乙醇-水精馏塔工艺设计与原l料液预热器选型设计

本科毕业论文（设计）

题 目：乙醇-水精馏塔工艺设计与原料液 预热器选型设计 专 业： 化学工程与工艺

年 级： 2010 级 姓 名： 指导教师： 职 称： 答辩日期： 二〇一四年六月七日

目 录

前言...................................................................... 4 摘要...................................................................... 5 1 设计方案的确定及流程说明................................................ 6 2 精馏塔的物料衡算........................................................ 7 2.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 ........................................ 7 2.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 ................................ 7 3 塔板数的确定............................................................ 7 3.1理论板层数的求取 .................................................... 7 3.1.1相对挥发度的求取................................................. 7 3.1.2求最小回流比及操作回流比......................................... 9 3.2实际板层数的求取 ................................................... 11 3.2.1液相的平均粘度.................................................. 11 3.2.2 精馏段和提馏段的相对挥发度 ..................................... 12 3.2.3 全塔效率ET 和实际塔板数........................................ 12 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算................................... 12 4.1操作压力的计算 ..................................................... 12 4.2 操作温度计算 ....................................................... 12 4.3平均摩尔质量计算 ................................................... 13 4.3.1塔顶平均摩尔质量计算............................................ 13 4.3.2 进料板平均摩尔质量计算 ......................................... 13 4.3.3 精馏段平均摩尔质量 ............................................. 13 4.4平均密度计算 ....................................................... 13 4.4.1气相平均密度计算................................................ 13 4.4.2液相平均密度计算................................................ 13 4.5液体平均表面张力的计算 ............................................. 14 4.5.1塔顶液相平均表面张力的计算...................................... 14 4.5.2 进料板液相平均表面张力为 ....................................... 14 4.5.3 精馏段液相平均表面张力 ......................................... 14

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4.6液体平均粘度 ....................................................... 14 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算............................................... 14 5.1塔径的计算 ......................................................... 14 5.2 精馏塔有效高度的计算 ............................................... 16 5.3 溢流装置计算 ....................................................... 16 5.4 降液管底隙高度 ................................................. - 18 - 5.5 塔板布置 ....................................................... - 18 - 5.5.1 塔板的分块 ................................................. - 18 - 5.5.2 筛孔计算及排列 ............................................. - 18 - 5.6塔板的流体力学验算塔板压降 ..................................... - 19 - 5.6.1干板阻力计算................................................ - 19 - 5.7 液面落差 ........................................................... 20 5.8 漏液 ............................................................... 21 5.9 液泛 .......................................................... 2- 21 - 6 塔板负荷性能图......................................................... 22 6.1漏液线 ............................................................. 22 6.2 液沫夹带线 ......................................................... 22 6.3 液相负荷下限线 ..................................................... 23 6.4 液相负荷上限线 ..................................................... 23 7 辅助设备的计算及选型............................................... - 25 - 7.1 原料贮罐 ....................................................... - 25 - 7.2 产品贮罐 ....................................................... - 25 - 7.3管径的设计 ..................................................... - 26 - 7.3.1 塔顶蒸气出口管的直径dV..................................... - 26 - 7.3.2 回流管的直径dR............................................. - 26 - 7.3.4 进料管的直径dF............................................. - 26 - 8 原料预热器选型及计算............................................... - 27 - 8.1 试算并初选换热器规格 ........................................... - 27 - 8.1.1确定流体通入空间............................................ - 27 - 8.1.2 确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管式换热器的形式 ..... - 27 -

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8.2 计算热负荷Q ................................................... - 28 - 8.3 计算两流体的平均温度差，并确定壳程数 ........................... - 28 - 8.4 初步选择换热器规格 ............................................. - 29 - 8.5核算总传热系数 ................................................. - 29 - 8.5.1计算管程对流传热系数........................................ - 29 - 8.5.2 计算壳程对流传热系数 ........................................... 30 8.5.3确定污垢热阻.................................................... 31 8.5.4 计算总传热系数 ................................................. 31 8.6 计算压强降 ......................................................... 31 8.6.1 计算管程压强降 ................................................. 31 8.6.2 计算壳程压强降 ................................................. 32 8.7换热器主要结构尺寸 ................................................. 33 8.7.1 管子的规格和排列方法 ........................................... 33 8.7.2 管程和壳程数的确定 ............................................. 33 8.7.3 外壳直径的确定 ................................................. 33 8.7.4 折流板形式的确定 ............................................... 34 8.7.5 主要附件的尺寸设计 ............................................. 34 9 筛板塔设计计算结果..................................................... 36 9.1 筛板塔的主要结果汇总 ............................................... 36 9.2 换热器工艺设计计算结果汇总表 ................................... - 37 - 附表 主要符号说明.................................................... - 38 - 参考文献............................................................. - 39 - 致 谢................................................................. 40

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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。生产中为满足需求将混合物分离成较纯的物质。互溶液体混合物的分离有多种方法，精馏是其中最常用的一种，在化工、炼油、石油化工等行业中得到广泛应用，它利用混合液中各组分的挥发性不同来实现分离目的的。在操作中，将混合液体部分汽化，沸点低，挥发性能好的组分（轻组分）较沸点高，难挥发组分（重组分）更易汽化进入气相，结果使液相中难挥发组分的含量提高，再将汽化的部分蒸汽部分冷凝，即使得到轻组分含量高于原混合液的产品，从而得到了分离。该过程同时也是传质传热的过程。

在本设计中我们采用的是筛板塔，其最大的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塔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，使用碳刚的比率较少。实际操作表明，筛板塔在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较袍罩塔窄，但良好的塔其操作弹性仍可达到3-4。

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就是为了哦诶样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设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚实基础。

换热器是化学、石油化学及石油炼制工业中以及其他一些行业中广泛使用的热量交换设备，它不仅可以单独作为加热器、冷却器等使用，而且是一些化工单元操作的重要附属设备，因此在化工生产中占有重要的地位。管壳式换热器又称列管式换热器，它适用于冷却、冷凝、加热、换热、再沸、蒸发和废热回收等方面。由于其具有结构牢固、操作弹性大、可靠程度高、适应性强、适用范围广等优点，所以在工程上有广泛使用，特别在高温高压下，列管换热器将继续获得发展。列管式换热器的基本结构主要有：固定管板式，浮头式换热器，U形管式换热器，填料函式换热器，薄管板换热器。

本设计为浮头式列管换热器的设计。浮头式换热器是用法兰把管束一端的管板固定到管壳上，另一端管板可以在壳体内自由伸缩并在这端管板上加一顶盖后成为“浮头”。它是由管箱、壳体、管束、浮头盖、外头盖等零部件组成。其优点是：管束可以抽出，以方便清洗管、壳程；介质间温差不受限制；可在高温、高压工作，一般温度≤450℃，压力≤6.4MPa；可用于结垢较严重的场合；可用于管程易腐蚀的场合。缺点：小浮头易发生内漏；金属材料耗量大，成本高20%；结构复杂。

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乙醇-水精馏塔工艺设计与原料液预热器选型设计

摘要：筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对乙醇-水的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。此外对原料液预热器进行选型设计。

关键词：筛板塔，精馏段，提馏段，预热器

Ethanol-water distillation process design and material liquid selection and design of preheater

Abstract: Sieve plate tower is the main chemical production gas-liquid mass transfer

equipment, the design for the ethanol water distillation problem analysis, selection, calculation, accounting, drawing, is a complete distillation design process. Through the distillation tower operation, can draw the distillation tower design such as tower process, production operating conditions and physical parameters is reasonable, to ensure the smooth process of distillation and to improve efficiency as much as possible. In addition, selection of design of the material liquid preheater.

Key word:Sieve plate tower, distillation section, stripping section, preheater

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1 设计方案的确定及流程说明

根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为2.36t/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。

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贮槽。

精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

乙醇—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。

图1-1 工艺流程图

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2 精馏塔的物料衡算

2.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率

乙醇的摩尔质量 MA=46kg/kmol

水的摩尔质量 MB=18kg/kmol

0.45?46?0.243

0.45?46?0.55?180.93?46?0.839 塔顶摩尔分数 xD?

0.93?46?0.07?180.05?46?0.020 塔釜摩尔分数 xw?0.05?46?0.95?18 进料摩尔分数 xF?2.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.243?46+（1-0.243）?18= 24.80kg/kmol MD= 0.839?46+ (1-0.839) ?18=41.49kg/kmol MW=0.020?46+（1-0.020）?18=18.56kg/kmol 总物料衡算 F?D?W

①

易挥发组分物料衡算 FxF = DxD + WχW ② 由上式联立得到

DXF?XW0.243?0.020???0.272 FXD?XW0.839?0.02017000000?2361kg/h

300?24 G处? Ｆ＝G处2361＝?95.21kmol/h MF24.80 D?0.272?F?25.90kmoi/h 3 塔板数的确定

3.1理论板层数的求取 3.1.1相对挥发度的求取

由??3-2。

表3-1 乙醇-水的t-x-y表 沸点t/?C 100 99.9

乙醇分子/%（液相）

0 0.004

乙醇分子/%（气相）

0 0.053

沸点t/?C 82 81.5

乙醇分子/%（液相）

27.3 32.73

乙醇分子/%（气相）

56.44 59.26

(1?xA)yA，再根据表3-1[1]任取十组数据可得到不同温度下的挥发度，见表

xA(1?yA) - 7 -

99.8 99.7 99.5 99.2 99 98.75 97.64 95.8 95.5 91.3 89.0 87.9 86.7 85.3 85.2 84.1 83.75 82.7 82.3 82.3 0.04 0.05 0.12 0.23 0.31 0.39 0.79 1.61 1.90 4.16 7.21 7.41 9.66 12.38 12.64 16.61 17.41 23.37 25.75 26.08 0.51 0.77 1.57 2.90 3.725 4.5 8.76 16.34 17.00 29.92 38.91 39.61 43.75 47.04 47.49 50.89 51.67 54.45 55.74 55.80

81.3 80.7 80.6 80.1 79.85 79.8 79.7 79.5 79.3 79.2 78.95 78.75 78.74 78.6 78.4 78.27 78.2 78.15 78.15

33.24 39.65 42.09 48.92 52.68 50.79 51.98 61.02 57.32 65.64 68.92 72.36 74.72 75.99 79.82 83.87 85.97 89.41 89.43 58.78 61.22 62.22 64.70 66.28 65.64 65.99 70.29 68.41 72.71 74.69 76.93 78.15 79.26 81.83 84.91 86.40 89.41 89.43

表3-2 不同温度下的挥发度

序号 ai

1 3.6815

2 3.1569

3 2.7254

4 2.3501

5 2.1263

6 1.9155

7 1.7228

8

9

10

1.5408 1.4196 1.3207

所以?m??1?2???10?3.04

由上表得到乙醇水气液平衡图3-1与乙醇水t-x-y图3-2：

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乙醇水气液平衡图10.90.80.70.60.50.40.30.20.1000.10.20.30.40.5y0.60.70.80.91平衡线y=x线x 图3-1 乙醇水气液平衡图

乙醇--水t-x(y)图1009590泡点线露点线温度t/℃85807570656000.10.20.30.40.50.60.70.80.9x(y)1 图3-1 乙醇水t-x-y图

3.1.2求最小回流比及操作回流比 泡点进料 xq?xF?0.243 yq??mxF3.04?0.243 ??0.4941?(?m?1)xF1?(3.04?1)?0.243故最小回流比为

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Rmin=

xD?yq=0.839?0.494?1.375 yq?xq0.494?0.243取操作回流比为

R=1.6Rmin=1.6?1.375=2.20

求精馏塔的气、液相负荷

L=RD=2.20 ?25.90=56.98kmol/h

V=(R+1)D=3.20 ?25.90=82.88kmol/h L' =L+F=82.88?95.21=178.09kmol/h V'=V=82.88kmol/h

精馏段操作线方程为：

yn?1=

xR2.20xn+D=xn+0.839 R?1R?13.203.20=0.688xn+0.262 （a）

提馏段操作线方程：

ym?1'L'W178.0969.3?'xm?'xW?xm??0.02082.8882.88VV（b）

?2.149xm?0.0167q线方程

x?0.243（c）

由（a）、（b）、（c）得到 xq?0.243 yq?0.429 在气液平衡图中做出以上三个方程：如图3-2：

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图3-2 图解法求精馏塔塔板数

由图解法得到该精馏塔的理论塔板数共有17块，其中提馏段2块，精馏段15块，第2块为进料板 3.2实际板层数的求取

3.2.1液相的平均粘度

lgμLm=∑xilgμi

进料黏度：根据表3-1，用内插法求得tF?82.5?C

as 查手册[2]得?A?0.40mPa?s ?B?0..325mP? lg?LF?0.243?lg(0.40)?0.757?lg0(.32)5 求得?LF?0.342mPa?s

塔顶物料黏度：用内插法求得tD?78.2?c，

as 查手册[2]得?A?0.42mPa?s ?B?0.34mP?lg?LD?0.839lg(0.42)?0.161lg(0.34) 求得?LD?0.406mPa?s

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塔釜物料黏度：用内插法求得tW?95?C， 查手册得?A?0.285mPa?s ?B?0.29m4Pa?s lg?LW?0.02lg(0.285)?0.98lg(0.294) 求得?LW?0.294mPa?s 精馏段液相平均黏度：?精??LD??LF2?0.406?0.342?0.374mPa?s

20.294?0.342?0.318mPa?s

2提馏段液相平均黏度：?提??LW??LF2?3.2.2 精馏段和提馏段的相对挥发度

根据表3-2，用内插法求得?F?3.92 ?D?1.08 2 ?w?10.0 精馏段的平均挥发度 ?精??D?F?1.082?3.92?2.06 提馏段的平均挥发度 ?提??W?F?10?3.92?6.26 3.2.3 全塔效率ET 和实际塔板数

全塔效率可用奥尔康公式：ET?0.49(??L)?0.245计算 所以精馏段ET?0.49?(2.06?0.374)?0.245?0..522 提馏段ET?0.49?(6.26?0.318)?0.245?0.414 精馏段实际板层数 N精?NT15??28.7?29块 ET0.522N'T2??4.83?5块 E'T0.414提馏段实际板层数 N提?

4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

4.1操作压力的计算 塔顶操作压力 pD?105.3kPa 每层塔板压降 ?P?0..7kPa

进料板压力 PF?101.3?0.7?29?12.1 6kPa精馏段平均压力 Pm?(105.3?121.6)/2?113.45kPa 4.2 操作温度计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算。计算结果如下： 塔顶温度 tD?78.2?C 进料板温度 tF?82.5?C

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精馏段平均温度 tm?(78.2?82.5)/2?80.35?C 4.3平均摩尔质量计算

4.3.1塔顶平均摩尔质量计算

由xD?y1?0.839 x1?y1am?(?m?1)y1?0.839 ?0.8361.082?(1.082?1)?0.95MVDm?0.839?46?(1?0.839)?18?41.49kg/kmol MLDm?0.836?46?(1?0.836)?18?41.41kg/kmol

4.3.2 进料板平均摩尔质量计算

由xF?x3?0.243

yF??mxF3.92?0.243??0.557

1?(?m?1)xF1?(3.92?1)?0.243MVFm?0.243?46?(1?0.243)?18?24.80kg/kmol MLFm?0.557?46?(1?0.557)?18?33.60kg/kmo l4.3.3 精馏段平均摩尔质量

MVm?(41.49?24.80)/2?33.15kg/kmol MLm?(41.41?33.60)/2?37.50kg/kmo l 4.4平均密度计算 4.4.1气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即 ?Vm?PmMVm105.3?33.15??1.18kg8/m3 RTm8.314?(80.35?273.15) 4.4.2液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，即

1?Vm??ai?i

塔顶液相平均密度的计算 由tD?78.2?C，查手册[2]得

?A?737kg/m3 ?B?967.12kg/m3

塔顶液相的质量分率

0.839?46?0.93 aA?0.839?46?0.161?181?LDm??749.48kg/m3

0.93/737?0.07/967.12 - 13 -

进料板液相平均密度的计算 由tF?82.5?C，查手册得

?A?734kg/m3 ?B?970kg/m3 进料板液相的质量分率

0.243?46?0.45 aA?0.243?46?0.757?181?847.39kg/m3 ?LFm?0.45/734?0.55/970精馏段液相平均密度为

?Lm?(749.48?847.39)/2?798.44kg/m3 4.5液体平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算，即 ?Lm??x?i i 4.5.1塔顶液相平均表面张力的计算

由tD?78.2?C，查手册[2]得

?A?17.3mN/m ?B?63mN/m ?LDm?0.839?17.3?0.161?63?24.66mN/m

4.5.2 进料板液相平均表面张力为

由tF?82.5?C，查手册[2]得

?A?16.9mN/m ?B?62.2mN/m

?LFm?0.243?16.9?0.757?62.2?51.50mN/m

4.5.3 精馏段液相平均表面张力

?Lm?(24.66?51.50)/2?38.08mN/m

4.6液体平均粘度

计算见3.2.1

精馏段液相平均黏度?LM?0.374mpa.s

5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

5.1塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

Vs?VMVm82.88?33.15??0.64m3/s

3600?Vm3600?1.188LMLm56.98?37.5??0.000743m3/s

3600?Lm3600?798.44Ls? - 14 -

由 umax?C?L??V? 式中的C由式C?C20(L)0.2计算，其中C20由史密斯关联?V20图查取，图的横坐标为

Lh??L?Vh???V????1/20.000743?3600?798.44????0.64?3600?1.188?1/2?0.03

取板间距HT?0.40m，板上液层高度hL?0.06m，则

HT?hL?0.40?0.06?0.34m 查史密斯关联图如图5-1。

图5-1 史密斯关联图 得C20=0.049

0.2?38.08?C?0.049???20??umax?C??0.0557

?L??g798.44?1..188?0.0557?1.443m/s ?g1.188 - 15 -

取安全系数为0.8，则空塔气速为

u?0.8umax?0.8?1.443?1.154m/s D?

按标准塔径圆整后为 D=1.0m

表5-1 板间距与塔径的关系

塔径D/mm 板间距HT/mm 塔截面积为

实际空塔气速为

300～500 200～300

500～800 250～350

800～1600 300～450

1600～2400 350～600

4VS4?0.64??0..841m ?u3.14?1.154?2?AT?D??1.02?0.785m244由表5-1可知当塔径为1000mm时，其板间距可取300mm

u?Vs0.64??0.815m/s AT0.7855.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

Z精?（N精?1）HT?(29?1)?0.3?8.4m 提馏段有效高度为

Z提?（N提?1）HT?(5?1)?0.3?1.2m 在进料板上方开一人孔，其高度为：0.8m 故精馏塔的有效高度为

Z?Z精?Z提?8.4?1.2?9.6m 5.3 溢流装置计算

因塔径D＝1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：

堰长lW

溢流堰高度hw 由hW?hL?hOW

选用平直堰，堰上液层高度hOW由式hOW2.84?Lh?3?E?? 1000?lW?2 - 16 -

由图5-2可知近似取E=1.1，则

图5-2 液流收缩系数 取板上清液层高度hL?60mm

故 hW?0.06?0.0066? 80.0533m2弓形降液管宽度Wd和截面积Af

液流收缩系数E由 lW/D=0.8

查弓形降液管的参数图如图5-3。

图5-3 弓形降液管的宽度与面

积

AfAT?0.15

Wd?0.2 D故 Af?0.15AT?0.15?0.785?0.117m72

Wd?0.2D?0.2?1.0?0.50m 依式??3600AfHTLh验算液体在降液管中停留时间，即

- 17 -

??3600AfHTLh?3600?0.1177?0.30?47.52s?5s

0.000743?3600故降液管设计合理。 5.4 降液管底隙高度

h0?Lh '3600lWu0式中 u0 ──降液管底隙处液体流速，m/s；(根据经验一般) 取降液管底隙处液体流速为0.08m/s，则

0.000743?3600?0.01160m9 则 h0?3600?0.8?0.08hW?h0?0.05332?0.011609?0.041711m?0.006m 故降液管底隙高度设计合理。

'选用凹形受液盘，深度hW?50mm。

5.5 塔板布置 5.5.1 塔板的分块

因D?800mm，故塔板采用分块板。查塔板分块表得，塔板分为3块。 边缘区宽度确定

取 Ws=0.07m Wc=0.050m 开孔区面积计算

??r2?1x?22开孔区面积Aa按式Aa?2?xr?x?sin?计算

180r??D1.0?(Wd?Ws)??(0.05?0.07)?0.38m 22D1.0?0.050?0.45m r??Wc?22其中 x????0.45222?10.38?2?0.380.45?0.38?sin?0.588m2故 Aa?2? ??1800.45?? 5.5.2 筛孔计算及排列

本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用??3mm碳钢板，取利孔直径d0?5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

t?3d0?3?5?15mm

筛孔数目n为

n?1.155Aa1.155?0.5882??3019个 t20.0152 - 18 -

开孔率为

?d??0.005? ??0.907?0??0.907???10.07%

t0.015????22气体通过阀孔的气速为

u0?Vs0.64??10.81m/s A00.1007?0.5882

图5-4 筛孔排列布置图

5.6塔板的流体力学验算塔板压降 5.6.1干板阻力计算

2?u0???V?h干板阻力c由式hc?0.051????计算

c??0??L?由d0/??5/3?1.67，查干筛孔得流量系数如图5-5

C0塔板孔流系数d0/δ

图5-5 干筛孔流量系数图

得到c0?0.772

- 19 -

?10.81??1.188?故hc?0.051??????0.015m液柱

?0.772??791.44?气体通过液层的阻力h1计算

气体通过液层的阻力h1由式h1??hL计算 ua?2Vs0.64??1.16m4/s

AT?2Af0.785?2?0.1177 F0?1.1641.188?1.268kg1/2/(s?m1/2) 查充气系数关联图如图5-6:

Fa?ua?V1/2?m?kg?1/2???3????s?m???

图5-6 充气系数关联图

得??0.60。

h1??(hW?hOW)?0.60?(0.05332?0.00668)?0.036m液柱 液体表面张力的阻力h?计算 液体表面张力的阻力h?可按式h??4?L计算，即 ?Lgd04?L4?30.08?10?3 h????0.00307m液柱

?Lgd0798.44?9.81?0.005气体通过每层塔板的液柱高度hP可按下式计算，即

hP?hc?h1?h??0.015液柱 ?0.036?0.0030?70.0540m7气体通过每层塔板的压降为

?Pp?hp?Lg?0.05407?798.44?9.81?423.51Pa?0.7kPa（设计允许值） 5.7 液面落差

液沫夹带量由下式计算，即

5.7?10?uaeV???H?h?f?T?6? ??? - 20 -

3.2

ua?;Vs0.64??0.959m/s

AT?Af0.785?0.1177 hf?2.5 hL?2.?50.?06m0.5.7?10?6?0.959?故 eV?????30..30?0.1530.08?10??3.2?0.0718kg液/kg气?0.1kg液/kg气

故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。 5.8 漏液

对筛板塔，漏液点气速u0,min可由下式计算，即

u0w?4.4C0(0.0056?0.13hL?h?)?L/?V

?4.4?0.772(0.0056?0.13?0.036?0.00307 )?798.44/1..188m/s ?7.477实际孔速u0?10.81m/s?u0,min 稳定系数为

K?u010.81??1.55?1.5 u0w7.477故在本设计中无明显液漏。 5.9 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从下式的关系，即 Hd???HT?hW?

乙醇—水物系属一般物系，取??0.5，则

Hd???HT?hW?

)?0.177m ?0.5?(0.3?0.05332而 Hd?hp?hL?hr

板上不设进口堰，hd可由下式计算，即 hr?0.153(VL20.0007432)?0.153?()?0.0009m7液柱9 lwho0.8?0.011609 Hd?0.0540?70.036?0.0009?709.09m1液柱 Hd???HT?hW?

故在本设计中不会发生液泛现象。

- 21 -

6 塔板负荷性能图

6.1漏液线

由 u0w?4.4C0(0.0056?0.13hL?h?)?L/?V= hL?hW?hOW

hOW=

VS,minA0

2.84Lh2/3E() 1000lw2.84L0hw.1?3[Eh1000lw2/356得 Vs,mi?nCA0{00.00?(?h?)?L]?V }?4.4 /

?0.1999?{0.0056?0.013[0.05332?整理得Vs,min?0.199941.67Ls2/33600LS2/32.84?1?()]?0.00307}?798.44/1.188 10001.12?6.358

在操作数据内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果见表6-1。

表6-1 漏液线数据

LS，m3/s 0.0002 0.0006 0.003 0.005

VS，m3/s 0.5096 0.5156 0.5373 0.5502

由上表数据即可作出漏液线（1） 6.2 液沫夹带线

以 ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs?Ls关系如下 由 ev?5.7?10?6?L(?aHT?hf)3.2

ua?VSVs??1.4985Vs

AT?Af0.785?0.1177hf?2.5hL?2.5(hw?how)

hw=0.05332

2.84?3600Ls?how=?1???10000.8??2/3?0.7741Ls2/32/3

2/3故 hf?2.5(0.05332?0.7741Ls)?1.935Ls2/3?0.1333

2/331.935Ls HT?hf?0.3?0.133??0.1667?1.935Ls

- 22 -

3.2?1.4985Vs5.7?10??? eV??3?2/3?30.08?10?0.1667?1.935Ls??6?0.1

2/3整理得 VS=540.35?(0.1667?1.935Ls)3.2

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表6-2。

表6-2 液沫夹带线数据

LS，m3/s 0.0002 0.0006 0.003 0.005

VS，m3/s 1.536 1.327 0.722 0.4641

由上表数据即可作出液沫夹带线（2） 6.3 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准。由式得

hOW2.84?3600Ls?E?1000??lW????2/3?0.005

取E=1，则 Ls,min0.8?0.005?1000?????0.0005m139/s ?2.843600??1.5据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（3） 6.4 液相负荷上限线

以 ?=15s 作为液体在降液管中停留时间的下限 Ls,max?AfHT15?0.1177?0.3?0.00235m3/s

15据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（4） 液泛线

令 Hd??(HT?hw)

由 Hd?hp?hL?hd;hp?hc?h1?h?;h1??hL;hL?hw?how 联立得 ?HT?(????1)hw?(??1)how?hc?hd?h?

忽略h?，将how与LS，hd与LS，hc与VS的关系式代入上式，并整理得

2/3?'VS2?b'?c'L2?d'LSS

式中 ?'?0.051?V() 2(A0c0)?L b'??HT?(????1h)w c'?0.153lh(2 )w/0 - 23 -

d'?2.84?10?3E(1??)(将有关的数据代入，得 a'?36002/3) lw0.051?1.188?????0.0368 2798.44(0.05886?0.772)?? b'?0.5?0.30?(0.5?0.6?1)?0.0533?20.091 3c'?0.153?866.6

(0.8?0.011609)22/3?3?3600? d'?2.84?10?1?(1?0.60)????0.8??1.238

2/3故 0.0368Vs2?0.0913?866.64L2?1.238Lss

在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于表6-3。

表6-3 液相负荷上限线数据

LS，m3/s 0.0002 0.0006 0.003 0.005

VS，m3/s 1.539 1.494 1.252 0.953

由上表数据即可作出液泛线（5）。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图6-1所示。

图6-1 筛板塔的负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线，由图可看出，该筛板

- 24 -

的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由上图查得

VS,max?3.09 VS,min?1.05 故操作弹性为

VS,maxVS,min?3.09?3..00 1.057 辅助设备的计算及选型

7.1 原料贮罐

设计原料的储存利用时间为3天

QMh?1967kg/h?24h?3?141666kg 则可知：

V= Qm,h/进料密度

?141666?748.18?189m3

设其安全系数为：0.8 则有： V实际=189/0.8=236.4m3

7.2 产品贮罐

设计产品的储存时间为3天

Qm,h=1074.59×24h×3

?LDm=77379.55kg

1??749.48kg/m3 则可知： 0.93/737?0.07/967.12V= Qm,h/产品密度 =77379.55/749.48 =103 m3

设其安全系数为：0.8 则有： V实际=231.95/0.8

=129 m3

选择设备：采用立式圆筒形固定顶储罐系列（HG-21502.1-92） 原料储罐的选择规格为表7-1所示：

表7-1 原料储罐的选择规格

名称 规格

标准序号 HG-21502.1-92-217

公称体积/m 240

3

计算体积/m 250

3

内径/mm 5000

总高/mm 9000

材料 Q235-A.F

总重/kg 18012

产品储罐的选择规格为表7-2所示：

- 25 -

表7-2 产品储罐的选择规格

名称 规格

标准序号 HG-21502.1-92-208

公称体积/m 140

3

计算体积/m 150

3

内径/mm 4000

总高/mm

材料

总重/kg 11920

9000 Q235-A.F

7.3管径的设计

7.3.1 塔顶蒸气出口管的直径dV

操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12～20 m/s， 蒸气管的直径为 dV=(4Vs/∏Uv)1/2，其中

dV---塔顶蒸气导管内径m Vs---塔顶蒸气量m3/s，则 dV =[(4×2.82)/(3.14×12.0)]1/2 =0.6951m

表7-3 塔顶蒸气出口接管的选择规格

名称 规格

接管公称直径Dg

700mm

接管 外径×厚度 727×10mm

接管伸出长度 200mm

补强圈（内径、外径）

680/431mm

7.3.2 回流管的直径dR

①当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速UR可取0.2～0.5 m/s②当用泵输送时，可取1.5～2.5 m/s(本设计应用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速UR取0.5 m/s) dR=(4Ls/∏UR)1/2 =(4×0.00204/3.14×0.3)1/2 =0.0931m

表7-4 回流管的选择规格

名称 规格

接管公称直径Dg

100mm

接管 外径×厚度 107×3.5mm

接管伸出长度 150mm

补强圈（内径、外径）

--

7.3.4 进料管的直径dF

若采用高位槽送料入塔，料液速度可取UF=0.4～0.8 m/s，如果用泵输送时，料液速度可取1.5～2.5 m/s(本设计采用高位槽送料入塔，料液速度UF= 0.5) dF=(4Vs/∏UF)1/2

=[(4×0.002248)/(3.14×0.5)]1/2 =0.0757m

表7-5 进料管的选择规格

名称 规格

接管公称直径Dg

100mm

接管 外径×厚度 110×5mm

接管伸出长度 200mm

补强圈（内径、外径）

--

7.3.5 塔底出料管的直径dw

- 26 -

一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.5～1.5 m/s，循环式再沸器取1.0～1.5 m/s dW=(4LW/∏UW)1/2(本设计取塔底出料管的料液流速UW为0.8 m/s) =[(4×0.0009075)/(3.14×0.8)]1/2 =0.038m

表7-6 出料管的选择规格

名称 规格

接管公称直径Dg

50

接管 外径×厚度

56×3

接管伸出长度

75

补强圈（内径、外径）

100/58

8 原料预热器选型及计算

8.1 试算并初选换热器规格 8.1.1确定流体通入空间

两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较大，并易结垢，且乙醇水的粘度大于热水的，故选择热水走换热器的管程，乙醇水走壳程。

8.1.2 确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管式换热器的形式

被加热物质为乙醇水，入口温度为30℃,出口温度为82.5

加热介质为中压热水，入口温度为1600C，出口温度为T2（由热量衡算①式得到） 加热水的定性温度：Tm?(160?152)/2?1560C 乙醇水的定性温度：tm?(82.5?30)/2?56.250C

两流体的温差：Tm?tm?156?56.25?99.750℃

由于两流体温差大于70℃，故选用浮头式列管换热器。

浮头式换热器（如下图8-1）两端的管板，一端不与壳体相连，该端称浮头。管子受热时，管束连同浮头可以沿轴向自由伸缩，完全消除了温差应力。

在凹型和梯型凹槽之间钻孔并套丝或焊设多个螺杆均布，设浮头法兰为凸型和梯型凸台双密封，分程隔板与梯型凸台相通并位于同一端面的宽面法兰，且凸型和梯型凸台及分程隔板分别与浮头管板凹型和梯型凹槽及分程凹槽相对应匹配，该浮头法兰与无折边球面封头组配焊接为浮头盖，其法兰螺孔与浮头管板的丝孔或螺杆相组配，用螺栓或螺帽紧固压紧浮头管板凹型和梯型凹槽及分程凹槽及其垫片，该结构必要时可适当加大浮头管板的厚度和直径及圆筒的内径，同时相应变更加大相关零部件的尺寸；另配置一无外力辅助钢圈，其圈体内径大于浮头管板外径，钢圈一端设法兰与外头盖侧法兰内侧面凹型或梯型密封面连接并密封，另一端设法兰或其他结构与浮头管板原凹型槽及其垫片或外圆密封。

浮头式换热器的一端管板固定在壳体与管箱之间，另一端管板可以在壳体内自由

- 27 -

移动，这个特点在现场能看出来。这种换热器壳体和管束的热膨胀是自由的，管束可以抽出，便于清洗管间和管内。其缺点是结构复杂，造价高（比固定管板高20%），在运行中浮头处发生泄漏，不易检查处理。浮头式换热器适用于壳体和管束温差较大或壳程介质易结垢的条件。

有公式lgμLm=∑xilgμi得到原料比热容

进料黏度：

查手册[2]得?A?0.40mPa?s ?B?0..325mP?as lg?LF?0.243?lg(0.40)?0.757?lg0(.32)5 求得?LF?0.342mPa?s

在原料的定性温度下Cpa?2.889kj/(kg.k) Cpb?4.189kj/(kg.k) 有公式：

CPM?XA?CPA?XB?CPB?0.243?2.889?0.757?4.189?3.873kj/(kg.k) 两流体在定性温度下的物性数据见表8-1。

表8-1 两流体在定性温度下的物性数据

物性 流体 乙醇-水 水

温度?C

56.25 156

密度?kg/m3

847 905

黏度?mPa?s

0.342 0.186

比热容Cp kJ（/kg??C）3.873 4.174

导热系数?W（/m??C）

0.52 0.684

8.2 计算热负荷Q

按管内乙醇水计算,即

2361?3.873?(82.5?30)?103Q?WcCp,c(t1?t2)??1.33?105W

3600若忽略换热器的热损失，T2可由热量衡算求得,即

Q1.33?105?36000 T2?T1? ?160??152C①3WhCp.h4.174?10?1500 8.3 计算两流体的平均温度差，并确定壳程数

逆流逆流温差 ?t,m??t2??t1(160?152)?(82.5?30)??23.65℃ ?t2(160?152)lnln(82.5?50)?t1 R?T2?T1160?152??0.15 t2?t182.5?30 P?t2?t182.5?30??0.35 T1?t1160?30 - 28 -

由R和P查图……得温度校正系数为??1，所以 校正后的温度为?tm?23.65?1?23.65℃

又因??1，故可选用单壳程的列管式换热器。

8.4 初步选择换热器规格

根据管内为水，管外为有机液体，K值范围为280～710 W/(m2??C) K=500W/(m2??C)故：

Q1.33?105 S???11.2m2

K?tm500?23.65初选浮头式换热器规格尺寸如下：

外壳直径D325mm

管排方式——正方形45度角形排列

m2 公称压力P 2.5Mpa 管程流通面积S 0.0050管数n 32 管程数2

管长L 4.5m 管尺寸 φ25×2.5mm（不锈钢管） 中心距 32mm 公称面积S 11.1m2 换热器的实际传热面积

S0?n?d0(l?2??0.006)?32?3.14?0.025?4.4?11.05m2 采用此换热面积的换热器，则要求换热过程的总传热系数为：

Q1.33?105 K0???508.9W/m2.℃

S0?tm11.05?23.65 8.5核算总传热系数 8.5.1计算管程对流传热系数

因为,管中水的质量流量为WC?4.17kg/s，则

水的体积流量为VC?WC/??4.17?905?0.0046m3/s

n?32?3.14?0.0222 Ai?di??0.00m52

Np42?4 ui?VC/Ai?0.0046?0.005?0.92m/s

Rei?diui?水??0.02?0.92?905?8.95?104＞4000(湍流） ?30.186?10Pri?Cp??4.174?103?0.186?10?3??1..135

0.684因为水是被冷却流体，所以：

?0.80.3 ai?0.023ReiPri

di - 29 -

?0.023?0.6840.4?(8.95?104)0.8?1.135W/m2.oC=75720.020

8.5.2 计算壳程对流传热系数

初选用缺口高度为25﹪的弓形挡板，取折流板间距为300mm，故折流板数目

NB?l4.5?1??1?14 h0.3换热器中心附近管排中流体流通截面积为

AO?hD(1?do/t)?0.3?0.325?(1?0.025/0.032)?0.0213m2 式中 h——折流挡板间距，取300mm

t——管中心距，对于?25?2.5mm的管中心距为32mm。 乙醇水的质量流量为Wh?2361kg/h?0.656kg/s，则 乙醇水的体积流量为Vh?Wh/??0.656/847?0.00077m3/s 由于换热器为单壳程，所以乙醇水的流速为：

uo?Vh/AO?0.00077/0.0213?0.0363m/s 由于管为三角形排列，则有

4(deo?32?23?t?do)4?(?0.0322??0.0252)2424??0.0202m ?do3.14?0.025乙醇水在壳程中流动的雷诺数为

Reo?de,ou???0.0202?0.0363?8473 ?2.2?10?30.342?10因为Reo在2?103~1?106范围内，故可采用凯恩(Kern)法求算?o，即

?o?0.36Cp??de?Re0.55Pr1/3?? 3.873?0.342?2.55

0.52Pr??由于液体被加热 取???0.95，所以

ao?0.36

?odeReo0.550.52Pro?0.36?(2.2?103)o..55?2.553?0.95?828.68W/m2.oC0.0202131 8.5.3确定污垢热阻

Rsi?3.44?10?4m2??C/W（自来水）Rso?2.55?10?4m2.0C/W(乙醇水）

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8.5.4 计算总传热系数

管壁热阻可忽略时，总传热系数K0为：

K计?1dd1?Rso?RsiO?oaodiaidi?110.0250.025?2.55?10?4?3.44?10?4??828.680.0207572?0.020

?486.18W/m2.oC

因为K计＜K估，A计＞A估，原因在于壳程传热系数过低。调整折流板间h为200mm,

重新计算：

AO?hD(1?do/t)?0.2?0.325?(1?0.025/0.032)?0.0142m2： uo?Vh/AO?0.00077/0.0142?0.0542m/s

Reo??ode13de,ou???0.0202?0.0542?8473?2.711?100.342?10?31ao?0.36K计?Reo0.550.52Pro?0.36?(2.711?103)o..55?2.553?0.95?1000.80W/m2.oC0.0202?110.0250.025?2.5?10?4?3.44?10?4??1000.80.0.0207273?0.0201dd1?Rso?RsiO?oaodiaidi?520.55W/m2.oC

选用该换热器时，要求过程的总传热系数为417.40 W/(m2??C)，在传热任务所规定的流动条件下，计算出的K0=441.55W/(m2??C)，所选择的换热器的安全系数为： 520.55?500?4.11％

500 则该换热器传热面积的裕度符合要求。 8.6 计算压强降 8.6.1 计算管程压强降

??pi s?(?p1??p2)fiNpNdiui?水前已算出：ui?0.92m/s Rei?取不锈钢管壁的粗糙度??0.1mm，则由摩擦系数图查得??0.034 所以

2??di??0.02?0.92?9054?8.95?10 ?30.186?100.1?0.005 20l?ui4.5?905?0.922?p1?????0.034??2929.92Pa

di20.02?2 - 31 -

3?ui3?905?0.922?p2???1148.98Pa

222对于?25?2.5mm的管子，有fi?1.4 且Np?2 Ns?1

??pi?(?p1??p2)fiNpNs?(2929.92?1148.98)?1.4?2?1?1.14?104Pa

,; 8.6.2 计算壳程压强降

??po?(?p1??p2)FSNs

2?uo由于FS?1.15 Ns?1

?所以?P1?Ff0nc(NB?1)2

管子为正三角形排列，则取F=0.5 折流挡板间距h?0.200m

nc?1.132?1.1?32?6.22

l折流板数NB??1?21.5?22

hAO?hD(1?do/t)?0.2?0.325?(1?0.025/0.032)?0.0142m2：

uo?Vh/AO?0.00077/0.0142?0.0542m/s

Reo?de,ou???0.0202?0.0542?847?2.711?103 ?30.342?10?0?1.72Re?0.19?1.72?(2.711?103)?0.19?0.383

所以

?po??oD(NB?1),?uo22de847?0.05422?0.383?0.325?(22?1)??176Pa

2?0.0202 从上面计算可知，??Po、??Pi﹤2?105Pa该换热器管程与壳程的压强降均满足题设要求，故所选换热器合适。

最后选定固定板式换热器规格尺寸如下：

外壳直径D325mm

管排方式——正三角形排列

m2 公称压力P 2.5Mpa 管程流通面积S 0.0050管数n 32 管程数2

管长L 4.5m 管尺寸 φ25×2.5mm（不锈钢管） 中心距 32mm 公称面积S 11.1m2

8.7换热器主要结构尺寸 8.7.1 管子的规格和排列方法

排列考虑到流体的流速，选用?25?2.5mm规格的管子。我国换热器系列中，固定管板式多采用正三角形排列，它的优点有：管板的强度高；流体走短路的机会少，且

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管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高；相同壳程内可排列更多的管子。所以选择正三角形。

8.7.2 管程和壳程数的确定

管程数Np可按下式计算，即

u Np?,

u 式中 u——管程内流体的适宜速度，m/s； u'——单管程时管内流体的实际速度，m/s。 取 u?1m/s（参考《化工原理》上册） 水的流量为Wc =4.16kg/s，对于φ25×2.5mm的管子，

u,?Wc??4?d2?n4.16?0.45m/s

3.14905??0.022?324求得Np?u1??2.2?2 ,0.45u 所以选用2管程。在单壳程中，由R和P查得温度校正系数为??t?0.85大于0.8，所以采用单壳程。

8.7.3 外壳直径的确定

初步设计中可用下式计算壳体的内径，即

' D?t(c n?1)?2b式中

D?壳体内径，m；t?管中心距，m；nc?横穿管束中心线上的管数；

b'?管束中心线上最外层管的中心到壳体内壁的距离，一般取b'?（1-1.5）d0，m。其中t?0.032m(参考??化工原理??上册),nc?16(上已计算),b'取1.5 则D?0.032?(6.22?1)?2?1.5?0.025?0.843m?0.262mm

按照此方法计算得到的壳内径应圆整，标准尺寸如下表8-2：

表8-2 壳内径圆整表

壳体外径/mm 最小壁厚/mm

325 8

400，500，600，700

10

800，900，1000

12

1100，1200

14

所以取D?325mm。且壳体的最小壁厚为8mm

8.7.4 折流板形式的确定

折流挡板的主要作用是引导壳程流体反复的改变方向做错流流动，以加大壳程流体流速和湍动速度，致使壳程对流传热系数提高。常用的折流板有：弓形折流板和盘

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形折流板两种。生产上常用弓形折流板，它的结构简单，流动中死角较少，为取得较好的传热效果，折流板缺口大小必须适当，弓形缺口过大或过小都会产生流动死区，在满足工艺要求的前提下应使折流板间距最小。

选择水平圆缺形折流板即弓形折流板，因为，切去的弓形高度为外壳内径的25.0%（圆缺率的范围一般为15%～45%），325?25.0﹪?81.25mm。 折流板的间距，在允许的压力损失范围内希望尽可能小。一般推荐折流板间隔最小值为壳内径的1/5或者不小于50mm。折流板间距取h=200mm。 折流板的最大无支撑间距如下表8-3所示：

表8-3 折流板的最大无支撑间距

换热管外径（mm） 最大无支撑间距(mm)

14 1100

16 1300

19 1500

25 1850

32 2200

38 2500

折流板的厚度可由下表8-4得出：(参考文献：化工设备设计手册 朱有庭，曲文海主编)

表8-4 折流板的厚度

换热管无支撑跨距 公称直径DN（mm） <300 300~600 600~900 900~1200 1200~1500 1500 折流板的最小厚度(mm) <400 400~700 700~900 900~1500 3 4 5 6 4 5 6 8 5 6 8 10 8 10 10 12 10 10 12 16 10 12 16 16 所以取值为5mm

8.7.5 主要附件的尺寸设计

（1）封头 封头有方形和圆形两种，方形用于直径小（一般小于400mm）的壳体，圆形用于大直径的壳体。壳径为325mm，选用圆形封。

（2）缓冲挡板 它可防止进口流体直接冲击管束而造成管子的侵蚀和管束振动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。

（3）放气孔、排液孔 换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝气体和冷凝液等。

（4）接管 换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即 d?4VS ?u 式中 VS——流体的体积流量，m3/s

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u——流体在接管中的流速，m/s。

流速u 的经验值可取为对流体 u=1～2m/s 取液体流速u=1.5m/s，热水进出口接管的内径：

d水?4Vs4?0.0046??0.0625m?62.5mm ?u3.14?1.5乙醇水进出口接管的内径：

d煤油?4Vs4?0.00077??0.0255m?25.57mm ?u3.14?1.5 （5）假管 为减少管程分程所引起的中间穿流的影响，可设置假管。假管的表面形状为两端堵死的管子，安置于分程隔板槽背面两管板之间但不穿过管板，可与折流斑焊接以便固定。假管通常是每隔3～4排换热管安置1根。

（6）拉杆和定距管 为了使折流板能牢固地保持在一定的位置上，通常采用拉杆和定距管固定在管板上。一般换热管外径为19mm时 , 拉杆直径为12mm ;换热管直径为25mm时 , 拉杆直径为16mm。壳体直径大于400mm时，拉杆直径不得小于10mm , 拉杆数量不得小于4根。

换热器拉杆直径与和数量由下表8-5得到：（参考文献：列管换热器 刘盛宾编）

表8-5 换热器拉杆直径与和数量对应表

壳体公称直径/mm 拉杆直径 拉杆数量/根

150～325 400～600 700～800 900～1200 1300～1500 1600～1700 8 9 10 4

10 6

12 4

12 8

16 6

12 10

16 6

12 12

16 8

12 14

16 10

所选择的拉杆直径为10mm，拉杆数量为4，定距管?25?2.5mm

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9 筛板塔设计计算结果

9.1 筛板塔的主要结果汇总

表9-1 筛板塔的主要结果汇总表

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 15 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30

项目 平均温度平均压力气相流量

数值

tm，℃ ，kPa

3380.35 113.45 0.64 0.000743 25 9.6 1.0 0.3 单溢流 弓形 0.8 0.05332 0.06 0.00668 0.011609 0.05 0.07 0.5882 0.005 3019 0.015 10.07 1.164 10.81 1.55 423.51 液泛控制 液漏控制

3?m/s? L?m/s?液相流量，

Vs，

sPm实际塔板数 有效段高度Z,m 塔径，m 板间距，m 溢流形式 降液管形式 堰长，m 堰高，m 板上液层高度，m 堰上液层高度，m 降液管管底隙高度，m 安定区宽度，m 边缘区宽度，m 开孔区面积，m2 筛孔直径，m 筛孔数目 孔中心距，m 开孔率，% 空塔气速，m/s 筛孔气速，m/s 稳定系数

每层塔板压降，Pa 负荷上限 负荷下限

气相负荷上限，m/s

3m/s 气相负荷下限，

3.09 1.05

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9.2 换热器工艺设计计算结果汇总表

表9-2 换热器工艺设计计算结果汇总表

参数 乙醇水流量kg/h 自来水流量kg/h 实际传热面积S/㎡

要求过程的总传热系数/W/（㎡℃）

总传热系数/W/（㎡℃）

安全系数/% 管程压强降/Pa 壳程压强降/Pa 壳径D/mm 公称压强/Mp 公称面积S/㎡ 管程数Np 管子尺寸/mm 管长/m 管子总数n 管子排列方法 管心距/mm 折流板数 板间距/mm 弓高/mm 拉杆直径/mm 拉杆数量 冷流体进出口管径/mm 热流体进出口管径/mm 壳体最小壁厚/mm

数据 2361 15000 11.05 500 525.5 4.1

1.4?104Pa

176Pa 325 2.5 11.1 2 φ25×2.5 4.5 32 正三角形 32 22 200 243.75 10 4 25.27 62.5 8

冷、热流体通道的选择： 乙醇水走壳程、中压热水走管程

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附表 主要符号说明 附表1 英文字母

Aa Af 塔板开孔区面积，m2 降液管截面积，m2 h’W hσ 进口堰高度，m 与克服表面张力的压降相当 的液柱高度，m液柱 A0 AT C0 C Cs d0 D EV ET F F0 hw h1 hc hd 筛孔总面积，m2 塔截面积，m2 流量系数，无因次 计算时的负荷系数， 气相负荷因子，m/s 筛孔直径，m 塔径，m 液沫夹带量，kg(液)/kg(气) 总板效率，无因次 气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2) 筛孔气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2) 出口堰高度，m 进口堰与降液间的水平距离,m 与干板压降相当的液柱高度，m液柱 与液体流过降液管相当的液柱高度，m Hd HP HT lW Ls n NT P ΔP ΔPp t u u0 u0,min u'0 降液管内清液层高度，m 人孔处塔板间距，m 塔板间距，m 堰长，m 液体体积流量，m3/s 筛孔数目 理论板层数 操作压力，Pa 压力降，Pa 气体通过每层筛板的压降，Pa 筛孔的中心距，m 空塔气速，m/s 气体通过筛孔的速度，m/s 漏液点气速，m/s 液体通过降液管底隙的速度，m/s hf h1 塔板上鼓泡高度，m Vs Wc 气体体积流量，m3/s 边缘无效区宽度，m 与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱 hL h0 hOW 板上清液层高度，m 降液管的底隙高度，m 堰上液层高度，m Wd Ws Z 弓形降液管宽度，m 破沫区宽度，m 板式塔的有效高度，m

附表2 希腊字母 β δ θ μ 充气系数，无因次 筛板厚度，m 液体在降液管内停留时间，s 粘度，MPa/s ρ б Ф 密度，kg/m3 表面张力，N/m 开孔率，无因次 - 38 -

参考文献

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[12]汤善甫，朱思明. 化工设备机械基础[M].上海：华东理工大学出版社，2006.

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谢 辞

随着大学生涯的临近，这次毕业设计也接近尾声。经过一个月的连续奋战我的设计终于完成了。在没有做毕业设计以前觉得毕业设计只是对所学的化工原理知识的综合运用，但是通过这次做毕业设计发现自己的看法有点太片面。毕业不仅是对前面所学知识的一种检验，而且也是对自己能力的一种提高。通过这次毕业设计使我明白了自己原来知识还比较欠缺，设计过程中，用到了大量我们在课堂上学过的知识，而这次设计，不但让我学到和积累了很多知识，也让我更深刻体会到了团队的精髓和意义。在这次毕业设计中也使我们同学关系更进一步了，同学之间互相帮助，有什么大家在一起商量，听听不同的看法对我们更好的理解知识，所以在这里非常感谢帮助我的同学。

所谓万事开头难，从一开始完全不知道如何入手，到现在终于完成了全部设计，真有如释重负、重见天日的感觉。此外，还得出一个结论：只是必须通过应用才能实现其价值。我认为这些东西只有真正会用的时候才是真正的学会了。

在此要感谢我们的指导老师张理平老师对我们悉心的指导，感谢老师给我们的帮助。这次设计我通过查阅大量有关资料，与同学交流经验和自学，并向老师请教的方式。是自己学到了不少知识。过程经历了不少艰辛，但收获同样巨大。在整个设计中我懂得了许多东西，也培养了我独立工作的能力树立了对自己能力的信心，大大提高了动手能力，相信会对今后的学习工作生活非常重要的影响。是我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功的喜悦。虽然这个设计做得不是很好，但是在设计过程中所学到的东西是这次毕业设计的最大收获和财富，使我终身受益。虽然这个设计做得不是很好，但是在设计过程中所学到的东西是这次毕业设计的最大收获和财富，使我终身受益。

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