精馏塔加热与冷却介质的选择
化工原理课程设计 换热器的设计
摘要换热器的应用贯彻化工生产过程的始终，换热器换热效果的好坏直接影响化工生产的质量和生产效益。
所以换热器是非常重要的化工生产设备,在化工领域中，它扮演着主力军的身份，它是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备，在化工设备中占大约50%以上的比重。
既然换热器在化工生产中扮演如此重要的角色，那么如何设计出换热效果好，设备健全合理，三废排放量更低，能源利用率更高，经济效益高的换热器是我们从事化工行业工作人员刻不容缓的职责。
为了完成年产 2.8万吨酒精的生产任务，设计换热器的总体思路：在正常的生产过程中，利用塔底的釜残液作为加热介质在塔底冷却器中进行第一次预热，然后用少量的水蒸汽便可在预热器中使原料液达到预期的温度进入精馏塔中。
塔顶酒精蒸汽经过全凝器，利用循环冷却水作为冷却介质使酒精蒸汽转为液体。
最后，在塔顶冷却器中再次用冷却水使其降到25。
C输送到储装罐中。
关键词：冷却器；再沸器；全凝器；对流传热系数；压降；列管式换热器；离心泵。
目录第一章换热器的设计..............................................1.1概述 .............................................................1.1.1流程方案的确定..............................................1.1.2 加热介质、冷却介质的选择 ...................................1.1.3 换热器类型的选择 ...........................................1.1.4 流体流动空间的选择 .........................................1.1.5 流体流速的确定 .............................................1.1.6换热器材质的选择............................................1.1.7换热器壁厚的确定............................................1.2.固定管板式换热器的结构...........................................1.2.1管程结构....................................................1.2.2壳程结构....................................................1.3 列管换热器的设计计算.............................................1.3.1 换热器的设计步骤 ...........................................1.3.2 计算所涉及的主要公式 ....................................... 第二章设计的工艺计算 ............................................2.1 全塔物料恒算.....................................................2.2 原料预热器的设计和计算...........................................2.2.1 确定设计方案 ...............................................2.2.2 根据定性温度确定物性参数 ...................................2.2.3换热器的选择................................................2.3塔顶全凝器的设计和计算 ...........................................2.3.1确定设计方案................................................2.3.2 根据定性温度确定物性参数 ...................................2.2.3 换热器的选择 ...............................................2.4 塔顶冷却器的设计.................................................2.4.1 确定设计方案 ...............................................2.4.2 根据定性温度确定物性参数 ...................................2.4.3 换热器的选择 ...............................................2.5 塔底冷却器的设计.................................................2.5.1 确定设计方案 ...............................................2.5.2 根据定性温度确定物性参数 ...................................2.5.3 换热器的选择 ...............................................2.6 再沸器的设计.....................................................2.6.1 确定设计方案 ...............................................2.6.2 根据定性温度确定物性参数 ...................................2.6.3再沸器的工艺计算............................................ 第三章附录 .....................................................................................................................................符号说明............................................................. 第四章设计感想..................................................................................................................... 参考文献............................................................第一章换热器的设计1.1概述工业生产过程，两种物料之间的热交换一般是通过热交换器完成的，所以换热器的设计就显的尤为重要。
精馏塔工作原理
精馏塔工作原理
精馏塔是一种常见的化工设备，主要用于液体混合物的分离和提纯。
其工作原
理基于液体混合物中各组分的沸点差异，通过加热和冷却来实现分离。
下面将详细介绍精馏塔的工作原理。
首先，液体混合物被加热至其混合物中沸点最低的组分的沸点以上。
在精馏塔内，液体混合物被加热至沸点，产生蒸气。
蒸气上升至塔顶部，在塔顶部，蒸气与冷凝器中的冷却介质接触，冷却后凝结成液体。
这样，液体混合物中沸点较低的组分被蒸发和冷凝，从而分离出来。
其次，液体混合物中沸点较高的组分则沿着塔体下降至塔底部。
在下降的过程中，液体混合物不断与上升的蒸气接触，发生传质和传热，从而逐渐提高沸点较高组分的浓度。
通过不断的加热和冷却，液体混合物中的各组分逐渐被分离出来，沸点较低的
组分被富集在塔顶部，而沸点较高的组分则被富集在塔底部。
这样，液体混合物得到了分离和提纯。
需要注意的是，精馏塔的分离效果受到许多因素的影响，如塔体结构、加热方式、冷却方式、进料浓度、进料速率等。
合理的操作和优化的设计可以提高精馏塔的分离效率。
总之，精馏塔通过加热和冷却来利用液体混合物中各组分的沸点差异，实现了
分离和提纯的目的。
它在化工生产中起着至关重要的作用，被广泛应用于石油化工、化学工业、食品工业等领域。
希望通过本文的介绍，读者对精馏塔的工作原理有了更深入的了解。
精馏塔的控制说明
一、精馏塔的控制要求精馏塔的控制目标是，在保证产品质量合格的前提下，使塔的总收益（利润）最大或总成本最小。
具体对一个精馏塔来说，需从四个方面考虑，设置必要的控制系统。
（1）产品质量控制；（2）物料平衡控制；（3）能量平衡控制；（4）约束条件控制（液泛限、漏液限、压力限、临界温差限等）。
防止液泛和漏液，可以用塔压降或压差来监视气相速度。
二、精馏塔的主要干扰因素精馏塔的主要干扰因素为进料状态，即进料流量F、进料组分Z f、进料温度T f或热焓F E。
此外，冷剂与热剂的压力盒温度及环境温度等因素，也会影响精馏塔的平衡操作。
所以，在精馏塔的整体方案确定时，如果工艺允许，能把精馏塔进料量、进料温度或热焓加以定值控制，对精馏塔的操作平稳时极为有利的。
三、精馏塔控制变量的分析精馏塔的控制是为了保证精馏塔安全、平稳的运行，其目标是，是塔操作满足各种约束条件，保持塔的物料及能量的平衡，在较佳的工况下安全、平稳的运行，获得较大的产品回收率和较低的能耗及符合规定要求的产品。
在过程系统控制中所涉及的变量可分为以下几类。
（1）被控变量被控变量是通过改变调节其他相关变量使之维持在目标值的变量。
精馏塔的被控变量有5个：塔顶产品的浓度、塔底产品的浓度、塔内压力、塔釜及回流罐的液位。
（2）操纵变量操纵变量时通过改变调节阀的开度实施对介质的调节，该介质变量称为操纵变量。
控制系统是通过调节操纵变量来控制被控变量，而操纵变量通常是系统的流量。
如产品流量、塔回流量及加热剂、冷却剂量。
操纵变量也为5个。
（3）干扰变量精馏塔的环境参数及输入变量波动破坏塔的平衡，使产品质量发生变化，称这些变量为干扰变量，控制的目的就是克服干扰变量的扰动影响。
干扰变量有些可控，有些则不能控制。
a、可控干扰变量如塔的进料流量、温度或进料焓值或热状态。
b、不可控干扰变量如进料的成分、环境温度、冷却水温及大气压等。
四、精馏塔被控变量的选择精馏塔被控变量的选择，是指精馏塔产品质量控制中被控变量的确定，以及检测点的位置等问题。
精馏塔的原理和流程
精馏塔的原理和流程一、引言精馏塔是一种常见的分离技术设备，广泛应用于石油、化工、医药等领域。
其原理是利用不同物质的沸点差异，在塔内进行多次汽液平衡和汽液相互传质，实现物质的分离纯化。
本文将详细介绍精馏塔的原理和流程。
二、精馏塔的结构精馏塔通常由以下几部分组成：进料口、塔底液收集器、填料层、蒸汽进口、冷凝器等。
1. 进料口：将需要分离的混合物进入塔内。
2. 塔底液收集器：收集从填料层下方流出的液体，保证系统稳定运行。
3. 填料层：填充在塔内，提供大量表面积和空隙，增强汽液接触和传质效果。
4. 蒸汽进口：输入蒸汽或其他加热介质，使混合物蒸发并上升到填料层。
5. 冷凝器：冷却上升过程中被加热的气体，使其变为液态并流回到填料层中。
三、精馏塔的原理1. 蒸发和冷凝精馏塔的原理是利用混合物中各组分的沸点差异，将其加热至沸点以上，使其蒸发形成气体，并在填料层内与下降的液体相接触。
由于不同组分之间沸点差异的存在，某些组分会随着气体上升到一定高度时开始凝结为液态，在冷凝器中冷却成为液态后流回到填料层中。
这样，就实现了各组分的分离。
2. 多级汽液平衡在塔内，气液两相进行多次接触和传质，形成多级汽液平衡。
当混合物进入填料层时，由于填料提供了大量表面积和空隙，使蒸汽和液体之间充分接触并交换组分。
这样，在填料层上方形成了一个富含轻质组分、低浓度重质组分的气相区域和一个富含重质组分、低浓度轻质组分的液相区域。
而在下方，则是一个富含重质组分、高浓度轻质组分的液相区域和一个富含轻质组分、高浓度重质组分的气相区域。
这样，就形成了多级汽液平衡。
3. 填料层的作用填料层是精馏塔中最重要的部分之一，它提供了大量表面积和空隙，增加了气液接触面积，加强了传质效果。
填料层的形状、尺寸、材料等因素都会影响精馏塔的分离效率。
常用的填料有环形芯棒、球形芯棒、网格板等。
四、精馏塔的流程1. 进料混合物通过进料口进入塔内。
2. 蒸发蒸汽或其他加热介质通过蒸汽进口输入塔内，使混合物蒸发并上升到填料层。
年处理4万吨丙酮-水连续精馏塔设计可行性研究方案
年处理4万吨丙酮-水连续精馏塔设计可行性研究方案设计任务书一、设计题目年处理4万吨丙酮-水连续精馏塔设计二、设计条件⑴生产时间8000小时,处理量4万吨/年，进料含丙酮55%⑵塔顶操作压力常压（绝压）⑶塔顶采用全凝器，泡点回流⑷塔釜为饱和蒸汽间接加热⑸筛板塔精馏设计⑹塔顶产品丙酮浓度不低于98%（质量分率）塔底釜液丙酮不高于1%（质量分率）三、设计任务⑴完成精馏塔`の物料衡算、热量衡算和设备设计计算及辅助设备设计选型计算.⑵绘制生产工艺流程图、精馏塔设计条件图.⑶撰写设计说明书.目录摘要 (1)第一章绪论 (2)1.1设计方案`の选择 (2)1.2流程设计 (3)1.3主要设计任务 (4)第二章精馏塔`の工艺设计 (5)2.1产品浓度`の计算 (5)2.2平均相对挥发度`の计算 (6)2.3最小回流比`の计算`の适宜回流比`の确定 (6)2.4物料衡算 (7)2.5精馏段和提馏段操作线方程 (7)2.6逐板法确定理论板数及进料位置 (8)2.7全塔效率`の计算 (8)2.8实际塔板数及加料位置`の计算 (9)第三章精馏塔主要工艺尺寸`の设计计算 (10)3.1物性数据计算 (10)3.2精馏塔`の主要工艺尺寸`の计算 (16)3.3精馏塔流体力学校核 (20)3.4塔板负荷性能图 (23)第四章热量衡算 (28)4.1塔顶冷凝器和塔底再沸器`の热负荷 (28)4.2公用工程`の用量 (30)第五章塔`の辅助设备`の设计计算 (31)5.1冷凝器和再沸器`の计算与选型 (31)5.2泵`の设计选型 (32)5.3回流罐`の设计 (34)结论 (35)结束语 (36)参考文献 (37)主要符号说明 (38)附录 (40)摘要本次化工单元设计主要是丙酮-水连续精馏塔设计，包括精馏塔`の物料衡算、热量衡算、精馏塔工艺尺寸计算和塔辅助设备`の设计计算.精馏塔设计中理论板数6块板，实际板数16块板，全塔效率为31.25%.精馏塔流体力学验证，证明了精馏塔可以正常操作.由漏液线、液沫夹带线、液相负荷下限、液相负荷上限、液泛线等画出塔板负荷性能图，分别得出精馏段和提馏段`の操作弹性为8.25和4.364，精馏塔可在正常范围内操作.关键词：丙酮-水、连续精馏、筛板塔、工艺设计第一章绪论1.1设计方案`の选择1.1.1塔设备`の类型塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用`の传质设备，根据塔内气液接触构件`の结构形式可以分为板式塔和填料塔两大类.板式塔内设置一定数量`の塔板，气体一鼓泡或喷射形式穿过板上`の液层进行传质与传热，塔板是板式塔`の主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两大类，工业应用以错流式塔板为主，常用`の错流式塔板主要有以下几种：⑴泡罩塔板泡罩塔板是最早在工业上大规模应用`の板型之一，有成熟`の设计方法和操作经验.气体接触良好，操作弹性范围大，而且耐油污、不易堵塞.20世纪上半叶，随着化学工业、炼油与石油化学工业`の高速发展，在生产中大量应用着蒸馏、吸收等气液两相传质操作.⑵筛孔塔板筛板塔普遍用作H2S-H2O双温交换过程`の冷、热塔.应用于蒸馏、吸收和除尘等.在工业上实际应用`の筛板塔中，两相接触不是泡沫状态就是喷射状态，很少采用鼓泡接触状态`の. 筛板塔优点：结构简单、造价低；气流压降小、板上液面落差小板效率高.⑶浮阀塔板浮阀塔板上开有—定形状`の阀孔(圆形或矩形)，孔中安有可上下浮动`の阀片有圆形、矩形、盘形等，从而形成不同型式`の浮阀塔板.浮阀塔板`の优点是结构简单、制造方便、造价低塔板开孔率大，其缺点是处理结焦、高粘度物系是，阀片易与塔板粘结，在操作过程中会发生卡死等现象，使塔板操作弹性下降.在本设计中采用`の是筛板塔.1.1.2操作条件确定⑴操作压力`の选取精馏塔操作可在常压、减压和加压中进行，精馏操作中压力影响非常大，当压力增大时，混合液`の相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增加，对分离有利.但当压力太低时，对设备要求高，设备费用增加.因此在设计时一般采用常压精馏.丙酮-水系统在常压下相对挥发度较大，故本设计采用常压精馏.⑵加料热状况泡点进料，q=1⑶加热方式采用间接蒸汽加热，设置再沸器.⑷回流比`の选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低，一般经验值为 .R=(1.1～2.0)Rmin⑸塔顶冷凝器`の冷凝方式与冷却介质`の选择塔顶冷凝温度要求不低于30℃，常用`の冷却剂是水和空气，工业上多用冷却水，冷却水可以是江、河及湖水，受本地气温限制，冷却水一般为10～25℃，故本设计选用25℃`の冷却水，选升温10℃，即冷却水`の出口温度为35℃.⑹塔釜加热介质`の选择常用`の加热介质有饱和水蒸气和烟道气.饱和水蒸汽是一种应用最广泛`の加热介质，由于饱和水蒸汽冷凝时`の传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热速度.燃料燃烧所排放`の烟道气温度可达100～1000℃，适用于高温加热，烟道气`の缺点是是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难，本设计选用300KPa（温度为133.3）`の饱和水蒸气作为加热介质，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂.1.1.3换热器`の选择换热器是许多工业部门`の通用工艺设备，尤其是石油、化工生产中应用更为广泛，在化工厂中换热器可作为加热器、冷却器、蒸发器和再沸器等.列管换热器是目前化工生产中应用最广泛`の一种换热器，它`の结构简单、坚固、制造容易，材料广泛，处理能力大，适用性强，尤其是在高温高压下较其它换热器更为适用，是目前化工厂中主要`の换热设备，列管换热器`の类型主要有一下几种：⑴固定管板式换热器⑵浮头式换热器⑶U形管式换热器⑷填料函式换热器其中固定管板是换热器`の优点是结构简单、紧凑、制造成本低；管内不易结垢，即使产生污垢也便于清洗. 缺点是壳程检修困难主要适用于壳体和管束温差小，管外物料比较清洁，不易结垢`の场合.所以在本设计中采用固定管板式换热器中`の列管换热器，管外走气体，管内走液体.1.1.4泵`の选择化工用泵主要有离心泵、往复泵、回转式泵、旋涡泵等.由于离心泵具有宽范围宽流量和宽扬程等特点，且范围适用于轻度腐蚀性液体多种控制选择流量均匀、运转平稳、振动小，不需要特别减震`の基础，设备安装、维护检修费用较低等，故本设计采用离心泵.1.2流程设计1.2.1流程叙述丙酮-水物料从储罐V0101出来，由泵P0101打入换热器E0101，经过换热器加热到61.275℃后进入精馏塔T0101进行分离，在塔釜`の采出主要是水，其中一部分经再沸器E0102回到精馏塔T0101，一部分由产品泵P0103打入釜液冷却器E0105,冷却到30℃后进入釜液储罐V0104，塔顶采出丙酮，经全凝器E0103后产品进入回流罐V0102，一部分由回流泵P0102再次打入精馏塔T0101，一部分经产品冷却器E0104冷却到30℃后进入产品储罐V0103.1.2.2流程示意图FDW E0101FE EDP01015E0102E0103V0103V0102V010167T0101原料罐进料泵预热器丙酮-水精馏塔塔釜液冷却器塔顶产品冷却器丙酮产品罐水罐图1-1工艺流程图1.3主要设计任务⑴完成精馏塔`の物料衡算、热量衡算和设备设计计算及辅助设备设计选型计算.⑵绘制生产工艺流程图、精馏塔设计条件图. ⑶撰写设计说明书.第二章 精馏塔`の工艺设计2.1产品浓度`の计算2.1.1液相浓度计算将各项组成由质量分数换算为摩尔分数：F x =55% F x =18/4558/5558/55+=27.5% D x =98% −−−−→−换算为摩尔分数D x =18/258/9858/98+=93.83% W x =1% W x =18/9958/158/1+=0.31% 2.1.2温度计算由附表1中数据，利用插值法求得D t 、W t 、F t进料温度F t ：30.020.00.611.62--=20.0275.01.62--F t F t =61.275℃塔顶温度D t ：957.09.100.575.57--=90.09383.05.57--D t D t =57.117℃塔底温度W t : 01.007.92100-- =00031.0100--w t W t =97.737℃精馏段平均温度：1t =2D F tt +=2117.57275.61+=59.196℃提馏段平均温度：2t =2W F t t +=2737.97275.61+=79.506全塔平均温度:全t =3D W F t t t ++=3737.97117.57275.61++=72.0432.1.3气相组成计算 D t =57.117℃ F t =61.275℃ W t =97.737℃D y :3.965.930.575.57--=3.961000.57117.57--D y D y =95.64% F y :830.0815.00.611.62--=3.961000.61275.61--F y F y =82.63%W y :Wy 1000737.971003.2507.92100--=-- W y =7.84%精馏段： 液相组成1x ：%665.602275.09383.02=+=+F D x x气相组成1y ：%135.8928263.09564.02=+=+F D y y 提馏段：液相组成2x ：%905.132275.00031.02=+=+F W x x 气相组成2y ：%235.4528263.00784.02=+=+F wy y 2.2平均相对挥发度`の计算根据α=AB B A x y x y 由 F x =0.275 F y =0.8263F α:A B B A x y x y =()()F F F F x y x y --11 =()()275.08263.01275.018263.0-- Fα=12.54由 D x =0.9383 D y =0.9564D α:A B B A x y x y =()()D D D D x y x y --11 =()()9383.09564.019383.019564.0-- Dα=1.442由 W x =0.0031 W y =0.0784W α:A B B A x y x y =()()W W W W x y x y --11=()()0031.00784.010031.010784.0-- 357.27αW=精馏段平均相对挥发度：1α=9915.62442.154.12=+提馏段平均相对挥发度：2α=95.192357.2754.12=+全塔平均相对挥发度：78.133357.27442.1541.12α=++=全 已知相对挥发度可得出平衡方程： x xy 78.12178.13+=2.3最小回流比`の计算`の适宜回流比`の确定利用解析法求最小回流比 泡点进料时F q x x =则有()()()()175.0275.01.93830-178.31275.09383.01-13.7811-1α1-α1min =⎥⎦⎤⎢⎣⎡--=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--=F D FD x x x x R适宜回流比R=min 2R =2×0.175=0.352.4物料衡算已知数据：丙酮`の摩尔质量 A M =58kg/kmol, 水摩尔质量B M =60kg/kmolF x =0.275 D x =0.9383 W x =0.0031原料处理量()s km ol F /0479.0360080001855.015855.01010434=⨯⎥⎦⎤⎢⎣⎡-+⨯⨯⨯=总物料流量衡算W D F +=塔底物料流量衡算：W D F Wx Dx Fx +=解得：s kmol D /0139.0= s kmol W /034.0= 塔顶产品`の相对分子质量：kmol kg M D /532.55)9383.01(189383.058=-⨯+⨯= 塔顶产品质量流量：s kg D M D D /7719.00139.0532.55'=⨯=⨯= 塔釜产品`の相对分子质量：kmol kg M W /124.18)0031.01(180031.058=-⨯+⨯= 塔釜产品质量流量：s kg W M W W /618.0034.0124.18'=⨯=⨯=2.5精馏段和提馏段操作线方程已知： 175.0min =R 35.02min ==R R F x =0.275 D x =0.9383 W x =0.0031310865.40139.035.0-⨯=⨯==RD L 0188.00139.0)135.0()1(=⨯+=+=D R V0528.00479.0110865.43=⨯+⨯=+=-qF L L0188.0==V V带入数据得出精馏段操作线方程：695.02593.0111+=+++=+n D n n x R xx R R y 提馏段操作线方程：0056.0809.20188.00031.0034.00188.00528.01-=⨯-=-=+m m W m m x x VWx x V L y2.6逐板法确定理论板数及进料位置已知：平衡方程：xxy 78.12178.13+=精馏段操作线方程：695.02593.01+=+n n x y 提馏段操作线方程：0056.0809.21-=+m m x y 利用逐板法求理论板如下：9383.01==D x y −−−→−平衡方程()52.09383.078.1278.139383.01-α-α111=⨯-==y y x8298.0695.052.02593.02=+⨯=y −−−→−平衡方程261.08298.078.1278.138298.02=⨯-=x261.02=x <275.0=F x ,所以第二块板为进料板，下面进入提馏段7275.00056.0261.0809.23=-⨯=y −−−→−平衡方程1623.07275.078.1278.137275.03=⨯-=x4503.00056.01623.0809.24=-⨯=y −−−→−平衡方程0561.04503.078.1278.134503.04=⨯-=x152.00056.00561.0809.25=-⨯=y −−−→−平衡方程0128.0152.078.1278.13152.05=⨯-=x0303.00056.00128.0809.26=-⨯=y −−−→−平衡方程0023.00303.078.1278.130303.06=⨯-=x因为0031.06=<W x x ,所需总理论板数为6块（包快再沸器），第2块为进料板，精馏段1块板，提馏段5块板.2.7全塔效率`の计算2.7.1粘度计算已知：196.591=t 506.792=t 根据附表2中数据，利用插值法求得：精馏提馏提馏提馏水μ：60196.59469.06050469.0592.0--=--水μ mpa 4745.0=水μ丙酮μ:60196.59312.06050231.026.0--=--丙酮μ mpa 2333.0=丙酮μ '水μ: 80506.7933.0807033.04.0'--=--水μ mpa 3857.0'=水μ'丙酮μ:80506.79991.08070199.0209.0'--=--丙酮μ mpa 1995.0'=丙酮μ精馏段粘度：()1111x x -+=水丙酮μμμ=()13905.013587.060665.02333.0-⨯+⨯=3282.0 提馏段粘度：()2'2'21x x -+=水丙酮μμμ=()3366.013905.013587.013905.01995.0=-⨯+⨯ 2.7.2板效率计算板效率可用奥康奈尔公式()245.049.0-⨯=L T E αμ式中：α--塔顶与塔底平均温度下`の相对挥发度 L μ--塔顶与塔底平均温度下`の液相粘度mpa.s 精馏段1α9915.6= 1μ=3282.0所以()399.03282.09915.049.0245.0=⨯⨯=-T E 3399.01===T T P E N N 精块 提馏段2α=95.19 2μ=3366.0所以()3073.03366.095.1949.0245.0'=⨯⨯=-T E 133073.015'=-==T T P E N N 提 全塔效率%25.31%10013316%100=⨯+-=⨯+=提精P P T T N N N E2.8实际塔板数及加料位置`の计算块提精16133=+=+=P P P N N N得出全塔共16块板（包括再沸器），进料位置是第3块板.第三章 精馏塔主要工艺尺寸`の设计计算3.1物性数据计算3.1.1密度计算 已知：混合液体密度：BBAALa a ρρρ+=1（a 为质量分数，M 为平均相对分子质量）混合气体密度：004.22TP MP T V =ρ已知：D t =57.117℃ F t =61.275℃ W t =97.737℃ D y =0.9564 F y =0.8263 W y =0.0784%665.601=x %135.891=y %905.132=x %235.452=y 可求出精馏段和提馏段`の气液相摩尔组成精馏段：266.42)60665.01(1860665.0581=-⨯+⨯=L M ()66.5389135.011889135.0581=-⨯+⨯=V M 提馏段：56.23)45235.01(1845235.0582=-⨯+⨯=L M 10.36)45235.01(1845235.0582=-⨯+⨯=V M根据附表3中数据，利用插值法求得在D t 、W t 、F t 下`の丙酮和水`の密度F t =275.61℃WFρ--=--8.977275.61702.9838.9776070 5.982=WF ρCFρ--=--68.718275.61704.73768.7186070 01.735=CF ρ D t =117.57℃WDρ--=--2.983117.57601.9982.9835060 5.987=WD ρCDρ--=--4.737117.576056.7854.7375060 28.751=CD ρ737.97=W t ℃WWρ--=--4.958737.971003.9654.95890100 96.959=WW ρCWρ--=--92.699737.9710036.68592.69990100 41.673=CW ρ 由以上数据可求出：5.98255.0101.73555.01-+=Fρ 98.828=F ρ 5.98798.0128.75198.01-+=Dρ 89.754=D ρ96.95901.0141.67301.01-+=Wρ 89.955=W ρ 精馏段平均密度1L ρ:93.791289.75498.82821=+=+=DF L ρρρ提馏段平均密度2L ρ:43.892289.95598.82822=+=+=D WL ρρρ 3.1.2摩尔组成计算()kmol kg x x M D D LD /532.5518)9383.01(589383.018146=⨯-+⨯=⨯-+⨯= ()kmol kg x x M F F LF /2918)275.01(58275.018146=⨯-+⨯=⨯-+⨯=()kmol kg x x M W W L W /124.1818)0031.01(580031.018146=⨯-+⨯=⨯-+⨯=kmol kg M M M LF LD L /266.42229532.5521=+=+=kmolkg M M M LW LF L /562.232124.182922=+=+=()()kmol kg y y M D D VD /26.56189564.019564.05818158=⨯-+⨯=⨯-+⨯= ()()kmol kg y y M F F VF /05.51188263.018263.05818158=⨯-+⨯=⨯-+⨯= ()()kmol kg y y M W W VW /14.21180784.010784.05818158=⨯-+⨯=⨯-+⨯= ()86.1275.6115.2734.2215.27305.51=+⨯+=VF ρ()08.2117.5715.2734.2215.27326.56=+⨯+=VD ρ()695.0737.9715.2734.2215.27314.21=+⨯+=VW ρ97.1208.286.11=+=V ρ 278.12695.086.12=+=V ρ3.1.3操作压力计算塔顶操作压力kPa P D 3.101= 每层塔板压降kPa P 7.0=∆进料板操作压力kPa P F 4.10337.03.101=⨯+= 塔底操作压力kPa P W 5.1127.0163.103=⨯+= 精馏段平均压力kPa P 35.10224.1033.101=+=精提馏段平均压力kPa P 95.10724.1035.112=+=提3.1.4混合液体表面张力计算二元有机物--水溶液表面张力可用以下公式计算（丙酮q=2）414141o so w sw mσϕσϕσ+=式中：O o W W W W V x V x x +=σ O O W W Oo O V x V x V x +=σS W SW sw V V x =ϕ so so so V Vx =ϕ ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=o q WB ϕϕlg 1=+so sw ϕϕ Q B A += ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=oq WA ϕϕlg ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎭⎫ ⎝⎛=3232441.0W W o o V q V T q Q σσ 注：下角标W 、O 、S 分别代表水、有机物及表面部分，W x 、o x 指主体部分`の分子数；W V 、o V 指主体部分`の分子体积；W σ、o σ为纯水、有机物`の表面张力，对于丙酮q=2.L L V CDCD m 20.7707720.028.75158m c====ρmL L m V CWCCW 13.8608163.041.67358====ρ mL L m V CFCCF 91.7807891.001.73558====ρ mL L m V WFWWF 32.1801832.05.92818====ρ mL L m V WDWWD 23.1801823.05.98718====ρ mL L m V WWWWW 75.1801875.096.95918====ρ已知：D t =57.117℃ F t =61.275℃ W t =97.737℃根据附表4数据 ，利用插值法求得在D t 、W t 、F t 下`の丙酮和水`の表面张力 丙酮在塔顶、塔底、进料`の表面张力CFσ--=--7.178.187.17275.61706070 66.18=CF σCDσ--=--8.185.198.18117.57605060 00.19=CD σCWσ--=--3.142.153.14737.9710090100 50.14=CW σ WFσ--=--3.64663.64275.61706070 78.65=WF σWDσ--=--0.667.670.66117.57605060 49.64=WD σWWσ--=--4.581.604.58737.9710090100 78.58=WW σ塔顶表面张力：()[]()[]CD D WD D CD D WD D CD WD V x V x V x V x +--=1122ϕϕ=()[]()[]20.779383.023.189383.0120.779383.023.189383.012⨯+⨯-⨯⨯⨯-=41037.2-⨯⎥⎦⎤⎢⎣⎡=CD WD B ϕϕ2lg =()6253.31037.2lg 4-=⨯-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡-⨯⨯=3232441.0WDWD CDCD V q V T q Q σσ =()()⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⨯-⨯⨯+⨯323223.1849.66220.7700.19117.5715.2732441.0 =77.0-Q B A +==3953.477.06253.3-=--联立方程组：⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=SCDSWDA ϕϕ2lg 1=+SCD SWD ϕϕ 带入数据求得：00634.0=SWD ϕ 994.0=SCD ϕ()()093.200.19994.049.6600634.0414141=⨯+⨯=D σ 19.19=D σ 原料表面张力：()[]()[]CFF WF F CF F WF F CF WF V x V x V x V x +--=1122ϕϕ = ()[]()[]91.78275.032.18275.0191.78275.032.18275.012⨯+⨯-⨯⨯⨯-=232.0⎥⎦⎤⎢⎣⎡=CF WF B ϕϕ2lg =232.0lg =6345.0-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡-⨯⨯=3232441.0WFWF CF CF V q V T q Q σσ =()()⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⨯-⨯⨯+⨯323232.1873.65291.7866.18275.6115.2732441.0 752.0-=Q B A +=3865.16345.0752.0-=--=联立方程组：⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=SCFSWFA ϕϕ2lg 1=+SCF SWF ϕϕ代入数据求得 ：1832.0=SWF ϕ 8168.0=SCF ϕ()()2194.266.188168.073.651832.0414141=⨯+⨯=F σ 26.24=F σ 塔底表面张力：()[]()[]CW W WW W CW W WW W CW WW V x V x V x V x +--=1122ϕϕ =()[]()[]13.860031.075.180031.0113.860031.075.180031.012⨯+⨯-⨯⨯⨯-021.69=⎥⎦⎤⎢⎣⎡=CWWWB ϕϕ2lg =021.69lg 84.1= ⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡-⨯⨯=3232441.0WWWW CWCW V q V T q Q σσ =()()⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⨯-⨯⨯+⨯323275.1878.58213.8650.14737.9715.2732441.0 6503.0-=Q B A +=1897.184.16503.0=+-=联立方程组：⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=SCWSWWA ϕϕ2lg 1=+SCW SWW ϕϕ代入数据求得：9426.0=SWW ϕ 0574.0=SCW ϕ()()722.250.140574.078.589426.0414141=⨯+⨯=F σ 9.54=W σ 精馏段`の平均表面张力：725.21219.1926.2421=+=+=DF σσσ提馏段`の平均表面张力：58.3929.5426.2421=+=+=WFσσσ3.2精馏塔`の主要工艺尺寸`の计算3.2.1体积流量`の计算已知： 175.0min =R 35.02min ==R R 精馏段：已知：310865.4-⨯==RD L 0188.0)1(=+=D R V 266.421=L M 66.531=V M 93.7911=L ρ 97.11=V ρ 则质量流量：L M L L 11=s kg /21.010865.4266.423=⨯⨯=-V M V V 11=s kg /0088.10188.066.53=⨯= 体积流量：111LS L L ρ=s m /107.294.79121.034-⨯==121VS V V ρ=s m /5121.097.10088.13==提馏段： 已知：0528.0=L 0188.0=V 56.232=L M 10.362=V M 43.8922=L ρ 278.12=V ρ 则质量流量：L M L L 22=s kg /244.10528.056.23=⨯=V M V V 22=s kg /6787.00188.010.36=⨯=体积流量：222LS L L ρ=s m /104.145.892244.133-⨯==222VS V V ρ=s m /5311.0278.16787.03==3.2.2塔径`の计算 精馏段：由u =（安全系数）max u ⨯，安全系数=0.6～0.8，max u =VVL Cρρρ-式中C 可由史密斯关联图查出. 横坐标数值：1111VL S S V L ρρ⨯02.0013.097.194.7915121.01074.24≈=⨯⨯=- 由于塔顶压力和进料压力都为常压，所以存在误差，则将0.013取为0.02 取板间距m H T 45.0=,m h L 05.0=则m h H L T 40.0=- 查图可知：078.020=C0783.020725.21078.0202.02.0120=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m u /57.197.197.194.7910783.0max =-⨯=s m u u /1.157.17.07.0max 1=⨯== m u V D S 77.01.114.35121.044111=⨯⨯==π圆整m D 8.01=，横截面积225024.08.0785.0m A T =⨯=，空塔气速s m A V u TS /02.15024.05121.01'1===提馏段：横坐标数值：2222VL S S V L ρρ⨯07.0278.145.8925311.0104.13=⨯⨯=- 查图可知：077.020=C0883.02058.39077.0202.02.0120=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m u /332.2278.1278.145.8920883.0max =-⨯=s m u u /6324.1332.27.07.0max 1=⨯==m u V D S 644.06324.114.35311.044222=⨯⨯==π圆整m D 8.02=，横截面积22'5024.08.0785.0m A T =⨯=，空塔气速s m A V u TS /06.15024.05311.0''22===精馏塔`の有效高度计算：()()9.0045.0131-=⨯-==T H N Z 精精 ()()4.545.01131-=⨯-==T H N Z 提提由于mm D 800=，所以不需要开人孔，故精馏塔`の有效高度为3.64.59.0=+=Z 3.2.3溢流装置`の计算塔径m D 8.0=，可采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：⑴堰长W l取48.08.06.06.0=⨯==D l W⑵溢流堰高度精馏段：321100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=W S OWl L E h m 33241055.448.03600107.21100084.2--⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯⨯=取m h OW 3106-⨯=m h h h O W L W 036.0014.005.0'''=-=-= 提馏段：32'2100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=W S OWl L E hm 014.048.03600104.11100084.2323=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯⨯=-⑶弓形降液管宽度d W 和截面积f A由于6.0=D l W ,查图得出056.0=T f A A 116.0=DWd 0281.05024.0056.0056.0=⨯=⨯=T f A A 0928.048.0116.0116.0=⨯=⨯=D W d 验算降液停留时间 精馏段：s L H A S T f 8.46107.245.00281.041=⨯⨯==-θ提馏段：s L H A S T f 03.9104.145.00281.032=⨯⨯==-θ 停留时间s 5>θ，故降液管可用. ⑷降液底隙高度 精馏段：取降液底隙`の流速s m u /08.00=则m u l L h W S 007.008.048.0107.24001=⨯⨯==- 006.0037.0007.0044.00>=-=-h h W提馏段：取降液底隙`の流速s m u /08.00=则m u l L h W S 03.008.048.0104.130'02=⨯⨯==- 006.0006.003.0037.0'0'≥=-=-h h W3.2.4塔板布置⑴塔板`の分块因为mm D 800≥，故塔板可采用分块式，查表可知，塔板可分为3块. ⑵边缘区宽度确定取m W S 06.0= m W C 03.0=⑶开孔区面积计算开孔区面积a A ，对单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算，即⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π式中， ()S d W W Dx +-=2 ， m C W Dr -=2 , mr x1sin -为角度表示`の反函数.()25.006.00928.028.0=+-=x 37.003.028.0=-=r故⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π237.037.025.0sin 18037.014.325.0375.025.021222=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+-⨯⨯=- ⑷筛孔计算及其排列本设计所处理`の物系无腐蚀性，可选用鼓泡型筛板塔，mm 3=δ`の碳钢板，mm d 50=，筛孔按正三角形排列，取中心孔距mm t t 155330=⨯=⨯= 筛孔数目：2155.1tA n a=式中：a A --鼓泡区面积，2mn --筛孔`の中心孔距，m则：2015.0237.0155.1⨯=n开孔率：%1.10%100)015.0005.0(907.0%100)(907.00=⨯=⨯=t d ϕ 气体通过筛孔`の气速： 精馏段s m A V u S /39.21237.0101.05121.0001=⨯==提馏段s m A V u S /19.22237.0101.05311.00'02=⨯==3.3精馏塔流体力学校核3.3.1塔板压降 精馏段： ⑴干板阻力⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V C C u h ρρ200051.0 由67.135==δd 查图得772.00=C故m h C 035.094.79197.1772.039.21051.02=⎪⎭⎫⎝⎛⎪⎭⎫⎝⎛=液柱 ⑵气体通过液层阻力l h 计算()OW W L l h h h h +==ββ V a u F ρ=008.10281.05024.05121.0=-=-=f T S a A A V u516.197.108.10==F 由0F 查得64.0=β()m h l 032.0006.0044.064.0=+=液柱⑶液体表面张力`の阻力计算m gd h L L 0023.0005.081.994.79110725.21443011=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ液柱气体通过每层塔板`の液柱高度m h P 0693.00032.00023.0035.01=++=液柱∆1P P =pa g h L P 39.58381.994.7910693.011=⨯⨯=ρ提馏段⑴干板阻力⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V C C u h ρρ200'051.0 由67.1350==δd 查图得772.00=C m h C039.045.892278.1772.019.22051.02'=⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=⑵气体通过液层阻力l h 计算()OW W L l h h h h +==ββ' V a u F ρ=012.10281.05024.05121.0=-=-=f T S a A A V u27.1278.112.10==F 由0F 查得61.0=βm h l 0305.005.061.0'=⨯=液柱⑶液体表面张力`の阻力计算m gd h L L 0036.0005.081.945.8921058.394430'22=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ液柱气体通过每层塔板`の液柱高度m h P 0731.00032.00023.0039.02=++=液柱pa p P 64081.945.8920731.02=⨯⨯=∆ 3.3.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计`の塔径和液流量均不大，故可以忽略液面落差`の影响. 3.3.3液沫夹带 精馏段：2.316111076.5⎪⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=-f Ta L V h H u e σ m h h L f 125.005.05.25.2=⨯== 故 气液气液kg g kg kg e V /1.0/028.0125.045.008.110725.211076.52.3361<=⎪⎭⎫⎝⎛-⨯⨯=--提馏段：2.326221076.5⎪⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=-f Ta L V h H u e σ m h h L f 125.005.05.25.2=⨯== 故气液气液kg g kg kg e V /1.0/1053.7125.045.0119.11058.391076.532.3361<⨯=⎪⎭⎫⎝⎛-⨯⨯=---3.3.4漏液对于筛板塔，漏液点气速min 0u 可由下式计算 精馏段：()VLL h h C u ρρσ-+=13.00056.04.40min 0()97.194.7910023.005.013.00056.0772.04.4-⨯+⨯= s m /75.9= 稳定系数K :min00u u K =5.12.275.939.21>==提馏段：()VLL h hC u ρρσ''min 013.00056.04.4-+=()278.145.8920036.005.013.00056.0772.04.4-⨯+⨯= s m /587.8= 稳定系数K :min00u u K =5.118.215.1019.22>==3.3.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度d H 应服从下式关系： ()W T d h H H +≤ϕ丙酮水属于不发泡物系，ϕ取6.0，则 精馏段：()()2964.0044.045.06.0=+⨯=+W T h H ϕd L p d h h h H ++= 板上不设进堰口()()液柱001.008.0153.0153.022'=⨯==u h dm h h h H d L p d 1203.0001.005.00693.01=++=++=液柱()W T d h H H +≤ϕ，故在本设计中不会发生液泛现象.提馏段：m h h h H d L p d 1241.0001.005.00731.02'=++=++=液柱 ()W T d h H H +≤ϕ'，故在本设计中不会发生液泛现象.3.4塔板负荷性能图3.4.1漏液线 精馏段：()VLL h h C u ρρσ-+=13.00056.04.40min 0 0m i nm i n 0A V u s =OW W L h h h += 321100084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=W S OWl L E h得：11113200min 100084.213.00056.04.4V L W S W s h l L E h A C V ρρσ⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫⎝⎛++= 97.194.7910023.048.03600100084.2044.013.00056.0101.0237.0801.04.4321⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯++⨯⨯⨯=S L ()321843.5663.308436.0S L +⨯=提馏段：222232'00min 100084.213.00056.04.4V L W S W s h l L E h A C V ρρσ⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫⎝⎛++= 278.145.8920036.048.03600100084.2036.013.00056.0101.0237.0801.04.4322⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯++⨯⨯⨯=S L ()32202.1026648.408436.0S L +⨯=在Ls 值操作范围内取几个Ls 值,依上式计算出Vs 值，计算结果见表3-1表3-1 Ls-Vs 关系数据精馏段提馏段Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)0.001 0.201 0.0009 0.1999 0.002 0.2115 0.001 0.2011 0.003 0.22 0.0015 0.2067 0.0040.2270.0020.21153.4.2液沫夹带线以2.361076.5⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⨯=-f T a L V h H u e σ S Sf T S a V V A A V u 1084.20281.05024.0=-=-= ()O W W L f h h h h +⨯==5.25.2 3232088.148.036001100084.2S S OW L L h =⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=精馏段：1.0088.1044.05.245.01084.210725.211076.52.3323621=⎪⎪⎪⎪⎭⎫⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛+-⨯⨯=--S S V L V e整理得：32112643.8033.1S S L V -=提馏段：1.0088.1036.05.245.01084.21058.391076.52.33236'21=⎪⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛+-⨯⨯=--S S V L V e整理得：3222968.9319.1S S L V -= 在操作范围内任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果见表3-2表3-2 Ls-Vs 关系数据精馏段提馏段Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)0.001 1.2 0.0009 1.2261 0.002 1.161 0.001 1.2193 0.003 1.112 0.0015 1.1884 0.0041.10.0021.16083.4.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上高度m h OW 006.0=，作为最小液体符合标准，则321100084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=W S OWl L E h =0.006 s m L s /103.1360048.084.21000006.03423min -⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯= 3.4.4液相负荷上限线以s 3=θ作为液体在降液管中停留时间`の下限则：ST f L H A =θs m H A L T f s /1022.4333min -⨯==3.4.5液泛线令()W T d h H H +=ϕ d L p d h h h H ++= σh h h h l c p ++= L l h h .β= OW W L h h h +=联立得：()()σββϕϕh h h h h H d c O W W T ++++=+-+11忽略σh ，将OW h 与s L 、d h 与s L 、c h 与s V `の关系带入上式，并整理得：32'2''2'S S S L d L c b V a --=式中：()⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V C A a ρρ200'051.0 ='b ()W T h H 1--+βϕϕ ()20'153.0h l c W = ()323'360011084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯=-W l E d β 精馏段：将有关数据代人得 ()3451.094.79197.1772.0237.0101.0051.02'=⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯=a='b ()2273.0044.0161.064.045.06.0=⨯--+⨯()6640007.048.0153.02'=⨯=c ()7864.148.0360064.0111084.2323'=⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯⨯⨯=-d最后整理得：3222171.524.196586.0S S S L V --=提馏段：()1497.045.892278.1772.0237.0101.0051.02'=⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯=a ='b ()234.0036.0161.06.045.06.0=⨯--+⨯()8.73703.048.0153.02'=⨯=c ()752.148.0360061.0111084.2323'=⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯⨯⨯=-d整理得：3222703.11928.45631.12s SS L L V --=在操作范围内任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果见表3-3表3-3 Ls-Vs 关系数据精馏段提馏段Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)Ls(m 3/s)Vs(m 3/s)0.001 1.231 0.0009 1.2061 0.002 1.1736 0.001 1.2025 0.003 1.1487 0.0015 1.1873 0.0041.1140.0021.1736由漏液线、液沫夹带线、液相负荷上限线、液限负荷下限线、液泛线分别画出精馏段和提馏段塔板负荷性能图如图3-1、图3-2.图3-1精馏段塔板负荷性能图图3-2提馏段塔板负荷性能图m 3/s由图3-1、图3-2可以看出得出：①在任务规定`の汽液负荷下`の操作点P （设计点）处在适宜操作区`の适中位置 ②按固定`の液气比，由图可查出塔板`の汽相负荷下限()min S V =s m /)22.0(16.03，液相负荷上限()s m V S /)96.0(32.13max = 精馏段操作弹性：()()min max S S V V =25.816.032.1= 提馏段操作弹性：()()min max S S V V =364.422.096.0=综上得出结论：精馏塔可正常操作.第四章 热量衡算4.1塔顶冷凝器和塔底再沸器`の热负荷4.1.1冷凝器`の热负荷 ()()LD VD C I I D R Q -+=1式中：--VD I 塔顶上升`の蒸气焓,kJ.kg -1 --LD I 塔顶馏出液`の焓,kJ.kg -1 又()水丙V D V D LD VD H x H x I I ∆-+∆=-1 式中：丙V H ∆--丙酮`の蒸发潜热,kJ.kg -1 水V H ∆--水`の蒸发潜热,kJ.kg -1 蒸发潜热与温度`の关系:38.022121⎪⎪⎭⎫⎝⎛-∆=∆r r V V T T H H --r T 对比温度,℃ 由附表5得出沸点下蒸发潜热可求出以下数据：D t =57.117℃时，水`の蒸发潜热：509.015.648117.5715.237'22=+==C r T T T 576.015.64810015.237'11=+==C r T T T kg kJ H V /40.2386576.01509.01225738.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛--=∆水丙酮`の蒸发潜热：65.01.508117.5715.23722=+==C r T T T 649.01.50810015.23711=+==C r T T T kg kJ H V /43.522649.0156.0152338.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛--=∆丙所以()水丙V D V D LD VD H x H x I I ∆-+∆=-1()kg kJ /44.63740.23869383.0143.5229383.0=⨯-+⨯= 得出()()LD VD C I I D R Q -+=1 ()44.673771.0135.0⨯⨯+= kg kJ /84.633=4.1.2加热器热负荷及全塔热量衡算已知：D t =57.117℃ F t =61.275℃ W t =97.737℃ 196.591=t ℃ 506.792=t ℃ 由附表6得出丙酮和水`の比热容，求出以下数据 精馏段：丙酮：()()638.9275.61117.57318.21-=-⨯=-F D P t t C kJ/(kg.℃) 水：()()401.17275.61117.57185.42-=-⨯=-F D P t t C kJ/(kg.℃) 提馏段：丙酮：()()837.87275.61737.97049.21=-⨯=-F W P t t C kJ/(kg.℃) 水：()()076.153275.61737.97198.41=-⨯=-F W P t t C kJ/(kg.℃) 已知：F x =0.275 D x =0.9383 W x =0.0031 塔顶流出液`の比热容：()3504.298.0-1183.498.0313.211=⨯+⨯=-+=）（水丙P D D P P C x x C C kJ/(kg.℃)塔釜流出液`の比热容：()1963.410.0-1412.410.0464.212=⨯+⨯=-+=）（水丙P W W P P C x x C C kJ/(kg.℃)为了简化计算，现在以进料焓，即61.275℃时`の焓值为基准 771.0=D 168.0=W 389.1=Ft DC d C D Q P t t t P D DF∆==⎰11()s kJ /535.7275.61117.573504.2771.0-=-⨯⨯=t WC d C W Q P t t t P W WF∆==⎰22()s kJ /57.94275.61737.97193.4618.0=-⨯⨯=对全塔进行热量衡算：C WD B F Q Q Q Q Q ++=+ 0=F Q所以s kJ Q Q Q Q C W D B /502.75048.663557.94535.7=++-=++= 由于塔釜热损失为%10，则%90=η所以s kJ Q Q BB/89.833'==η式中：--B Q 加热器理想热负荷，kJ/s --'BQ 加热器实际热负荷，kJ/s --D Q 塔顶馏出液带出热量，kJ/s --W Q 塔釜馏出液带出热量，kJ/s 加热蒸气消耗量为：查得kg kJ H V /1.2168=∆水蒸气(133.3℃.300kpa)4.2公用工程`の用量4.2.1冷却水消耗量 ()12t t C Q W P CC -=介式中：--C W 冷却水消耗质量,kg/h--介P C 冷却介质在平均温度下`の比热容,kJ/(kg.℃) 1t 、--2t 冷却介质在冷凝器进出口`の温度,℃ 由于地区温度影响，选择升温10℃，即3023525221=+=+=t t t ℃此温度下水`の比热容15.4=P C kJ/(kg.℃) 带如数据得出： ()()s kg t t C Q W P C C /744.14253515.448.66312=-⨯=-=介s kg W C /744.14= s kg W h /38.0=4.2.2加热蒸气消耗量skg H Q W B h /38.01.216889.8332'==∆=热量衡算结果表见表4-1表4-1 热量衡算结果符号 skJ Q C /skJ W C /s kJ Q F / s kJ Q D / s kJ Q W / s kJ Q B /' skJ W h / 数值633.48 14.744 0 -7.535 94.557 833.89 0.38第五章 塔`の辅助设备`の设计计算5.1冷凝器和再沸器`の计算与选型5.1.1冷凝器`の计算与选型本设计中冷凝器选用列管式换热器.有机物水蒸气冷凝器设计选用`の总体传热系数一般为500～1500kcal/(h m .2.℃),本设计取 )../(7002C h m kal K ︒=../(29262h m J =℃)对于逆流操作：T :57.117℃(饱和气)−→−57.117℃（饱和液） t ：25℃−→−35℃ 117.321=∆t ℃ 117.222=∆t ℃ 所以81.26117.22117.32ln 117.22117.32ln 2121=-=∆∆∆-∆=∆t t t t t m ℃ 已知：s kJ Q C /48.633= 可求得冷凝器面积：281.2681.262926360048.633m t K Q A m C =⨯⨯=∆=m 2选择`の标准`の换热器参数见表5-1表5-1 标准换热器性能参数[4]公称直径/mm管程数 管数 管长/mm 换热器面积/m 2公称压力/MPa5001275200031.21.65.1.2再沸器`の设计选型本设计选用U 形管加热器，蒸气选择133.3℃饱和水蒸气，传热系数K=1000Kcal/(2m .h.℃)=418.kJ/(2m .h.℃). 1001=W t ℃为再沸器热体入口温度 1002=W t ℃为回流汽化上升蒸气时`の温度 3.1331=t ℃为加热蒸气`の温度3.1332=t ℃为加热蒸气冷凝为液体`の温度 3.331003.133111=-=-=∆W t t t ℃3.331003.133222=-=-=∆W t t t ℃ 3.33=∆m t ℃已知：s kJ Q B /89.833'=可求得冷凝器面积：2'78.223.334186360089.833m t K Q A m B =⨯⨯=∆=选择`の标准`の换热器参数见表5-2表5-2标准换热器性能参数[4]公称直径/mm管程数 管数 管长/mm 换热器面积/m 2公称压力/MPa325288450023.16.405.2泵`の设计选型5.2.1塔总高度计算[5]⑴塔顶封头本设计采用椭圆封头，有公称直径DN=800mm ，查得由曲面高度mm h 2001=，直边高度mm h 252=，内表面积27566.0mA =，容积30796.0m V =，则封头高度： m h h H 22525200211=+=+=⑵塔顶空间设计中取塔顶间距m H H T a 9.045.022=⨯==，选取塔顶空间为1.2m ⑶塔底空间塔底空间高度B H 是指从塔底最下一层塔板到塔底封头`の底边距离，取釜液停留时间为min 5，则塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m ，则m A VtL H TSB 2276.05024.00796.06089.955618.0560'=-⨯⨯=-⨯=--V 封头容积⑷进料板处间距考虑在进口处安装防冲设施，取进料板间距H F =800mm ⑸裙座塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座，裙座壁厚取16mm.基础环内径：()()mm D bi 432106.0~2.01628003=⨯-⨯+= 基础环外径：()()mm D bo 1232106.0~2.01628003=⨯+⨯+=圆整后：mm D bi 500= mm D bo 1400= 考虑到再沸器，取裙座高2m . 塔体总高度：()211H H H H H n H n n H B D F F T F +++++--=()m 23.112225.07.03.18.0145.01116=++++⨯+⨯--=。
精馏操作基本知识
潜热或釜残液的显热直接预热原料，亦可用作其他热源等。
3.对精馏过程进行优化控制，减小操作裕度，使其在最佳 工况下操作，可确保过程能耗最低。此外在多组分精馏中， 合理的选择操作流程，也可达到节能的目的。
此外， 从精馏过程的热力学分析可知，减少有效能损 失，是精馏过程节能的有效手段。目前工程上应用的方式 有以下几种。 1）热泵精馏 具体流程：将塔顶蒸汽
6.塔底采出量的大小
精馏操作中塔釜液面必须保持稳定，而塔底采 出量的大小将会引起液面变化。当塔釜液排出过 大时，会造成釜液面下降或排空，使通过再沸器 的釜液循环量减少，从而导致传热不好，轻组分 蒸不出去，使塔顶、塔釜产品均不合格。如果塔 底采出量过小，会造成塔釜液面过高，严重时会 超过挥发管，增加了釜液循环的阻力，造成传热 不好，使釜温下降，影响操作。釜液面太低，一 旦排空，会导致泵不上量，磨坏设备，造成事故。
• 8.塔底温度的控制
塔底温度的控制是一项重要环节，如果塔底温度
降低，往往是由于轻组份带至残液中，或者是热负
荷骤减，又可能是塔下部重组分过多造成，这时需 判明情况进行调节，如调节回流，增加热负荷，增 加重组份的采出及减少进料量。
总结： 1.塔顶产品不合格
现象 1.进料组分变化，轻组分偏高。 2.进料口偏高。 3.冷凝效果不好。 4.仪表失灵。 5.回流比偏低。 6.灵敏板温度偏高。 处理办法 提高进料口或调整进料组分。 降低进料口。 检查冷凝器。 校核仪表。 增大回流比。 降低板敏板温度。
绝热压缩后升温，然后作为 再沸器的热源，使再沸器中 的液体部分气化。而压缩气 体本身被冷凝为液体，经节 流阀后一部分液体作为塔顶
回流液，另一部分作为塔顶
产品。
2）多效精馏
多效精馏流程是采 用压力依次降低的若干 个精馏塔的串联操作， 前一精馏塔塔顶蒸汽在 后一精馏塔的再沸器中 冷凝，同时作为低压塔 的热源。这样仅第一效 需要外部加热，末效需 要塔顶冷凝，中间精馏 塔不必引入加热介质和 冷却介质。
精馏塔设计换热器选型
工业生产过程中，两种物流之间热的交换通过换热器实现。
在石油、化工、食品加工、轻工、制药等行业的生产过程中，换热器是通用工艺设备，可用作加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，换热器类型，性能各异，但设计所依据的传热基本原理相同，不同之处是在结构设计上需要根据各自设备特点采用不同的计算方法。
为此，本次仅对设计成熟，应用广泛的列管式换热器的工艺设计作介绍。
列管式换热器的应用已有悠久的历史。
在很多工业部门中，列管式换热器仍处于主导地位，随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强，换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃，一些新型的高效换热器相继问世。
本次设计任务是年产3.4万吨酒精精馏系统换热器设计，其中包含了生产工艺流程中五个换热器：原料预热器，塔顶全凝器，塔底冷却器，塔顶冷却器和再沸器。
选取了三个换热器对其进行了精算，经反复选择与核算之后，选取了合适的换热器类型及其结构尺寸等其他工艺指标要求。
对其余两个换热器做了冷热流体的物料衡算，以及对换热器的初步选型。
此次设计参考了较多的文献资料，结合实际生产需求采用了科学严谨的计算方法和精确严密的计算步骤，设计出了较符合生产需求，经济实惠，安全可靠，操作简便，易于清洗、维修的列管式换热器。
第一章概述1.1设计设备在生产中的作用在工业生产中，要实现热量的交换，须采用一定的设备，此种交换热量的设备称为换热器。
换热器作为工艺过程必不可少的单元设备，广泛地应用于石油、化工、动力、轻工、机械、冶金、交通、制药等工程领域中，据统计，在现代石油化工企业中，换热器投资约占装置建设总投资的30%-40%在合成氨厂中，换热器占全部设备总台数的40%由此可见，换热器对整个企业的建设投资及经济效益有着重要的影响。
1.2设计工艺流程示意图图解：原料液通过原料液预热器预热后进入精馏塔，被成功加热后成为原料蒸汽进入塔顶冷凝器被冷却水冷却成为液体，再进入分配器，经过二次冷却成为产品进入贮罐。
精馏干货15-多效精馏
精馏干货15 || 多效精馏化工707导语：精馏是化工生产中的一个能耗大户，为了降低其能耗，可以采用多种节能措施，多效精馏（Multi-effect Distillation）就是其中之一。
1多效精馏原理多效精馏是通过扩展工艺流程，来降低精馏操作能耗的一种途径。
其基本原理是：重复使用供给精馏塔的能量，以提高热力学效率。
具体做法是：以多塔代替单塔，将一个分离任务分解为由若干个操作压力不同的塔来完成，每一个精馏塔成为一效，将前一效塔顶蒸汽作为后一效塔底再沸器的加热蒸汽，以此类推直至最后一个塔，如图 1 所示。
在多效精馏过程中，各塔的操作压力不同，前一效压力高于后一效压力，前一效塔顶蒸汽冷凝温度略高于后一效塔釜液的沸点温度。
因此，多效精馏充分利用了冷热介质之间过剩的温差，特点在于其能位不是一次性降级的，而是逐塔逐级降低的。
这样，在整个流程中，只需第一效加入新鲜蒸汽，最后一效加入冷凝介质，而中间各塔则不再需要外加蒸汽和冷凝介质，由此达到了节能的目的。
（P1＞ P2＞…＞P N）2多效精馏流程多效精馏的工艺流程根据加热蒸汽和物料的流向不同，通常分为三大类: 并（顺）流（从高压塔进料）、逆流（从低压塔进料）和平流（每效均有进料），三种典型多效精馏流程如图2所示。
⑴多效顺流精馏是工业中最常见的流程模式，见图2（a），物料和蒸汽的流动方向相同。
优点是：溶液从压力和温度较高的一效流向压力和温度较低的塔，这样溶液在效间的输送可以充分利用效间的压差作为推动力，而不需要泵。
同时，当前一效溶液流入温度和压力较低的后一效时，溶液会自动蒸发，可以产生更多的二次蒸汽。
此外，此种流程操作简单，工艺条件稳定。
但缺点是随着溶液从前一效逐渐流向后面各效，其浓度逐渐增高，但是其操作温度反而降低，导致溶液的黏度增大，总传热系数逐渐下降。
因此，对于随组成浓度增大其溶液黏度变化很大的溶液不宜采用。
⑵多效逆流精馏流程见图2（b），物料和加热蒸汽的流动方向相反，物料从最后一效进入，用泵依次送往前一效，由第一效排出；而加热蒸汽由第一效进入。
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精馏塔加热与冷却介质的选择
一、加热介质的选择
常见热源：导热油、高压蒸汽、中压蒸汽、低压蒸汽、废热蒸汽根据精馏塔再沸器的物料温度，考虑一个合理的温度差，如温度差在20-30度等，以满足传热温差，及合理的再沸器加热面积，蒸汽的温度确定后，选择对应的蒸汽的饱和蒸汽压（见附表）。
不过对于一个大型化工装置来说，精馏塔的蒸汽压力还需与整个蒸汽管网的系统压力相平衡的，最后圆整到蒸汽管网的系统压力即可，蒸汽压力选得太高，再沸器的压力等级将提高，设备的造价也将提高。
选用加热介质主要看塔的操作温度和压力的，如果操作温度太高的话，低压蒸汽是加热不到高温的，需要提高加热介质，比如中压蒸汽、高压蒸汽、导热油
加热热源主要分以下几类：
1、导热油（＞240℃）；
2、中压蒸汽（1.5-1.8MPa）；
3、低压蒸汽（0.6-1.0MPa）；
4、废热蒸汽（0.2-0.4MPa）。
总之，精馏塔加热热源的选择，受限需考虑热源温度能满足加热需求，另外需综合考虑包括塔的操作压力、设计回流比、设备压力等级、换热面积、设备投资等因素。
二、冷却介质的选择
换热面积满足的情况下，略高于结晶点（回水温度高于结晶点），在无结晶考量的情况下，换热面积过大情况下可以适当提高冷却温度，换热面积不足的情况下则需选择较低温度的冷却水。
另外冷却水温度高低往往还源自考虑热量回收，精馏塔内上升至塔顶的物料蒸汽将冷却水加热后变成高温水再用于系统保温或其他
用热设备加热。
如二分厂最早期建设时，叔丁基车间塔顶一段冷却使用高温水冷却，主要目的就是加热后的高温水用于整个管道及储罐的保温系统。
在蒸汽节能上，往往将塔釜再沸器加热冷凝水用于塔顶冷却，同时冷凝水被加热成蒸汽，再通过热泵将蒸汽压力提供，在反用于再沸器加热，即热泵精馏。
附表：水在不同温度下的饱和蒸气压。