纸）2、主要设备工艺条件图（A2 图纸）目录目录前言.31 概述.31.1 设计目的.31.2

3、塔设备简介.42 设计说明书.52。1 流程简介.52。2 工艺参数选择.53工艺计算.53。1 物料衡算.53。2 理论塔板数的计算.63。2.1 查找各体系的汽液相平衡数据.6如表 31.63。2.2 q 线方程.93。2.3 平衡线.73。2.4 回流比.73.2.5 操作线方程.73。2。6理论板数的计算.73。3 实际塔板数的计算.73。3.1 全塔效率 ET.73。3.2 实际板数 NE.84 塔的结构计算.84。1 混合组分的平均物性参数的计算.94.1.1 平均分子量的计算.94。1。2 平均密度的计算.94。2 塔高的计算.104.3 塔径的计算.114.3.1 初步计算塔径

4、.114。3.2 塔径的圆整.114.4 塔板结构参数的确定.114。4.1 溢流装置的设计.114.4。2 塔盘布置（如图 44）.124。4。3 筛孔数及排列并计算开孔率.124。4.4 筛口气速和筛孔数的计算.125 精馏塔的流体力学性能验算.135。1分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算.135。1.1 液沫夹带校核.135。2。2 塔板阻力校核.135。2。3 溢流液泛条件的校核.145。2。4 液体在降液管内停留时间的校核.145。2。5 漏液限校核.145.2 分别作精馏段、提留段负荷性能图.155.3 塔结构数据汇总.166塔的总体结构.167 辅助设备的选择.177。

5、1 塔顶冷凝器的选择.177。2 塔底再沸器的选择.187.3 管道设计与选择.197.4 泵的选型.197.5辅助设备总汇.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.。.19前言前言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物.生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作,在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用.精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥

6、发度的不同,使易挥发组分由液相向气相转移,难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。乙醇在工业、医药、民用等方面,都有很广泛的应用，是很重要的一种原料.在很多方面,要求乙醇有不同的纯度,有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程,即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程,因此可使混合液得到几乎完全的分离.化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板

7、或充填一定高度的填料.为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备,才能实现整个操作.1 1 概述概述1.11.1 设计目的设计目的蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识，来解决实际化工问题的能力，做到能独立进行化工初步设计；掌握化工设计的基本程序和方法；学会查阅技术资料、选用公式和数据；用简洁文字和图表表达设计结果；用CA

8、D 制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。1.21.2 塔设备简介塔设备简介塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，他可以使气(或汽）或液液两相紧密接触,达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等.此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类.作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须

9、使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易;5、耐腐蚀和不易阻塞,操作方便，调节和检修容易.在本设计中我使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备.为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的

10、斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少.它的主要优点是:结构简单，易于加工,造价为泡罩塔的 60 左右,为浮阀塔的 80左右;在相同条件下，生产能力比泡罩塔大 2040%；塔板效率较高，比泡罩塔高 15左右，但稍低于浮阀塔;气体压力降较小，每板降比泡罩塔约低 30%左右.缺点是：小孔筛板易堵塞,不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（约 23)。2 2 设计说明书设计说明书2.12.1 流程简介流程简介图 1-1 精馏过程流程图2.22.2 工艺参数选择工艺参数选择（1）处理能力：5000T/y,年开工 7200

11、小时(2)进料浓度：Xf=0.15（mol%)(3）进料温度：tf=18（4）塔顶冷凝水采用 12深井水，塔釜间接蒸汽加热（5）压力：常压操作单板压降0。7 kPa（6)要求：xd=86 mol%xw=1mol%3 3工艺计算工艺计算3 3。1 1 物料衡算物料衡算进料浓度为 XF=0。15（mol）,则 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/h3 3。2 2 理论塔板数的计算理论塔板数的计算3.2

12、.13.2.1 查找各体系的汽液相平衡数据查找各体系的汽液相平衡数据如表 31表 3-1 乙醇-水汽液平衡组成温度 液相组成气相组成 /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温度 液相组成气相组成 /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温度 液相组成 气相组成 /%/%79.3 57.32 68。4178。74

13、67。63 73.8578.41 74。72 78。1578.15 89.43 89.43 3.2 3.2。2 2 q q线方程线方程1818进料：进料：查物性数据：易挥发组分比热 c1 2.453 kJ/kgK难挥发组分比热 c2 4。184 kJ/kgK易挥发组分汽化潜热 r1 902 kJ/kgK难挥发组分汽化潜热 r2 2458 kJ/kgK进料温度 t1 18,进料组成对应的泡点温度 t2 83 则平均 r=zf r1M轻组分+（1-zf）r2*M重组分=0.1590246+0.85*245818=43831.2 KJ/Kmol平均 cp=zf c1M轻组分+(1 zf)c2M重组分

14、 =0。15*2.45346+85*4.184*18=80。941KJ/KmolK得 q=（cp*t+r）/r=80.941*（83-18）+43831。2/43831。2=1。119则 q 线方程：=9.396x1.2593.23.2。3 3 平衡线平衡线根据表 3.1 作出平衡线图，并画出理论塔板数，如图3-1 和 32。图 31 乙醇水的气液平衡 x-y 图图 3-2 乙醇水的气液平衡局部放大图3 3。2.42.4 回流比回流比由 0.259=xD/(Rmin+1）得最小回流比 Rmin2。32又 R=(1。11.8）Rmin取回流比 R=43.23.2。5 5 操作线方程操作线方程精馏

15、段操作线方程为:=0。8xn+0。2xD提馏段操作线方程为：=1.887xm-0.008873 3。2.62.6理论板数的计算理论板数的计算用作图法（如图 31），总塔板数=20+（0。0241-0。01)/（0。02410.0036)=20.69块第 19 块板与 q 线相交,为进料板.精馏段理论板数=18，第 19 块为进料板提馏段=2.69总理论板数 NT=20.693.33.3 实际塔板数的计算实际塔板数的计算3 3。3 3。1 1 全塔效率全塔效率 ETET塔顶 xD=0。86 查表得平衡温度 t=78。21塔底 xW=0。01 查表得平衡温度 t=97。63平均粘度的计算：塔顶塔底

16、平均温度 t=87。92，查得乙醇粘度 1=0。39mPa/s,图 32 Oconnel 关联图水的粘度2=0。3242mPa/s；则 av=1xF+2(1xF)=0.390.15+0。32420。85=0。334查得平均温度下的平衡组分：x=0.0937，y=0。0433,又：得：y=x/1+(-1）x=7.388由 av=2.47，查 Oconnel 关联图（图 32）得全塔效率 ET=38%3.33.3。2 2 实际板数实际板数 N NE ENE=NT/ET=20.69/38%=54.4 块表 31 塔内气液流率汇总精馏段提馏段气相流率（kmol/h）液相流率（kmol/h)25.762

17、9.4820.60855.64 4 塔的结构计算塔的结构计算板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。板式塔为逐级接触式的气液传质设备，沿塔方向，每层板的组成、温度、压力都不同.设计时，分别计算精馏段、提馏段平均条件下的参数作为设计依据，以此确定塔的尺寸，然后再作适当调整,但应尽量保持塔径相同，以便于加工制造.4.14.1 混合组分的平均物性参数的计算混合组分的平均物性参数的计算4.1.14.1.1 平均分子量的计算平均分子量的计算（1）塔顶的平均分子量（x1为与 y1=XD平衡 的液相组成）MVDM=XDM轻组

18、分+（1XD）M重组分MLDM=x1M轻组分+（1x1）M重组分（2）进料板的平均分子量进料板对应的组成 Xn和 ynMVFM=ynM轻组分+（1yn）M重组分MLFM=XnM轻组分+（1Xn)M重组分（3)塔底的平均分子量（yw为与 xw平衡的气相组成）MVWM=ywM轻组分+（1yw）M重组分MLWM=xwM轻组分+（1xw)M重组分（4)精馏段、提馏段的平均分子量精馏段平均分子量提馏段平均分子量4 4。1 1。2 2 平均密度的计算平均密度的计算（1）液相平均密度查物性数据：易挥发组分密度 1 790 Kg/m3难挥发组分密度 2 998.595 Kg/m3塔顶易挥发组分质量百分比 a1

19、94.11%进料易挥发组分质量百分比 a224。598%塔底易挥发组分质量百分比 a32.516塔顶液相密度：LD1/a1/1+（1a1)/2=800。008Kg/m3进料液相密度：LF1/a2/1+（1a2)/2=937.69Kg/m3塔底液相密度：LW1/a3/1+（1a3）/2=922。005Kg/m3精馏段的平均液相密度：LM（LD+LF）/2=868.849Kg/m3提馏段的平均液相密度：LM(LF+LW）/2=964.85Kg/m3（2）汽相平均密度根据塔顶组成查平衡数据计算 塔顶温度 TD=78。21根据进料板组成查平衡数据计算 进料板温度 TF85.85根据塔底组成查平衡数据计

20、算 塔底温度 TW97。63精馏段：TM=(TF+TD）/2=82.03VMPMV/RTM=1。456Kg/m3提馏段：TM=（TF+TW）/2=91.74VMPMV/RTM=1.16K4g/m3表 41 塔内气液流率汇总精馏段提馏段气相流率（m3/h）750。624882。49液相流率（m3/h）0.74751。10554.24.2 塔高的计算塔高的计算板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度，按下式计算:式中Z塔的有效高度，m;ET-全塔总板效率;NT-塔内所需的理论板层数；HT塔板间距，m。HT的初选选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素.表 4-2塔板间

21、距与塔径的关系塔 径/D，m0。30。0。50。80。81.61。62。42。44.05板间距/HT，mm200300250350300450350600400600化工生产中常用板间距为：200，250，300，350,400，450，500，600,700，800mm.在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要.此设计中我取 HT=300mm4 4。3 3 塔径的计算塔径的计算计算塔径的方法有两类：一类是根据适宜的空塔气速,求出塔截面积，即可求出塔径.另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速，算出一个孔(阀孔或筛孔）允许通过的气量，定出每块塔板所需孔数,再根据孔的排列及塔板各区域的相互比例，最后

22、算出塔的横截面积和塔径。本次数据采用第一种方法。4 4。3 3。1 1 初步计算塔径初步计算塔径精馏段：图中V，L-分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s；V，L-分别为塔内气、液相的密度，kg/m3图 4-1史密斯关联图由：，查图 41 得，C20=0。06又有精馏段平均温度 TM=82.03,查得乙醇和水的表面张力分别为:1=0.0168N/m,2=0。06257N/m，从而算出混合液体的表面张力=0。04N/m.=0。069=1.8266m/s，又取 u=1.2m/s,则=0。470m提馏段:与精馏段同样的方法算得塔的直径为 0。4165m4.34.3。2 2 塔径的圆整塔径的圆整综合精

23、馏段与提留段，圆整后的塔径取 500mm4 4。4 4 塔板结构参数的确定塔板结构参数的确定4.44.4。1 1 溢流装置的设计溢流装置的设计溢流装置包括降液管、溢流堰、授液盘等几个部分，是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着重要影响。A 降液管截面积 AfB 溢流堰包括堰高 hw、堰长 lw 及 howC 受液盘和底隙 h0图 4-2 溢流装置图 43 塔盘布置r4 4。4.24.2 塔盘布置（如图塔盘布置（如图 4-4)4-4)A 受液区或降液区 Af=0。01396m2B 入口安定区和出口安定区 Ws50 mmC 边缘区 Wc=30 mmD 有效传质区：塔板上布置有筛孔的区域,称有效传

24、质区,面积为 Aa结合我的设计任务，由于流量较小，我选用 U 型塔板，如图 4-4：图 4-4 U 形流型参数选择，取：hb=30mm,hw=50mm，lw=200mm。在 CAD 软件中求得：AT=0。19625m2，AF=0.01396m2,Aa=0。1185m2则 AF/AT=0。07,在（0.06,0。12）的范围内。=6。84mm6mm,，符合要求。4 4。4.34.3 筛孔数及排列并计算开孔率筛孔数及排列并计算开孔率取孔径 d0=6mm，开孔率取 0.1,带入上述公式，得出孔距 t=18mm，t/d0=3,在(2.5,5）范围内，符合基本要求。4 4。4.44.4 筛口气速和筛孔数

25、的计算筛口气速和筛孔数的计算，精馏段和提馏段的筛口气速和筛孔数分别用上述公式计算，得出：精馏段 u0=17.6m/s,n=419.2 个提馏段 u0=20。7m/s，n=419。2 个所以筛孔数取 420 个。5 5 精馏塔的流体力学性能验算精馏塔的流体力学性能验算5.15.1分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算5.15.1。1 1 液沫夹带校核液沫夹带校核，查图 51,图 5-1 液沫夹带关联图由,得=0.11将数据带入上述公式，得出精馏段 ev=0.0734kg 液/kg0。1kg 液/kg同样的方法，可得出精馏段 ev=0.0909kg

26、 液/kg0.1kg 液/kg则液沫夹带校核通过.5 5。2 2。2 2 塔板阻力校核塔板阻力校核精馏段的踏板阻力校核:干板阻力由 d0=6mm,查图 52图 52 塔板孔流系数得，孔流系数 C0=0。65带入公式，得 h0=0。0473 液层阻力 Aa=(1-2Ad/AT）=0。16833m2Fa=Vs/Aa（V)=1。495图 5-3 充气系数图2根据 Fa，查图 5-3得,=0.59，则 hL=（hW+hOW)=0.59（0.05+0。00684)=0。03354 液体表面张力所造成阻力非常之小,此项可以忽略不计.故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：=0。0473+0。0335

27、4=0.08084 =0。08084868.849*9。8=0.688Kp(0.7K,符合设计要求)题馏段的踏板阻力校核方法同上，最后得出=0。0645Kp（0.7K,符合设计要求综上所述，塔板阻力校核通过.5.25.2。3 3 溢流液泛条件的校核溢流液泛条件的校核精馏段：液面落差 一般较小,可不计。液体通过降液管阻力 hd,包括底隙阻力 hd1 和进口堰阻力 hd2。hd=hd1+hd2=0.0153（LS/lWhb)2+0=0.000183mHd=hW+hOW+（P1P2)/Lg+hd=0.139m对于一般物系，值可取 0.5，对于不易起泡物系,值约为 0。60.7,对于易起泡物系，可取值

28、 0.30。4.乙醇水属于不易起泡物系，取 0.5。则 Hd/=0。278m5s题馏段 t=AdHT/Ls=0.013960。3/0.00030700=13。6s5s则液体在降液管内停留时间的校核通过.5.25.2。5 5 漏液限校核漏液限校核精馏段=0.0073m=6。006m/s k=u0/u0=17.6/6=2。932提馏段用同样的方法得，k=u0/u0=20。7/7.0775=2。922综上所述，漏液限校核通过.5 5。2 2 分别作精馏段、提留段负荷性能图分别作精馏段、提留段负荷性能图（1)负荷性能图的其它几条曲线的依据分别是:雾沫夹带线泛点率据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线。按泛

29、点率 80计算。精馏段整理得：0。1194=0.4097VS+5。984LS提馏段整理得：0.1194=0。3476VS+5.984LS液泛线根据确定液泛线,由于很小,故忽略式中的精馏段：代入数据得:2.4996*10-7Vh2+57。893Lh2/3+0.03278Lh2=0.1提馏段：代入数据得：1.800010-7Vh2+57。893Lh2/3+0.03278Lh2=0.1液相负荷上限线 全塔 LS，max 在降液管中停留时间 5s 时求出。漏液线液相负荷下限线 以堰上液层高度 how=0。006m 计。分别作出精馏段和提馏段的踏板负荷性能图，如图5-4,图 55图 5-4 精馏段踏板负

30、荷性能图图 5-5 提馏段踏板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出:1.在任务规定的气液负荷下的操作点 p（设计点)处在适宜的操作区内的适中位置。2.塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。3.按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限 VSMAX=0。31(0。4)m3/s气相负荷下限 VSMIN=0.125（0.15)m3/s所以，精馏段操作弹性=0。31/0。125=2。48。提留段操作弹性=0。4/0。15=2.67.5.35.3 塔结构数据汇总塔结构数据汇总表 51 塔结构数据汇总项目塔径板间距塔板类型空塔气速堰长堰高板上液层高度降液管底隙高堰上方液头高度阀空气速降液

31、管面积塔盘面积孔心距孔径单板压降降液管内清液曾高度符号DHTuhOWtHd单位mmm/smmmmmm/smmmmmmPam22计算数精馏段0.50.3提馏段0.50。3备注孔为正三角形式排列U 形流型降液管1。060。20.0500.070。0301。250.20.0500。070.0300.006840。0068417。620。70。013960。013960。196250.196250.0180.0066880。1390.0180.0066450.1316 6塔的总体结构塔的总体结构6 6。1 1 塔体总高度塔体总高度板式塔的塔体总高度（不包括裙座）由下式决定：上式中：HD-塔顶空间,0.

32、5m；HB塔底空间，0.5m；HT塔板间距，0。3m；HT-开有手孔的塔板间距，0.4m；HF-进料段高度，0。6m；Np实际塔板数,54；S-人孔数目，6 个.总体高度为 H=0.5+(54-2-6)0。3+6*0。4+0.6+0.8=18.1m6 6。2 2 塔板结构塔板结构塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般,塔径从 300900mm时采用整块式塔板；当塔径在800mm以上时，人已能在塔内进行拆装操作，无须将塔板整块装入。本设计中塔径为 500mm，所以采用整块式塔板。7 7 辅助设备的选择辅助设备的选择表 71 换热器结果列表换热器名称塔顶冷凝器塔底再沸器壳程管程管程壳程乙

33、醇-水混合气体循环冷凝水乙醇水溶液蒸汽介质进78.211283168温度，出78。2140871687.17.1 塔顶冷凝器的选择塔顶冷凝器的选择查第四章传热表 48：取总传热系数 K=800 W/m2塔顶温度 TD=78。21，查得：易挥发组分汽化潜热 r1=600kJ/kg；难挥发组分汽化潜热 r2=2312。2kJ/kgrD=r1y1+r2（1-y1）=6000.86+2312。20.14=839。7kJ/kgQ=(R+1）DrD得：Q=（4+1)（5。15242。08/3600)*839。7=252。84kJ/s传热面积：A=252。841000/(800*50.93）=6.2m选型：

34、则该换热器的公称面积为 7m2，型号 G273I257。其参数如表 72：27 7。2 2 塔底再沸器的选择塔底再沸器的选择查第四章传热表 4-8：取总传热系数 K=3000 W/m2塔底温度 TW=97。63，查得：易挥发组分比热 c13.8kJ/kgK难挥发组分比热 c24。25 kJ/kgK易挥发组分汽化潜热 r1=680kJ/kg难挥发组分汽化潜热 r1=2264.5kJ/kg平均 =4。250。99+3.80.01=4.2455kJ/kgKrW=r1*XW+r2*(1XW）=680*0.01+2264.5*0.99=2248.66kJ/kgQ=V*rW+Vt=271。5KJ/s换热器

35、面积 A=271.5*1000/(3000*82。98）=1。1m2选型：则该换热器的公称面积为 2m2,型号 G159I-252。其参数如表 72：表 7-2 换热器参数外壳直径 D/mm公称压强 Pg公称面积 A/m2罐子排列方法管长 l/m管子外径 d0/m管子总根数管程数壳程数管程通道面积/m2塔顶冷凝器塔底再沸器27325732532210。0050315925222513110.004087.37.3 管道设计与选择管道设计与选择1、塔顶回流管,得 d=0。0115m取:钢管 16mm2mm2、塔顶蒸汽出口管，得 d=0。133m取：钢管 146mm6mm3、塔顶产品出口管,得 d

36、=0。00575m4、进料管，得 d=0.011m取：钢管 16mm2mm取:钢管 10mm2mm5、塔釜出料管，得 d=0.014m取:钢管 22mm3.5mm6、塔釜回流管，得 d=0。125m取：钢管 146mm6mm7、塔釜产品出口管,得 d=0.089m取：钢管 102mm6mm蒸气出口管中的允许气速 UV应不产生过大的压降，其值可参照表 7-3表 7-3蒸气出口管中允许气速参照表操作压力（绝压)蒸汽速度/m/s 1220常压14006000Pa305050706000 Pa7.47.4 泵的选型泵的选型1、进料泵流量 F=5000000/(7200937。69)=0.74m3/hr

37、扬程 H50m选择 IS5032-200 型号的泵塔顶:流量 F=0。7475m3/hr2、回流泵扬程 H30 m选择 IS65-50-160 型号的泵塔底:流量 F=1.1m/hr3扬程 H30 m选择 IS65-50160 型号的泵7.57.5 辅助设备汇总辅助设备汇总表 7-4 辅助设备汇总辅助设备塔顶冷凝器塔底再沸器塔顶回流管塔顶蒸汽出口管塔顶产品出口管进料管塔釜出料管塔釜回流管塔釜产品出口管进料泵回流泵型号G273I-257G159I252钢管 16mm2mm钢管 146mm6mm钢管 10mm2mm钢管 16mm2mm钢管 22mm3。5mm钢管 146mm6mm钢管 102mm6mmIS5032-200IS65-50-160