1、1全套论文化工原理课程设计 题目：乙醇-水混合液精馏塔设计学 院：化学与材料工程学院专 业：高分子材料与工程 姓 名： 徐光璞学 号： 102410143指导教师： 任海波河南城建学院 2012 年 12 月 25 日2化工原理课程设计工艺条件一、设计目的和要求课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论系实际的桥梁。通过课程设计，培养学生查阅资料、选用公式和搜索数据的能力；熟悉工程设计基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法；锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力、独立工作和创新能力；培养学生能用简洁的文字清晰的图表来表达自己设计思想的能力。二、设计任务完成精馏
2、塔工艺设计，运用最优化方法确定最佳操作条件；精馏设备设计，有关附属设备的设计和选用；绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图和塔板负荷性能图，编制设计说明书；等。3、设计题目 题目二：乙醇-水混合液精馏塔设计四、设计条件年处理量：8000 吨/年料液浓度（质量%）：40%料液初温：30塔顶产品浓度：94%（质量分率）塔底乙醇含量不高于 0.3%（以质量计）精馏塔塔顶压强：4kPa(表压)进料状态：泡点进料回流比：自选单板压降0.7 k pa冷却水温度：30设备形式：筛板塔饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm 2(表压) （1kgf/=98.066kPa）每年实际生产天数：330 天，每天 24 小时
3、连续运转3目 录一 设计方案简介 4二 物料流程说明 4三 设计说明书 53.1. 气液相平衡数据 53.2 全塔物料衡算 .63.3 工艺条件及物性数据计算 .63.3.1 操作温度: 73.3.2 操作压强 .73.3.3 平均分子量的计算 .83.3.4 平均密度 .93.3.5 混合液体表面张力 .103.3.6 液体粘度 .113.3.7 塔的物性数据列表 .123.4 实际塔板数的计算 .123.4.1 计算最小回流比 .123.4.2 精馏塔内汽液负荷计算 .133.4.3 操作线方程 .133.4.4 逐板法计算塔板数 .143.4.5 塔板效率 .153.4.6 计算实际塔板
4、数 .153.5 塔和塔板主要工艺尺寸计算 .153.5.1 塔径的设计 .153.5.2 塔高的设计计算 .163.5.3 溢流装置 .173.5.4 塔板布置和筛孔数目与排列 .183.6 流体力学验算 .193.6.1 塔板压降 .193.6.2 液面落差 .203.6.3 液泛验算 .203.6.4 漏液 .213.6.5 物沫夹带 .213.7.塔板负荷性能图 213.7.1 漏液线 .213.7.2 液沫夹带线 .223.7.3 液相负荷下限线 .223.7.4 液相负荷上限线 .223.7.5 液泛线 .223.7.6 操作性能负荷图 .23四 筛板塔设计结果概要 244五 塔附
5、件设计 255.1 接管管径计算 255.2 换热器的计算与选型 275.3 储槽 285.4 泵的选型与计算 29六 设计体会及改进意见 30七 参考文献 31八 主要符号说明 3151、设计方案简介乙醇水体系是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，因而被广泛的应用于化工、日化、医药等行业。近年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势。长期以来，乙醇多用于蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象，由于乙醇水体系形成共沸物，在常压下，共沸物的组成为4.43%的水， 95.57%的乙醇，共沸温度
6、为 78.15，此时乙醇组成=0.894(摩尔分数，且此时溶液的气液组成（平衡组成）相等，这Mx就无法用普通的精馏的方法来将乙醇溶液再浓缩，既得不到纯度高于 95.6%的乙醇。本实验塔顶产品浓度要求为 94%（质量分率） ，普通精馏便可以得到需要产品，不用再进行吸附分离提纯。二、物料流程说明乙醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入6贮槽。3、设计说明书3.1 汽液相平衡数据表 1 乙醇 水溶液体系的平衡数据液相中乙醇的含量(摩尔分数 )汽相中乙醇的含量(摩尔分数 )液相
7、中乙醇的含量(摩尔分数 )汽相中乙醇的含量(摩尔分数)0.0 0.0 0.40 0.6140.004 0.053 0.45 0.6350.01 0.11 0.50 0.6570.02 0.175 0.55 0.6780.04 0.273 0.60 0.6980.06 0.34 0.65 0.7250.08 0.392 0.70 0.7550.10 0.43 0.75 0.7850.14 0.482 0.80 0.820.18 0.513 0.85 0.8550.20 0.525 0.894 0.8940.25 0.551 0.90 0.8980.30 0.575 0.95 0.9420.35
8、0.595 1.0 1.0表 2 常压下乙醇与水气液平衡组成（摩尔）与温度关系 温度 液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)温度 液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)100 0.0 0.0 81.5 32.73 59.2695.5 1.90 17.00 80.7 39.65 61.2289 7.21 38.91 79.8 50.79 65.6486.7 9.66 43.75 79.7 51.98 65.9985.3 12.38 47.04 79.3 57.32 68.41784.1 16.61 50.89 78.74 67.63 73.8582.7 23.
9、37 54.45 78.41 74.72 78.1582.3 26.08 55.80 78.15 89.43 89.433.2 全塔物料衡算3.2.1 由质量分数求摩尔分数乙醇相对分子质量 MA=46.07g/mol；水的相对分子质量 MB=18.02 g/mol。进料、塔顶、塔底质量分数： =40%(wt%)； =94%； =0.3%。FaDaW8597.02.1)94.0(7.4690)1( BDADax= =0.2068F2.8/607.4/= =0.0012Wx0.1/9/3./3.2.2 物料衡算进料平均相对分子量： )1(FBFAxMx29.24kg/k mol进料量：F = 平
10、均 分 子 量总 生 产 时 间年 处 理 量= 9.6mol/s6.32491708总物料衡算 F=D+W=9.6 mol/s乙醇物料衡算 9.60.2068=0.8597D+0.0012W联立解得 D=2.3mol/s, W=7.3mol/s83.3、工艺条件及物性数据计算工艺条件物性的计算包括：操作压强、温度、平均分子量、平均密度、液体表面张力、液体黏度及表格。3.3.1 操作温度为了考察精馏塔内物质的状态性质，需要计算塔内各部分的温度具体为：塔顶、进料口、塔釡、精馏段平均温度、提馏段平均温度。利用表一中数据由拉格朗日插值可求得 FtDWt： =82.95 C ( =0.2068)Ft
11、Ft,37.268.037.261.84 x： 78.21 C ( =0.8597)Dt DDtt,4.9.519 D： 99.72C ( =0.0012)Wt Wtt,01201 Wx精馏段平均温度 C；58./)(FDtt提馏段平均温度 C。34912W3.3.2 操作压强乙醇、水的饱和蒸汽压可以用下式计算： tCBAlg式中：p 为蒸气压 mmHg；A、B、C 为常数；t 为摄氏温度（C）安托尼常数物质名称 温度范围t/ C A B C乙醇 -30150 8.04494 1554.3 222.65水 060 8.10765 1750.286 235.0水 60150 7.96681 16
12、68.21 228.0表 3：乙醇、水安托尼常数3.3.2.1 塔顶压力： 78.21 C， =0.8597DtDx由安托尼公式可以计算出该温度下， 100.813KPa， 44.075KPaApBp假设该物系为理想物系：992.85KPa 075.4)89.1(3.08597.)1(BDADPxxP3.3.2.2 进料处： C， =0.2068.2FtFx同上，可以计算出该温度下， 121.240KPa， 53.396KPaApBp67.426KPa396.5)08.1(4.2068.FP3.3.2.3 塔釡： C， =0.001297WtWx222.960KPa， 100.765KPaAp
13、Bp100.91KPa765.10)2.(6.201.WP3.3.2.4 精馏段： 58.1t平均液相组成： 0.403873.279.03.281x1x110.635KPa， 48.547KPaApBp73.618KPa54.8).(65.1408.1P3.3.2.5 提馏段： C3.912t平均液相组成： 0.053702x2x165.786KPa， 73.966KPaApBp78.832KPa96.73)05.1(86.503.2P3.3.3 平均分子量的计算3.3.3.1 汽液相组成计算汽相组成精馏段： 0.611926.581026.584.179y1y提馏段： 0.3102.734
14、9.0.2210精馏段平均液相组成分别为 0.4038 0.61191x1y提馏段平均液相组成分别为 0.053 0.3102223.3.3.2 平均分子量计算精馏段：kmolgMxxyyBALV /35.290.18)43.(07.4638.)1(191 提馏段：4.kolgxxyyBALV /51.902.8)53.1(07.46.53)1( 76222 3.3.4 平均密度用下式计算密度，混合液密度： 混合气密度： 。BALa1V04.2TPM其中：a 为质量分数， 为平均相对分子质量M不同温度下乙醇和水的密度如下表( 表示乙醇， 表示水)AB温度/ C /kg/m3A/kg/m3B温度
15、/ C /kg/m3A/kg/m3B80 735 971.8 95 720 961.8585 730 968.6 100 716 958.490 724 965.3表 4：不同温度下乙醇和水的密度3.3.4.1 求 和 温度下乙醇和水的平均密度1t2C， =734.42 kg/m358.01t 73580.73085AA=971.43kg/m3.91.916.BB同理： C ， 722.93 kg/m3 964.38kg/m334.12tA3.3.4.2 精馏段和提馏段汽液相密度11精馏段： 6340.)2.18596.07.4038./(746038. Aa液相： = =806.43kg/m
16、3BAL1 .912.1L汽相： = kg/m31V04.2TPM 2.)58.0.73(. 提馏段： 125.0).9476./(653. Aa液相 = =925.673kg/m3BAL138.09.72151L气相 = kg/m32V04.TPM 94.0).15.(.7263.3.5 混合液体表面张力表 5：乙醇、水的表面张力和温度的关系如下表温度 /C 70 80 90 100乙醇的表面张力/ 10mN/m 18 17.15 16.2 15.2水的表面张力/ mN/m 64.3 62.6 60.7 58.8塔顶 ： tD=78.21C =0.8597，Dx乙醇的表面张力： =17.30
17、2mN/m18702.15.708AA水的表面张力： =62.904mN/m3.64.6.2BBmN/m)(顶m 70.2394.)85701(378590进料口: =0.2068.FtFx乙醇表面张力： =17.32mN/m2.1695.1726AA12水的表面张力： =62.94mN/m7.609582.7609BBmN/m)(进m 51.34.2)1(32. 塔釡： C， =0.00129.WtWx乙醇的表面张力： =15.23mN/m2.16907.2150AA水的表面张力： =58.85mN/m689BB58.80mN/m)(釜m85.)012(23150.精馏段的平均表面张力 )(
18、精mmN/61.3.7.提馏段的平均表面张力 )(提 /.5280.5313.3.6 液体黏度3.3.6.1 塔顶及塔釜黏度塔顶： =78.21 C 、 =0.8597，DtDx可查得在该温度下，乙醇和水的粘度分别为： 0.48mPa.s， 0.36mPa.sAB0.4632mPa.s 36.014.8.0597.)1(ADADxx塔釡： C 、 =0.0012，同（a）可得 0.35mPa.s， 0.28mPa.s72.9WtWABmPa.s2898.5.2.)(AAxx3.3.6.2 精馏段、提馏段及全塔平均黏度精馏段平均粘度：精馏段平均液相组成 0.4038，可知平均温度下，乙醇和水的粘
19、度分别为：1x0.46mPa.s， 0.35mPa.s。AB13精馏段平均粘度：0.3944mPa.s 35.0)48.1(4038.6)1(1BAx提馏段平均黏度提馏段平均液相组成 0.053，可知平均温度下，乙醇和水的粘度分别为：20.38mPa.s 0.31mPa.s。AB提馏段平均粘度：mPa.s317.0.)05.1(38.05.)1(22 BAxx全塔平均粘度： 0.3541mPa.s279421m3.3.7 塔的物性数据列表位置项目进料口 塔顶 塔釡 精馏段 提馏段操作压强/kp67.426 92.85 100.91 73.618 78.832温度/ C 82.95 78.21
20、99.72 80.58 91.34气相 35.18 26.72平均分子量/kg/kmol 液相 29.35 19.51气相 1.213 0.894平均密度/kg/m3液相 806.43 925.673表面张力/mN/m 38.61 56.16液体黏度/mPa.s 0.4632 0.28 0.3944 0.3137表 6：塔内物性数据3.4、实际塔板数的确定3.4.1 计算最小回流比14从乙醇-水气液平衡相图（ x-y 图）与 y=x 曲线，物系的最小回流比 其相切的minR那点。通过作图可知切点 P（0.7473,0.7819） ，= 2.25minR743.0819.5pDxy=1.6 =3
21、.63.4.2 精馏塔内汽液负荷计算根据恒摩尔流假定，可以分别计算出精馏塔内上升蒸汽量和下降液体量。3.4.2.1 精馏段摩尔流量： 10.58mol/s3.2)16.()1(DRV8.28mol/s.3L质量流量： 0.3722kg/s058.1MV0.243kg/s229L体积流量： 0.3068m3/s 1.371Vs3.0110-4 m3/s4.8021Ls3.4.2.2 提馏段摩尔流量： 10.58ol/s 17.88mol/sV 6.9128.FqL质量流量： 0.2827 kg/s015.7262M0.3488 kg/s89L体积流量： 0.3163 m3/s4.02Vs3.76
22、10-4m3/s67.95382Ls3.4.3 精馏段和提馏段操作线方程精馏段操作线方程： 0.7826 +0.18691RxyDnn 1nx15泡点进料 q=1， q 线方程： = 0.2068qxF提馏段操作线方程： 1nyVLnwx082.69.3.4.4 用逐板法计算塔板数3.4.4.1 计算平衡线方程塔顶 78.21 C 1= =2.287Dt075.4813塔底 C 2= =2.2139.72Wt 6.192平均相对挥发度;= =2.2538平衡线方程： xxy)1(y25.13.4.4.2 塔板数计算1 2 3 4 5 6 进 7 8 9y 0.8597 0.7593 0.643
23、7 0.5354 0.452 0.3969 0.364 0.3419 0.3162x 0.7314 0.5837 0.4454 0.3387 0.2683 0.2263 0.2028 0.1876 0.170510 11 12 13 14 15 16 17 18y 0.2873 0.256 0.2233 0.1907 0.1594 0.1305 0.1049 0.0828 0.0644x 0.152 0.1326 0.1133 0.0948 0.0777 0.0625 0.0495 0.0386 0.029716=0.2068 =0.0012FxW通过计算可以求得理论塔板数为 NT=27 块（
24、包括蒸馏釜） ，加料板为第 7 块理论板，精馏段为 6 块，提馏段为 20 块（不包括蒸馏釜） 。3.4.5 计算塔板效率用经验公式 计算塔板效率mTElg61.07.精馏段 0.3944mPa.s 0.4191394.0lg61.7.T提馏段 0.3137mPa.s 0.5022 723.4.6 计算实际塔板数 精馏段： 6/0.419=15 块；1N提馏段： =20/0.502=40 块2全塔实际塔板数： =55 块。3.5、塔和塔板主要工艺尺寸计算3.5.1、塔径的设计史密斯关连图19 20 21 22 23 24 25 26 27y 0.0494 0.0374 0.0262 0.019
25、4 0.0139 0.0097 0.0065 0.0041 0.0022x 0.0223 0.016 0.012 0.0087 0.0062 0.0043 0.0029 0.0018 0.0009817（1）精馏段取板间距： m， m，则 0.24m3.0TH06.LhTHLh0.0253213.48.141VLs查图史密斯关连图可知：=0.064， 0.07320C2.02.064)(= = 1.88m/smaxuVL13.87.取 0.6 =1.12m/s 0.62m1ax 12.406811uVDs圆整到 =0.7m （而后力学验算时单板压降不符合要求） ，匀整到 =0.8m1D 1D（
26、2）提馏段取板间距： m， m，则 0.24m3.0TH06.LhTHLh038.94.7251.768422 VLs查图史密斯关连图可知：=0.061， 0.07520C2.02.0216)(= = 2.41m/smaxuVL894.735.取 0.6 =1.45m/s 0.54m2ax 45.136022uVDs匀整到 =0.8m2D整塔塔径：D=0.8m横截面积： 0.7850.82=0.5024m2TA24空塔流速： 0.6107/s50.3681u180.630m/s5024.3162u3.5.2 塔高的设计计算 共开设 3 个人孔,其高度为 1.2m人孔作为安装和检修人员进出塔的通
27、道，其设置应当便于进出任何一层塔板。但由于设置人孔处塔板间距较大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，考虑到料液较清洁，无需经常清洗。精馏段的有效高度为m2.430)15(1THNZ）（ 精精提镏段有效塔高为m7.)(T）（ 提提故精馏塔的有效高度为m1.2.142.提精 Z3.5.3 溢流装置因塔径 D=0.8m，可选用单溢流方形降液管3.5.3.1 堰长 取 0.7 =0.70.8=0.56mwlD3.5.3.2 溢流堰高度 0.06m owLhL选用平直堰 堰上液高度 （近似 =1）3/2)(1084.AolEE精馏段： = =0.0076m3/2)(1084.wAowlL
28、Eh 3/2-4).56 10(.0.06-0.0076=0.0524moL提馏段： = =0.0107m3/2)(1084.wAowlEh 3/2-4)0.56 1783(1084.0.06-0.0107=0.0493moL3.5.3.3 方形降液管的宽度和横截面19由 0.7 查表可知 及Dlw0918.TfA15.0DWd则： =0.0918 0.09180.5024=0.046m2 ，f=0.151 =0.1510.8=0.12mdW验算降液管内停留时间：精馏段： 45.8s410.3.6sTfLHA提馏段： 36.6s42178sTf两段停留时间 5s，故降液管可用。3.5.3.4
29、降液管底隙高度精馏段：取降液管底隙流速为 m/s，12.0u则 0.0045m.5601341owsulLh提馏段：取 m/s，2则 0.0056m1.05678.3 42owsulLh因为 大于 ，故 满足要求。 oh3.5.4 塔板布置和筛孔数目与排列3.5.4.1 塔板分布因为 1.56.80minouK提馏段： 7.40m/s 实际孔速 m/s 94.72minVoFu 21.ou稳定系数 1.522.00.721minouK所以，1.5 2，所以塔内无明显漏液。3.6.5 液沫夹带用式 计算液沫夹带量。2.36)(107.5fTaLVhHue精馏段： 0.68m/s 2.50.06=
30、0.15mfTsaAu11 Lf5.0.0186kg 液/kg 气2.33)0.68(.875Ve23提馏段： 0.69m/s 2.50.06=0.15mfTsaAVu22 Lfh5.20.0134kg 液/kg 气2.33)150.69(1.57Ve所以， 都小于 0.1kg 液/kg 气，所以本设计中液沫夹带量 在允许的范围内。Ve Ve3.7 塔板负荷性能图3.7.1 漏液线6.36m/s minou= = 0.18m3/s in214osdV6.240.785.据此可以做出液体流量无关的水平漏液线3.7.2 液沫夹带线以 =0.1kg 液/kg 气为限，计算 的关系VesLV， ， =
31、0.0524m 2.36)(107.5fTaLhHufTsaAu46.0sVwh.2wofh=2.5 =0.131+2.455 2/3)0.563L(184.05. 3/2ssL0.1= 2.3.7fTaVhHue化简后 的关系为下：sL3/26.841ssLV通过以上关系式可以作出液沫夹带线。3.7.3 液相负荷下限线平直堰，取上堰液层高度 m 作为最小液体负荷标准。06.owh由 =0.006mowh3/2s)0.56L(184.20.00048m3/sminsL据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。243.7.4 液相负荷上限线以 5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，m3/
32、s028.546.0max, TfsHAL0.00028m3/saxs据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。3.7.5 液泛线通过下式计算液泛线 。3/222 sssLdcbVa其中 （其中 ） ；LocAa2)(051.nAo4wThH)1( ；/3.whl 3/23)60(108.2 wlEd将有关数据带入可以求得 15.06.84).02460.785.()(051. 22 LVocAa=0.50.3+(0.5-0.68-1)0.0524=0.088wThHb) =0.153/(0.560.0045)2=240932/(153.0owlc= =1.653/)60(84. wlEd
33、 3/23)56.0(8.1(084.3/222 5.49.15.0sss LV3/22 .1068sssL列表计算如下：Ls / m3/s 0.0004 0.0006 0.0008 0.0010 0.0015Vs / m3/s 0.495 0.445 0.3836 0.311 0.213.7.6 操作性能负荷图由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气，液负荷下的操作点 P（设计点） ，处于适宜操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏页控制。25按照固定的液气比，由图 2 查出塔板的上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制，所以= 0.38 0.18max)(sVs/3min
34、)(sVs/3操作弹性=2.114、筛板塔设计结果概要序号 项目（名称、符号、单位） 精馏段 提馏段 备注1 塔径 m/D0.8 0.82 板间距 /mTH0.3 0.33 溢流型式 单溢流4 降液管型式 方形5 堰长 /mwl 0.566 堰高 /mh0.0524 0.04937 板上液层高度 /mL0.068 堰上液层高度 /mow0.0076 0.001079 降液管底隙高度 /mh0.0045 0.005610 筛孔直径 /mod0.00411 筛孔数目 n/个22462612 孔心距 /mt 0.01213 安定区宽度 /msW0.0714 边缘区宽度 /mc 0.0515 鼓泡区面
35、积 /m2aA0.2316 开孔率 /%10.117 空塔气速 /(m/s)u0.6017 0.6318 筛孔气速 /(m/s)o 10.88 11.2119 稳定系数 K1.71 1.5220 每层塔板压降 /Pap473 53221 气相负荷上限 /(m3/s)max,sV0.3822 气相负荷下限 /(m3/s)in,s 0.1823 操作弹性 2.115、塔附件设计5.1 接管管径计算5.1.1 原料进料管 本设计采用直管进料管，管径计算如下： ，取 =1.6m/s，FsuVD4C 该温度下乙醇和水的密度95.82Ft分别为 769.75kg/m3 997 kg/m3，所以 AB950
36、 kg/m3972.0760.m3/s41053928FsmV27= mmFsuVD416.4309525.1.2 回流管采用直管回流管，取 01.6m 3/s，料液冷凝后温度为 78.21 ，Ru查得该温度下乙醇和水的密度分别为 740kg/m3 972.87 kg/m3，AB所以 772.67 kg/m387.92140.7859.08.28/1000（0.859746.07+0.1403 18.02）/772.67=0.000452 m 3/s/DsMLV= mmRsud4206.135.1.3 塔顶蒸气出料管塔顶蒸汽组成 y=0.8597，平均分子 M0.859746.07+0.140
37、318.0242.13kg/kmol 塔顶蒸汽密度： 3kg/m46.12.7815.34.2. oTp则蒸汽流量：V2.342.13/1.460.066m 3/s，直管出气，取出气气速 u=20m/s,则66mm。2014.36uD5.1.4 塔釡出料管采用直管出料，取 1.6m/s，塔釡出料温度为 99.72，查得该温度下乙醇和水的wu密度分别为 716.2kg/m3 958.6 kg/m3，所以平均密度：AB958.3kg/m36.958.027160.7.3/1000（0.001246.07+0.998818.02）/958.3=1.41 10-4m3/s/WsMV= 12mmsud4
38、6.1435.1.5 再沸器蒸气出气管28采用直管出料，取 22m/s，采用间接水蒸气加热u蒸气密度： kg/m3 625.01.785.234.01.2oBTpM10.58/100018.02/0.625=0.305 m3/s/BsV134mm214.305uD5.2、换热器的计算与选型换热器包括塔顶全凝器、塔底再沸器、原料加热器，下面分别对各个换热器进行计算并且选取适合的设备型号。5.2.1 塔顶全凝器假设本设计塔顶采用泡点回流，用 30 C 的冷却水循环冷却，冷却水升温 10C；操作方式为逆流操作。塔顶温度 78.21C，冷却水温度变化为 30 C 40 C。Dt 查图（上册 514 页
39、）可知 78.21C 下乙醇和水的汽化热分别为：857kJ/kg=85746.07=39482kJ/k molAr2357kJ/kg=235718.02=42473kJ/k molB逆流：塔顶 t 78.21C 78.21C C21.38t水 t 45 C 30 C 48.21C43.02C)21.48/.3ln()/ln(21ttm对塔顶冷凝部分混合物（溜出液）进行热量衡算，可得到10.5810-30.859739482+0.140342473=422.19kJ/s)(BDArxrVQ有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为 5001500kcal/(m 2.h C)本设计中取 K2
40、996J/(m 2. h. C)所以传热面积： 11.8m20.43961mtQS5.2.2 原料加热器29原料液用饱和蒸汽加热（ 40） ，逆流操作，原料液温度从 30 C 升高到Fa82.95C。C， 17.05C， 42.44 C701t2t )05.17/ln()/ln(21ttm不同温度下乙醇和水的比热容为，经查图（上册 510 页）可知C 时 2.37kJ/(kg .k) 4.179kJ/(kg .k)3t1AC1BCC 时 3.66kJ/(kg .k) 4.20kJ/(kg .k)95.82则平均比热容为： 2.968kJ/(kg .k)6.3/72ln./ln1APA4.189
41、kJ/(kg .k)0.4/19.l/l21BPBC3.701kJ/(kg .k) 8.6.40)1(FPAFaC所以 54.97kJ/s)35(737928tmQ传热系数取 K=450W/(m2.C) 则3.0m24.50mtKS5.2.3 塔底再沸器选用 120C 饱和水蒸气加热，逆流操作，传热系数取 K 2996J/(m2. h. C)，料液温度变化：99.72C 100 C，蒸汽温度变化：120C 120C， C， 20C，801t2t20.13C。)20/8.ln()/ln(21ttm查图（上册 514 页）可知 99.74C 下乙醇和水的汽化热分别为：803kJ/kg=80346.
42、07=36994kJ/k molAr2257kJ/kg=225718.02=40671kJ/k molB10.5810-30.001236994+0.998840671=430.25kJ/s)1( BWArxrVQ所以传热面积： 26m213.029654mtKQS305.3 储槽5.3.1 原料液储槽原料液的存储量是要保证生产能正常进行,主要根据原料生产情况及供应周期而定的.一般说来,应保证在储槽装液 6080,如不进料仍能维持运作 24 小时.取装料6080是因为在工业中为了安全,储槽一般要流出一定的空间.该设计任务中,取储槽装料 70,即装填系数为 0.7。原料液温度为 t=25,此时进
43、料液中各物料的物性是：967 kg/m3m3/s05.1967280FsmV所需的储槽体积： m3 取 36 m381.5.24.sV5.3.2 中间槽中间槽是储存回流量及出料的储罐。乙醇精馏过程为连续生产，中间槽的设计依据是中间槽装液 6080能保持至少 12 个小时的流量，该设计任务中，槽装液 70，即取安全系数为 0.7，保持流量 2 小时。取储槽中的料液温度为 t=40，此时进料液中各物料的物性是：甲醇： 质量浓度3760mkgA94.0Aa水： 质量浓度2.9B 6B 进料液体积流量为： 13452.0)9.764.0(31.4 hmDMVS实际储槽体积： 3.1.52.2VS选用公称容积为 50m3的平底平盖立式储槽，材料为碳钢，公称压力为图号：R22-00-1,标准号为 JB1422-74。5.4、泵的选型计算该工艺流程有两个主要的泵装置,一个为进料泵,负责把液体打进填料塔；另一个为回流泵,负责把回流液打回塔内重新进行精馏.由于所设计的泵用于输送化工液体,与一般泵不同,它要求泵操作方便,运行可靠,性能良好和维修方便.
