乙醇预热器的工艺设计 (化工原理

化工原理课程设计

题目 乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计

目录

设计任务书………………………………………………………………3

英文摘要前言……………………………………………………………4

前言………………………………………………………………………4

精馏塔优化设计…………………………………………………………5

精馏塔优化设计计算……………………………………………………5

设计计算结果总表………………………………………………………22

参考文献…………………………………………………………………23

课程设计心得……………………………………………………………23

精馏塔优化设计任务书

一、设计题目

乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计

二、设计条件

1．处理量： 15000 （吨/年）

2．料液浓度： 35 （wt%）

3．产品浓度：93（wt%）

4．易挥发组分回收率：99%

5．每年实际生产时间：7200小时/年

6. 操作条件：①间接蒸汽加热；

②塔顶压强：1.03 atm（绝对压强）③进料热状况：泡点进料；

三、设计任务

a) 流程的确定与说明；

b) 塔板和塔径计算；

c) 塔盘结构设计

i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；

ii. 流体力学验算；

iii. 塔板负荷性能图。 d) 其它

i. 加热蒸汽消耗量；

ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。

乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计

（南华大学化学化工学院，湖南衡阳 421001）

摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。

关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。

（Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001）

Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, product requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme.

Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.

前言

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。

浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。

精馏塔优化设计计算

在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇——水溶液，要求料液浓度为35%，产品浓度为93%，易挥发组分回收率99%。年生产能力15000吨/年

操作条件：①间接蒸汽加热

②塔顶压强：1.03atm（绝对压强）

③进料热状况：泡点进料

一 精馏流程的确定

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。工艺流程图见图

二 塔的物料衡算

查阅文献，整理有关物性数据

⑴水和乙醇的物理性质

名称

分子式

相对分子质量

密度　

20℃

沸 点

101.33kPa

℃

比热容

(20℃)

Kg/(kg.℃)

黏度

(20℃)

mPa.s

导热系数

(20℃)

/(m.℃) 表面

张力

(20℃)

N/m

水 18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8

乙醇 46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8

⑵常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表

常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表1—6所示。

表1—6 乙醇—水系统t—x—y数据

沸点t/℃ 乙醇摩尔数/% 沸点t/℃ 乙醇摩尔数/%

气相 液相 气相 液相

99.9 0.004 0.053 82 27.3 56.44

99.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.78

99.7 0.05 0.77 80.6 42.09 62.22

99.5 0.12 1.57 80.1 48.92 64.70

99.2 0.23 2.90 79.85 52.68 66.28

99.0 0.31 3.725 79.5 61.02 70.29

98.75 0.39 4.51 79.2 65.64 72.71

97.65 0.79 8.76 78.95 68.92 74.69

95.8 1.61 16.34 78.75 72.36 76.93

91.3 4.16 29.92 78.6 75.99 79.26

87.9 7.41 39.16 78.4 79.82 81.83

85.2 12.64 47.49 78.27 83.87 84.91

83.75 17.41 51.67 78.2 85.97 86.40

82.3 25.75 55.74 78.15 89.41 89.41

乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18

25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为：

式中 σ——25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力，N／m；

x——乙醇质量分数，％。

其他温度下的表面张力可利用下式求得

式中 σ1——温度为T1时的表面张力；N／m；

σ2——温度为T2时的表面张力；N／m；

TC——混合物的临界温度，TC＝∑xiTci ，K；

xi——组分i的摩尔分数；

TCi——组分i的临界温度， K。

料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

X==0.174

X==0.838

X==0.0039

平均摩尔质量

M=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.9 kg/kmol

M= 0.83846.07+ (1-0.838) 18.02=41.52kg/kmol

M=0.003946.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol

物料衡算

已知：F==74.83

总物料衡算 F=D+W=74.83

易挥发组分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174

联立以上二式得：

D=15.25kg/kmol

W=59.57kg/kmol

三 塔板数的确定

理论塔板数的求取

⑴根据乙醇——水气液平衡表1-6，作图

⑵求最小回流比Rmin和操作回流比

因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线,当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已经与平衡线相切,如图g点所示. 此时恒浓区出现在g点附近, 对应的回流比为最小的回流比. 最小回流比的求法是由点a(,)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求

作图可知 b=0.342 b==0.342 Rmin =1.45

由工艺条件决定 R=1.6R

故取操作回流比 R=2.32

⑶求理论板数

塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压

组分 饱和蒸气压/kpa

塔顶 进料 塔底

水 44.2 86.1 101.33

乙醇 101.3 188.5 220.0

①求平均相对挥发度

塔顶 ===2.29

进料 ==2.189

塔底 ==2.17

全塔平均相对挥发度为

===2.23

===2.17

②理论板数

由芬斯克方程式可知

N===7.96

且

由吉利兰图查的 即

解得 =14.2 （不包括再沸器）

③进料板

前已经查出 即

解得 N=6.42

故进料板为从塔顶往下的第7层理论板 即=7

总理论板层数 =14.2 （不包括再沸器）

进料板位置=7

2、全塔效率

因为=0.17-0.616lg

根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为，在该温度下进料液相平均粘计划经济为

=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336

=0.17-0.616lg0.336=0.462

3、实际塔板数

精馏段塔板数：

提馏段塔板数：

四、塔的工艺条件及物性数据计算

以精馏段为例：

操作压力为

塔顶压力： =1.04+103.3=104.34

若取每层塔板压强 =0.7

则进料板压力：=104.34+130.7=113.4kpa

精馏段平均操作压力 =kpa

2、温度

根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得

塔顶 =78.36

进料板=95.5

=

3、平均摩尔质量

⑴ 塔顶==0.838 =0.825

= 0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmol

=0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol

⑵ 进料板： = 0.445 =0.102

= 0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmol

=0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol

精馏段的平均摩尔质量

= kg/kmol

= kg/kmol

4、平均密度

⑴液相密度

=

塔顶： ==796.7

进料板上 由进料板液相组成 =0.102

=

=

=924.2

故精馏段平均液相密度=

⑵气相密度

=

5、液体表面张力

=

=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0

=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20

=

6、液体粘度

=

=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521

=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295

=

以提馏段为例

平均摩尔质量

塔釜= 0.050=0.0039

=0.05046.07+(1-0.050)18.02=19.42 kg/kmol

=0.003946.07+(1-0.0039)18.02=18.12 kg/kmol

提馏段的平均摩尔质量

= kg/kmol

= kg/kmol

平均密度

塔釜，由塔釜液相组成 =0.0039

=0.01

=

∴ =961.5

故提馏段平均液相密度

=

⑵气相密度

==

五 精馏段气液负荷计算

V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63

== m

L=RD=2.3215.25=35.38

= m

六 提馏段气液负荷计算

V’=V=50.63

=0.382 m

L’=L+F=35.38+74.83=110.2

=0.0006 m

七 塔和塔板主要工艺尺寸计算

1塔径

首先考虑精馏段：

参考有关资料，初选板音距=0.45m

取板上液层高度=0.07m

故 -=0.45-0.07=0.38m

==0.0239

查图可得 =0.075

校核至物系表面张力为9.0mN/m时的C，即

C==0.075=0.064

=C=0.064=1.64 m/s

可取安全系数0.70，则

u=0.70=0.71.64=1.148 m/s

故 D==0.645 m

按标准，塔径圆整为0.7m，则空塔气速为0.975 m/s

2 精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

=(13-1)0.45=5.4m

提馏段有效高度为

=(20-1)0.45=8.55m

在进料孔上方在设一人孔，高为0.6m

故精馏塔有效高度为:5.4+8.55+0.6=14.55m

3 溢流装置

采用单溢流、弓形降液管

⑴ 堰长

取堰长=0.75D

=0.750.7=0.525m

⑵ 出口堰高

=

选用平直堰，堰上液层高度由下式计算

=

近似取E=1.03,则

=0.017

故 =0.07-0.017=0.053m

⑶ 降液管的宽度与降液管的面积

由查《化工设计手册》

得 =0.17,=0.08

故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031

停留时间 =39.9s (>5s符合要求)

⑷ 降液管底隙高度

=-0.006=0.053-0.006=0.047m

塔板布置及浮阀数目击者及排列

取阀孔动能因子 =9

孔速 ===8.07m

浮阀数 n===39(个)

取无效区宽度 =0.06m

安定区宽度=0.07m

开孔区面积

R==0.29m

x==0.16m

故 ==0.175m

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排

取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m

估算排间距h

h===0.06m

八 塔板流体力学校核

1、气相通过浮塔板的压力降，由下式

⑴ 干板阻力 ==0.027

⑵ 液层阻力 取充气系数数 =0.5,有

==0.50.07=0.035

⑶ 液体表面张力所造成阻力此项可以忽略不计。

故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：

=0.027+0.035=0.062m

常板压降

=0.062860.59.81=523.4(<0.7K,符合设计要求)。

淹塔

为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中

由前计算知 =0.061m,按下式计算

=0.153=0.153=0.00002m

板上液层高度 =0.07m,得：

=0.062+0.07+0.00002=0.132m

取=0.5,板间距今为0.45m,=0.053m,有

=0.5(0.45+0.053)=0.252m

由此可见：<，符合要求。

雾沫夹带

由下式可知 <0.1kg液/kg气

===0.069

浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。

泛点率=100%

=D-2=0.7-20.12=0.46

=-2=0.3875-20.031=0.325

式中——板上液体流经长度，m

——板上液流面积，；

——泛点负荷系数，取0.126

K——特性系数，取1.0.

泛点率=

=36.2% (<80%,符合要求)

九 塔板负荷性能图

1、雾沫夹带线

按泛点率=80%计

100%=80%

将上式整理得

0.039+0.626=0.0328

与分别取值获得一条直线，数据如下表。

0.00035 0.00085

0.835 0.827

2、泛液线

通过式以及式得

=

由此确定液泛线方程。

=

简化上式得关系如下

计算数据如下表。

0.00035 0.00055 0.00065 0.00085

0.8215 0.8139 0.8105 0.8040

3、液相负荷上限线

求出上限液体流量值（常数）

以降液管内停留时间=5s

则

4、漏夜线

对于型重阀，由，计算得

则

5、液相负荷下限线

去堰上液层高度=0.006m

根据计算式求的下限值

取E=1.03

经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。如图

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（0.00083，0.630）（设计点），处在适宜的操作区内。

② 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。

③ 按固定的液气比，即气相上限=0.630 ，气相下限=0.209 ，求出操作弹性K，即

K==3.01

十 精馏塔的主要附属设备

1 冷凝器

（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器

冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。

（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量

热流体为78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流体为20℃的水

Q=qm1r1 Q=qm2r2

Q—单位时间内的传热量，J/s或W；

qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s

r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg

r1=600 kJ/㎏ r2=775 kJ/㎏qm1=0.153kg/s

Q=qm1r1=0.153×600000=91800J/s

Q=qm2r2=775000 qm2=91800

∴ qm2=0.12 kg/s

传热面积：

A=

==21.2

K取700W·m-2/℃

∴ A=

2 再沸器

（1）再沸器的选择：釜式再沸器

对直径较大的塔，一般将再沸器置于踏外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。釜式再沸器的优点是气化率高，可大80%以上。

（2）加热蒸汽消耗量

Q=qm1r1 Q=qm2r2

Q—单位时间内的传热量，J/s或W；

qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s

r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg

∵ r1=2257 kJ/㎏r2=1333 kJ/㎏ qm2=0.43kg/s

∴ Q=qm2r1=0.43×1333=573.2 kJ/s=2257 qm1

∴ 蒸汽消耗量qm1为0.254 kg/s

表 浮阀塔板工艺设计计算结果

序号 项目 数值

1 平均温度tm，℃ 86.93

2 平均压力Pm，kPa 108.89

3 液相流量LS，m3/s 0.00035

4 气相流量VS，m3/s 0.375

5 实际塔板数 33

6 塔径，m 0.70

7 板间距,m 0.45

8 溢流形式 单溢流

9 堰长，m 0.525

10 堰高，m 0.053

11 板上液层高度，m 0.07

12 堰上液层高度，m 0.047

13 安定区宽度，m 0.07

14 无效区宽度，m 0.06

15 开孔区面积，m2 0.175

16 阀孔直径，m 0.039

17 浮阀数 39

18 孔中心距，m 0.075

19 开孔率 0.147

20 空塔气速，m/s 0.8

21 阀孔气速，m/s 8.07

22 每层塔板压降，Pa 700

23 液沫夹带，（kg液/kg气） 0.069

24 气相负荷上限，m3/s 0.00356

25 液相负荷上限，m3/s 0.00028

26 操作弹性 3.01

参考文献

[1]陈英男、刘玉兰.常用华工单元设备的设计[M].上海：华东理工大学出版社，2005、4

[2]刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计[M].山东：石油大学出版社，2001、5

[3]贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社，2002、8

[4]路秀林、王者相.塔设备[M].北京：化学工业出版社，2004、1

[5]王明辉.化工单元过程课程设计[M].北京：化学工业出版社，2002、6

[6]夏清、陈常贵.化工原理（上册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1

[7]夏清、陈常贵.化工原理（下册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1

[8]《化学工程手册》编辑委员会.化学工程手册—气液传质设备[M]。北京：化学工业出版社，1989、7

[9]刘光启、马连湘.化学化工物性参数手册[M].北京：化学工业出版社，2002

[10]贺匡国.化工容器及设备简明设计手册[M].北京：化学工业出版社，2002

课程设计心得

通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。通过这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升充实。在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。

2、设计方案的选择

2．1换热器型式的选择

在乙醇精馏过程中塔顶一般采用的换热器为列管式换热器，故初步选定在此次设计中的换热器为列管式换热器。

列管式换热器的型式主要依据换热器管程与壳程流体的温度差来确定。在乙醇精馏的过程中乙醇是在常压饱和温度下冷凝，进口温度为76℃，出口温度为45。冷却介质为水，入口温度为24℃，出口温度为36℃，两流体的温度差不是很大，再根据概述中各种类型的换热器的叙述，综合以上可以选用固定管板式换热器。

2．2流体流速的选择

流体流速的选择涉及到传热系数、流动阻力及换热器结构等方面。增大流速，可加大对流传热系数，减少污垢的形成，使总传热系数增大；但同时使流动阻力加大，动力消耗增多；选择高流速，使管子的数目减小，对一定换热面积，不得不采用较长的管子或增加程数，管子太长不利于清洗，单程变为多程使平均传热温差下降。因此，一般需通过多方面权衡选择适宜的流速。表1至表3列出了常用的流速范围，可供设计时参考。选择流速时，应尽可能避免在层流下流动。

表1 管壳式换热器中常用的流速范围

流体的种类 一般流体 易结垢液体 气体

流速，m/s 管程 0.5 ~3.0 >1.0 5.0 ~30

壳程 0.2 ~1.5 >0.5 3.0 ~15

表2 管壳式换热器中不同粘度液体的常用流速

液体粘度，mPa·s >1500 1500 ~500 500 ~100 100 ~35 35 ~ 1 <1

最大流速，m/s 0.6 0.75 1.1 1.5 1.8 2.4

表3 管壳式换热器中易燃、易爆液体的安全允许速度

液体名称 乙醚、二硫化碳、苯 甲醇、乙醇、汽油 丙酮

安全允许速度，m/s <1 <2 ~3 <10

由于使用的冷却介质是井水，比较容易结垢，乙醇则不易结垢。水和乙醇的粘度都较小，参考以上三个表格数据可以初步选定管程流速为0.9m/s，壳程流速为7m/s。

2．3流体出口温度的确定

冷却介质水的入口温度24℃，出口温度为36℃，故，可以求得水的定性温度为：Tm=30℃

热流体乙醇在饱和温度下冷凝，故可以确定入口温度和出口温度相同，故乙醇的定性温度Tm=60.5℃。

2．4管程数和壳程数的确定

当换热器的换热面积较大而管子又不能很长时，就得排列较多的管子，为了提高流体在管内的流速，需将管束分程。但是程数过多，导致管程流动阻力加大，动力能耗增大，同时多程会使平均温差下降，设计时应权衡考虑。管壳式换热器系列标准中管程数有 1、2、4、6 四种。采用多程时，通常应使每程的管子数相等。

管程数N按下式计算：

N=u/v

式中 u——管程内流体的适宜流速；

V——管程内流体的实际流速。第二章 工艺设计计算

1确定物性数据

水的定性温度为Tm=(24+36)/2=30℃，乙醇的定性温度为Tm=(76+45)/2=60.5℃

两流体在定性温度下的物性数据

物性

流体

乙醇 60.5 757 0.6942 2.83 0.1774

水 30 996 0.0.8 4.20 0.617

2热负荷及传热面积的确定

1、计算热负荷

冷凝量=3.51Kg/s

热负荷 Q1=r= 3.51×2.83×31=307.93kW

2、计算冷却水用量

换热器损失的热负荷：以总传热量的3%计；

则Q2=q/(1-0.03)=317.46kW

水的流量可由热量衡算求得,即

==317460/4.2(36-24)=9.35kg/s

3、计算有效平均温度差：

逆流温差℃。

4、选取经验传热系数K值

根据管程走循环水，壳程走乙醇，总传热系数K现暂取：

5、估算换热面积

3换热器概略尺寸的确定

管径和管内流速

选用Φ25×2.5mm较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速 u1=0.8m/s。

管程数和传热管数

可依据传热管内径和流速确定单程传热管数

按双程管计算，所需的传热管长度为

按双程管设计，传热管适中，可以用双管程结构。根据本设计实际情况，现取传热管长l=4m，则该换热器的管程数为

传热管总根数 N=38×2=76(根）

3、平均传热温差校正及壳程数

平均温差校正系数有 :

R=2.6P=0.23

双壳程，双管程结构，查得ε=0.923

平均传热温差

由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取双壳程合适。

4、壳体内径

则横过管数中心线管的根数

在计算壳体内径时可用公式：

D=t

b取传热管外径，则：

D=32（10-1）+50=338mm

按卷制壳体的进级档，可取D=350mm

卧式固定管板式换热器的规格如下：

公称直径D…………………………350mm

公称换热面积S……………………23.9m2

管程数……………………………2

管数n………………………………76

管长L………………………………4m

管子直径……………………………

管子排列方式………………………正三角形

5、折流板

采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的20%，则切去的圆缺高度为h=0.20*250=75mm。

取折流板间距B=0.3D，则

B=0.3*250=105mm，可取B=150mm。

折流板数N=传热管长/折流板间距-1=8000/150-1=26（块）

4面积与总传热系数核算

1、壳程表面传热系数

2、管内表面传热系数

有公式：

管程流体流通截面积

管程流体流速

普朗特数

Pr=5.446

则ai=2.2

3、污垢热阻和管壁热阻

管外侧污垢热阻

所以管内侧污垢热阻

管壁热阻计算，碳钢在该条件下的热导率为50.29w/(m·K)。所以

4、传热系数K

依传热系数公式

5、传热面积裕度

可得所计算传热面积Ap为：

该换热器的实际传热面积为

该换热器的面积裕度为

5.压降校核

1、计算管程压降

（结垢校正系数，管程数，壳程数）

取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm，则，而Rei=9700，于是

对的管子有

<Pa

故, 管程压降在允许范围之内。

2、计算壳程压降

按式计算

, ,

流体流经管束的阻力

F=0.5

壳程流体流速及其雷诺数分别为：

取

流体流过折流板缺口的阻力

, B=0.2m , D=0.5m

总阻力

第三章 计算结果一览表

换热器主要结构尺寸和计算结果列表如下：

项目 结果 单位

换热器公称直径D 350

换热器管程数 2 ---

换热器管子总数N 76 根

换热器单管长度L 4 m

换热器管子规格 mm

换热器管子排列方式 正三角形错列 ---

管心距 32 mm

隔板中心到最近管中心距S 22 mm

各程相邻管管心距2S 44 mm

折流板间距B 150 mm

折流板数N 26 块

折流板外径 365 mm

折流板厚度 5 mm

壳体厚度 10 mm

壳程流体进口接管规格 mm

壳程流体出口接管规格 mm

管程流体进出口接管规格 mm

封头厚度 10 mm

封头内径 350 mm

封头曲面高度 100 mm

封头直径高度 20 mm

传热负荷Q 317.46 KW

乙醇流量 3.51 kg/s

循环水流量 9.35 Kg/s

初选总传热系数Ko 450 W/m2.k

初步估算传热面积A 23.9 m

管程流速 0.8 m/s

壳程传热系数o 925.4 W/m2.k

管程传热系数i 2200 W/m2.k

总传热系数K 575.4 W/m2.k

所需传热面积A 20.3 m

实际传热面积A 21.34 m

传热面积裕度H 5.1% ---

管程压降Pt 3200 Pa

壳层压降Ps 5400 Pa

第四章 换热管图（见附图）

第四章 流程图（见附图）

第四章 设计评述

通过分析管壳式换热器壳程传热与阻力性能特点,说明在采用能量系数K/N来评

价强化传热时,应更着眼于提高其换热性能。本设计中：

，

K/N=0.0669

满足要求，性能良好。

本设计通过对面积校核，压降校核，等计算可知均满足要求，且传热效率符合要求，能很好的完成任务。

经济和环境效益评价：生命周期方法是一种针对产品或生产工艺对环境影响进行评价的过程,它通过对能量和物质消耗以及由此造成的废弃物排放进行辨识和量化,来评估能量和物质利用对环境的影响,以寻求对产品或工艺改善的途径。这种评价贯穿于产品生产、工艺活动的整个生命周期,包括原材料的开采和加工、产品制造、运输、销售、产品使用与再利用、维护、再循环及最终处置。设计中使用水作冷却剂，无污染，耗资少，无有害气体产生，整个过程简单，易操作，环境和经济效益良好。

本设计中面积，传热系数，压降等均有比较好的裕度保证，即使生产使用中出现比较大的误差，设备结构也能保证不出现打的安全损伤的事故，具有良好可靠的安全保证。

第五章 个人小结

本次课程设计是理论联系实际的桥梁，是我们学习化工设计基础的初步尝试。通过课程设计，使我们能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成了指定的化工设计任务，从而得到了化工程序设计的初步训练。通过课程设计，使我们更加深刻的了解了工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养了我们分析和解决工程实际问题的能力。

此外，通过本次课程设计，提高了我们以下方面的能力：

1 熟悉查阅文献资料，搜索有关数据。正确选用公式。

2 准确而迅速地进行过程计算用主要设备的工艺设计计算。

3 用精炼的语言，简洁的文字，清晰的图表来表达自己的设计思想的计算结果。

4 同样也发现了自己的诸多不足之处，对所学知识的熟悉程度不够，浪费了不少的时间。

第六章 参考文献

1．钱颂文主编，《换热器设计手册》，化学工业出版社，2002。

2. 贾绍义，柴诚敬等，《化工原理课程设计》,天津大学出版社,1994.

3．匡国拄，史启才等，《化工单元过程及设备课程设计》,化学工业出版社,2002.

4. 王志魁主编，《化工原理》，化学工业出版社，2004.

5. 陈敏恒，丛德兹等. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，2000.

6. 何潮洪等编，《化工原理》，科学出版社，2001年.

其他相关资料等！

1、搜集乙醇、水的全部物化数据（关键数据是“乙醇-水”二元共沸汽液平衡数据）；

2、确立工艺条件：进料状态（决定着是否需要加热）、产品纯度标准（决定着回流比等）、加热热源（决定着塔底再沸器设计）

3、进行物料平衡计算、能量平衡计算；

4、进行塔板计算与设计，分别确立提馏段（如果需要的话）、精馏段的塔板数；

5、根据产品纯度标准，确定回流比，进料状态的调整（操作参数确立）；

6、完善塔顶冷凝器、进料加热器和塔底再沸器设计；

7、全部装置的保温设计；

8、绘出总装图、部件图和零件图；

9、整理完成《“乙醇-水”浮阀式精馏塔设计计算说明书》，OK！

思路如下目 录化工原理课程设计任务书... Ⅰ摘 要... Ⅱ第一章 前言.... 第二章 绪论.... §2.1 设计方案.. §2.2 选塔依据.. §2.3 设计思路.... 第三章 塔板的工艺设计.... §3.1 精馏塔全塔物料衡算.. §3.2 常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系.. §3.3理论塔的计算.. §3.4 塔径的初步设计.. §3.5溢流装置.. §3.6塔板的分布、浮阀数目及排列.... 第四章 塔板的流体力学验算.... §4.1气相通过浮阀塔板的压降.. §4.2淹塔.. §4.3 物沫夹带.. §4.4塔板负荷性能图.. 第五章 塔附件设计.... §5.1接管.... §5.2筒体与封头.. §5.3除沫器.... §5.4裙座.... §5.5吊柱.... §5.6人孔.... 第六章 塔总体高度的设计.. §6.1塔的顶部空间高度§6.2塔的底部空间高度§6.3塔总体高度第七章 附属设备设计§7.1 冷凝器的选择§7.2再沸器的选择第八章 设计结果汇总结束语参考文献主要符号说明