吨每乙酸乙酯乙酸丁酯精馏塔装置设计

工过程实验技能竞赛

7200吨/年乙酸乙酯—乙酸丁酯

精馏装置设计

设计人： 单位： 指导教师:

完成时间:2010-12-8

目录

课程设计任务书 ................................................................ 摘要 ......................................................................... 第一章文献综述 ................................................................ 第二章设计方案的确定 .......................................................... 2.1操作条件的确定 ............................................................ 2.2确定设计方案的原则 ........................................................ 第三章塔体计算 ................................................................ 3.1设计方案的确定 ............................................................ 3.2精馏塔的物料衡算 .......................................................... 3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 .................................. 3.2.2物料衡算 .............................................................. 3.3全凝器冷凝介质的消耗量 .................................................... 3.3.1热量计算 .............................................................. 3.3.2热能利用 .............................................................. 3.4塔板数的确定 .............................................................. 3.4.1理论塔板层数的确定 .................................................... 3.4.2全塔效率的估算 ........................................................ 3.4.3实际塔板数 ............................................................

第四章精馏塔主体尺寸的计算 .................................................... 4.1精馏塔的体积流量的计算 ....................................................

4.1.1精馏段体积流量 ........................................................ 4.1.2提馏段体积流量 ........................................................ 4.2塔径的计算 ................................................................ 4.3塔高的计算 ................................................................ 第五章塔板结构尺寸的确定 ...................................................... 5.1塔板结构 .................................................................. 5.2塔板尺寸 .................................................................. 5.2.1塔板基本尺寸 .......................................................... 5.2.2筛孔数目 .............................................................. 5.3.弓形降液管 ............................................................... 5.3.1堰高 .................................................................. 5.3.2降液管底隙高度 ........................................................ 5.4筛孔排列 .................................................................. 第六章流体力学验算及塔板负荷性能图 ............................................ 6.1.气体通过精馏段的压力降(单板压降) ......................................... 6.1.1干板阻力 .............................................................. 6.1.2液层压力降 ............................................................ 6.1.3由表面张力引起的阻力 .................................................. 6.2.精馏段漏液验算 ........................................................... 6.3.精馏段液泛验算 ........................................................... 6.4.精馏段雾沫夹带验算 ....................................................... 6.5.气体通过提馏段的压力降(单板压降) ......................................... 6.5.1干板阻力 .............................................................. 6.5.2液层压力降 ............................................................ 6.5.3由表面张力引起的阻力 .................................................. 6.6.提馏段漏液验算 ........................................................... 6.7.提馏段液泛验算 ........................................................... 6.8.提馏段雾沫夹带验算 ....................................................... 6.9.精馏段操作性能负荷图 ..................................................... 6.9.1雾沫夹带上限线 ........................................................ 6.9.2液泛线 ................................................................ 6.9.3液体负荷上限线 ........................................................ 6.9.4漏液线 ................................................................ 6.9.5液相负荷下限线 ........................................................ 6.10提馏段操作性能负荷图 ..................................................... 6.10.1雾沫夹带上限线 ....................................................... 6.10.2液泛线 ............................................................... 6.10.3液体负荷上限线 ....................................................... 6.10.4漏液线 ............................................................... 6.10.5液相负荷下限线 .......................................................

第七章塔附件设计 .............................................................. 7.1泵的计算及选型 ............................................................ 7.2.换热器 ................................................................... 7.2.1设计任务及确定设计方案 ................................................ 7.2.1换热器计算 ............................................................ 7.2.1换热器核算 ............................................................ 附：填料塔的填料层高度的计算 .................................................. 设计小结 ..................................................................... 附录 ......................................................................... 参考文献 .....................................................................

课程设计任务书

一、课题名称

乙酸乙酯——乙酸丁酯分离过程板式精馏塔（筛板塔）设计。 二、课题条件（原始数据）

原料：乙酸乙酯乙酸丁酯 年处理量：7200t

原料组成（乙酸乙酯的质量分率）：0.30 操作压力：常压 进料温度：60℃ 回流比：6.8 单板压降：自选 进料状态：冷夜进料

塔顶产品浓度：塔顶的乙酸乙酯含量不小于95%(质量分数) 塔底的产品浓度：苯含量不大于3%(质量分数) 塔顶：采用全凝器 塔釜：饱和蒸汽间接加热 塔板形式：筛板

生产时间：300天/年，每天24h运行 设备形式：筛板塔

三、设计内容（包括设计、计算、论述、实验、绘图等）

1设计方案的选定 2精馏塔的物料衡算 3塔板数的确定

4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热等）

5精馏塔塔体工艺尺寸的计算 6塔板主要工艺尺寸的计算 7塔板的流体力学验算 8塔板负荷性能图 9换热器设计

11制生产工艺流程图（带控制点）

摘要

精馏是分离液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的应用。本设计的题目是乙酸乙酯—乙酸丁酯二元物系筛板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。 关键词：板式塔；乙酸乙酯—乙酸丁酯；工艺计算；流程图

第一章文献综述

塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。

工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。

乙酸乙酯又称醋酸乙酯。是一种用途广泛的精细化工产品，具有优异的溶解性、快干性，用途广泛，是一种非常重要的有机化工原料和极好的工业溶剂，被广泛用于醋酸纤维、乙基纤维、氯化橡胶、合成橡胶、涂料及油漆等的生产过程中。其主要用途有：作为工业溶剂，用于涂料、粘合剂、乙基纤维素、人造纤维等产品中；作为粘合剂，用于印刷油墨、人造珍珠的生产；还可以作为提取剂，香料原料等。

工业上一般由醋酸和正丁醇在有催化剂的情况下酯化而得，其中硫酸催化工艺成熟，但副反应较多，研究和改进乙酸乙酯与乙酸丁酯的精馏设备是有现实意义的，也是非常重要的。

塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。

筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。

第二章设计方案的确定

2.1操作条件的确定

确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作如下阐述。

2.1.1操作压力

蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。在本设计采用常压作为操作压力。

2.1.2进料状态

进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。但在本设计中采用的是冷夜进料。

2.2确定设计方案的原则

确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：

2.2.1满足工艺和操作的要求

所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。

2.2.2满足经济上的要求

要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。本设计中将考虑到能量的合理利用。

2.2.3保证安全生产

塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。

以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。

第三章塔体计算

3.1设计方案的确定

本设计采用连续精馏流程，冷液进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。

3.2精馏塔的物料衡算

3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。 原料液的摩尔组成：

同理可求得：xD0.96161,xW0.03918 原料液的平均摩尔质量：

MfxfM乙酸乙酯(1xf)M乙酸丁酯0.3610388.11(10.36103)116.16106.03311kg/kmol同理可求得：MD89.18684kg/kmol,MW115.06100kg/kmol

由图1可查得原料液、塔顶和塔底混合物的沸点。将上述计算结果汇总于表1。

表1原料液、馏出液与釜残液的流量与温度 名称 xf(摩尔分数) 原料液 30 0.36103 馏出液 95 0.96161 89.18684 78.21 釜残液 0.03 0.03918 115.06100 121.75 摩尔质量 106.03311 （kg/kmol）沸点温度（℃） 99.25 t-x-y图

140 130 120 110 100 90 80 t 70 60 50 40 30 20 10 0 0 0. 0. 0. 0. 0. 0. 0. 0. 0. 0. 0. 0. 0. 0. 0. 0. 0. 0. 0. 1 05 1 15 2 25 3 35 4 45 5 55 6 65 7 75 8 85 9 95

x(y)

图1

3.2.2物料衡算

以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为： 由全塔的物料衡算方程可写出： 解得：

3.3全凝器冷凝介质的消耗量

3.3.1热量计算

塔顶全凝气的热负荷：

r10.9616132.2310.9616136.7910003.24104kJ/kmolQ1Vr25.666913.24108.3173810kJ/h45,

取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为20℃和30℃则 平均温度下的比热Cpc4.1785kJ/kgºC，于是冷凝水用量可求： 塔顶冷却器热负荷：

在cp1189.84290kJ/kmolk下，查的产品的比热容cp1189.84290kJ/kmolk 冷却水用量W2Q223869.89571.25500kg/h

cpc(t2t1)4.1785(3020)塔底再沸器热负荷：

在表压为0.4MPa的条件下查的饱和水蒸气的汽化潜热为r32107.40000kJ/kg 饱和水蒸气用量：

塔底冷却器热负荷：

40121.75℃下查的塔底产品的比热容cpf203.67096kJ/kmolk 在tm2冷却水用量： 3.3.2热能利用

以塔釜产品对预热原料液，则将原料由20℃到60℃所需的热量为Qf。

206040℃，查得，此时原料液的比热容: 2原料所需热量： 其中tfm由于Q4Qf，所以理论上可用塔釜产品对原料液加热。 同理，塔顶饱和蒸汽也可以将原料液预热至所需温度。

3.4塔板数的确定

3.4.1理论塔板层数的确定

99.2560平均温度79.62500ºC，

2在79.625时，cp乙酸乙酯=126.1kJ/(kmolk),cp乙酸丁酯=247.5kJ/(kmolk)，

原料液平均比热容cp=126.10.36103+247.5(10.36103)203.67096kJ/(kmolk), 原料液的汽化热

rm0.3610332.23103(10.36103)36.7910335143.7032kJ/kmol，进而可求的

q线方程与精馏段操作线方程的交点坐标d(0.37805,0.45286)由此可在xy图上画出提馏段操作线方程，综上，可绘制图2

图2

由图2得理论塔板数为：5块（精馏段2块，提馏段2块，加料板1块） 3.4.2全塔效率的估算

用奥康奈尔法(O'conenell)对全塔效率进行估算： 由相平衡方程式yx可得：

1(1)x根据乙酸乙酯~乙酸丁酯体系的相平衡数据可以查得：

y1xD0.96161x10.8440(塔顶第一块板) yf0.72103xf0.36103(加料板)

yw0.14888xw0.03918(塔釜)

因此可以求得：

全塔的相对平均挥发度： 全塔的平均温度：

在温度99.98ºC下查得乙酸乙酯0.208mPas,乙酸丁酯0.315mPas 因为LxiLi

所以，LD0.961610.208(10.96161)0.3150.21211mPas 同理可得LW0.31081mPas 全塔液体的平均粘度：

全塔效率ET0.49(L)0.2450.493.4.3实际塔板数

由图二得，精馏段的理论塔板数为右上：2块，

实际塔板数为：NP精馏段NT精馏段/ET12/0.4719816块 同上，有图可知提馏段的理论塔板数为：2块，

则实际塔板数为：NP提馏段NT提馏段/ET12/0.4719816块 加料板：1块 实际塔板数为：13块

147.198% 0.245(4.495500.26146)第四章精馏塔主体尺寸的计算

4.1精馏塔的体积流量的计算

4.1.1精馏段体积流量

整理精馏段的已知数据列于表2，由表中数据可知： 液相平均摩尔质量：MMlfMl12106.0331192.485899.25946kg/kmol

2液相平均温度：tmtftD299.2578.2188.73ºC

2表2精馏段的已知数据

位置 摩尔分数 摩尔质量(kg/kmol) 质量分数(%) 温度(℃) 99.25 进料板 78.21 塔顶(第一块板) 在平均温度下查得乙酸乙酯815.4kg/m3,乙酸丁酯809.8kg/m3 液相平均密度为：

'其中，平均质量分数xLm0.30.804070.55204

2所以，Lm812.88188kg/m3

精馏段的液相负荷：由LRD6.83.2906322.37628kmol/h 同理可计算出精馏段的汽相负荷。 精馏段的负荷列于表3。

表3精馏段的汽液相负荷

名称 平均摩尔质量(kg/kmol) 平均密度(kg/m3) 体积流量(m3/h) 液相 99.25946 812.88188 气相 92.56098 3.11888 2.73232(0.000758978m3/s) 761.73317(0.21159m3/s) 4.1.2提馏段体积流量

整理提馏段的已知数据列于表4，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表5。

表4提馏段的已知数据

位置 摩尔分数 摩尔质量/kg/kmol 质量分数 温度/℃ 名称 平均摩尔质量(kg/kmol) 平均密度(kg/m3) 体积流量(m3/h) 110.54606 782.86789 103.95956 3.28815 121.75 液相 塔釜 99.25 汽相 表5提馏段的汽液相负荷

进料板 4.79417(0.00133171m3/s) 879.28703(0.24425m3/s) 4.2塔径的计算

由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的 径相等。有以上的计算结果可以知道：

汽塔的平均蒸汽流量： 汽塔的平均液相流量： 汽塔的汽相平均密度： 汽塔的液相平均密度： 塔径可以由下面的公式给出：

由于适宜的空塔气速u(0.6~0.8)umax，因此，需先计算出最大允许气速umax。 取塔板间距HT0.35m，板上液层高度h150mm0.05m，那么分离空间： 功能参数：(LSL0.00104534797.87489)0.07238 VSV0.227923.20352从史密斯关联图（图2）,查得：C200.059，

史密斯关联图（图2）

由于CC20(20)0.2，在平均温度下由表面张力手册查的：

精馏段乙酸乙酯~乙酸丁酯的平均表面张力130.34734dyn/m2，提馏段乙酸乙酯~乙酸丁酯的平均表面张力226.90581dyn/m2

平均表面张力28.62658dyn/m2 所以：

根据塔径系列尺寸圆整为D700mm 此时，精馏段的上升蒸汽速度为： 提馏段的上升蒸汽速度为：

4.3塔高的计算

塔体总高度（不包括裙座）由下式决定：

塔顶空间为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为 （1.5～2.0）的HT，取HD1.75HT0.06125m 人孔数目：

为了塔板安装方便和物料的清洗，取2个人孔，其直径为450mm。 塔底空间HB： 料板空间高度： 开有人孔的塔板间距 所以总塔高为：

第五章塔板结构尺寸的确定

5.1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300～900mm时采用整块式塔板，因此采用整块式。

5.2塔板尺寸

5.2.1塔板基本尺寸

取无效边缘区宽度WC0.050m，破沫区宽度WS0.060m，

lW0.065D=0.455m由图3可得：

弓形溢流管宽度Wd0.1200D0.084m 图3

弓形降液管面积AT5.2.2筛孔数目

筛孔数目N验算：

液体在精馏段降液管内的停留时间

液体在精馏段降液管内的停留时间

D240.38485m2

4A0d02

TAfHTLST0.026170.356.87805s5s设计合理

0.00133175.3.弓形降液管

5.3.1堰高

采用平直堰、单溢流，堰高 hwh1how取如下值：

Lh22.732324.79417h150mm,how0.00284E()3,取E1,Lh3.76325，

lw25.3.2降液管底隙高度

取h028mm，那么液体通过降液管底隙时的流速为

精馏段： 提馏段：

'u0的一般经验数值为0.07~0.25m/s

5.4筛孔排列

因为物系基本上没有腐蚀性，可选用δ=3.5mm碳钢板,取筛孔直径d0=5mm，筛孔按正三角形排列，孔中心距t一般为（2.5~5.0）倍的d0，取t/d0=4,则t为20mm。

筛孔排列方式采等边三角形排列。 校核：=A00.012820.05670在5%--15%之间合理Aa0.22609第六章流体力学验算及塔板负荷性能图

6.1.气体通过精馏段的压力降(单板压降)

6.1.1干板阻力

取3.5mm查图得C0=0.81：

所以hc0.051(6.1.2液层压力降

uo2v)0.08124m C0l取充气系数0.6，那么： 6.1.3由表面张力引起的阻力

由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略。 所以，综上所述，

6.2.精馏段漏液验算

稳定系数K'uo uom所以K'uo=7.179251.5—2.0，具有较大操作弹性。 uom不会产生过量漏液。

6.3.精馏段液泛验算

溢流管内的清液层高度HdhphdhLh取 h028mm 其中，hd10.153(Ls2)0.000543m lwh0所以，Hd0.050.0005430.0003550.111240.16214m 为防止液泛，通常Hd(HThw)，取校正系数0.50， 则有：(HThw)0.50(0.350.03839)0.19419m 可见，Hd(HThw)，即不会产生液泛。设计合理。

6.4.精馏段雾沫夹带验算

可见，雾沫夹带在允许的范围之内

6.5.气体通过提馏段的压力降(单板压降)

6.5.1干板阻力

取3.5mm查图得C0=0.81：

所以hc0.051(6.5.2液层压力降

uo2v)0.08124m C0l取充气系数0.6，那么： 6.5.3由表面张力引起的阻力

由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略。 所以，综上所述：

6.6.提馏段漏液验算

稳定系数K'uo uom所以K'uo=6.057071.5—2.0，具有较大操作弹性。 uom不会产生过量漏液。

6.7.提馏段液泛验算

溢流管内的清液层高度HdhphdhLh取 h028mm 其中，hd10.153(Ls2)0.00167m lwh0所以，Hd0.050.001670.001090.148510.20127m 为防止液泛，通常Hd(HThw)，取校正系数0.50， 则有：(HThw)0.50(0.350.03839)0.19419m 可见，Hd(HThw)，即不会产生液泛。设计合理。

6.8.提馏段雾沫夹带验算

可见，雾沫夹带在允许的范围之内

6.9.精馏段操作性能负荷图

6.9.1雾沫夹带上限线 6.9.2液泛线

2/3液泛线方程为aVS2bcL2SdLS

其中，a5.37V2gd02N0L426.82632

2/3代入上式化简后可得：VS20.01945138.09118L2S0.26431LS

6.9.3液体负荷上限线

取4s，那么 6.9.4漏液线 6.9.5液相负荷下限线

取how0.006m代入how的计算式：

L2.841[Smin]2/30.006 1000lw整理可得：LSmin0.00038811m3/s

精馏段操作性能负荷图

6.10提馏段操作性能负荷图

6.10.1雾沫夹带上限线 6.10.2液泛线

2/3dL液泛线方程为aVS2bcL2SS

其中，a5.37V2gd02N0L427.31363

2/3代入上式化简后可得：VS20.01815128.89011L2S0.24670LS

6.10.3液体负荷上限线

取4s，那么，LSmaxAfHT40.0216170.350.0022899m3/s

46.10.4漏液线 6.10.5液相负荷下限线

how0.006m取代入

howL2.841[Smin]2/30.006lw的计算式：1000，整理可得：

LSmin0.00038811m3/s提馏段操作性能负荷图

第七章塔附件设计

7.1泵的计算及选型

原料液的流量：

取罐内原料液平面为0-0面，进料管出口外侧为1-1面

综上所述，选用IS5032160的离心泵可以完成任务。 附：型号：IS5032160

7.2.换热器

7.2.1设计任务及确定设计方案

用冷原料液冷凝塔顶蒸汽，达到预热原料液和冷凝塔顶蒸汽的双重效果。

1、选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体温度为78.21℃的饱和蒸汽，冷流体进口温度为20℃，出口温度为60℃，选用列管式换热器。

2、流程安排因为加热剂为饱和热蒸汽，冷凝过程中有饱和液体出现，故饱和蒸汽走壳程，冷原料液走管程。 7.2.1换热器计算 一、确定物性参数

定性温度：对于一般气体和低粘度液体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程

2060流体定性温度为78.21℃，管程定性温度为T40℃。

2饱和蒸汽在在78.21℃下的有关物性参数

原料液在40℃下的有关物性参数 二、估算传热面积

1冷流量：Q1Fcpct9.43102206.8384058.21kw 2平均传热温差：

3传热面积：由于原料液的粘度比较低，壳间为有机蒸汽冷凝，故其K值比较小，

假设 K60W/(m2K)

4蒸汽用量： 三、工艺结构尺寸

1管径和管内流速：选用142mm较高冷拔传热管（碳钢），取u0.6m/s 2传热管数：

按单程计算，所需管长：

根据实际情况，取管长l9m，则管程数为 传热管总数：传热管总数 NT7428根

3由于用热蒸汽加热且在该温度下排除冷凝饱和液，故其平均温差不用校正。

4传热管排列和分程方法：采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用

正方形排列。

取管心距tdo620mm

隔板中心到离其最近一排管中心距为S各程相邻管的管心距为32mm。 5壳体内径：取管板利用率0.7，则

按卷制壳体的进级档，可取D150mm

6折流板：采用弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为

取折流板间距为B50mm

7接管

壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为圆整后可取接管内径为50mm

管程流体进出口接管：取接管内液体流速为u21.1m/s 圆整可取接管内径为20mm 7.2.1换热器核算 1热流量核算

（1）壳体表面传热系数用克恩法计算

壳程流通截面积：

壳程流体流速及其雷诺数分别为： 普朗特数： （2）管内表面传热系数

管程流体流通截面积

管程流体流速及其雷诺数分别为： 普朗特数： （3）污垢热阻和管壁热阻

u110m/st616mm 2

管外侧污垢热阻：管内侧污垢热阻：

Ro0.00105m2K/WRi0.00106m2K/W

250W/(mK) 管壁热阻：碳钢在该条件下的热导率为

（4）传热系数 （5）传热面积裕度

实际换热面积

传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务.

附：填料塔的填料层高度的计算

通常填料层的高度有传质单元法和等板高度法两种方法。又因传质单元法通常用于吸收、脱吸、萃取等填料塔的设计计算，故此之计算填料层高度采用等板高度法。

由幕赫提出的经验公式：

按照常用散装填料的特性参数表（一）

本塔选择拉西环作为填料类型，选择填料尺寸为25mm，则系数A、B、C可有A0.57，

B0.10，C1.24。

应予指出，采用上述方法计算出填料层高度后，还应留出一定的安全系数。根据设计经验，填料层的设计高度一般为

式中：Z指设计时的填料高度，单位为m;

则工艺计算时得到的填料层高度为：Z=1.351.75=2.3625m 因为Z＜4m,故不用进行填料层分段。

'''设计小结

经过了将近一周的学习和工作，我们终于完成了《年产7200吨/年乙酸乙酯—乙酸丁酯精馏塔设计》的课程设计。从开始接到设计题目到系统的实现，再到文章的完成，每走一步对我们来说都是新的尝试与挑战。在这段时间里，我们学到了很多知识也有很多感受，从对专业知识的一知半解，没有系统性的状态，到独立的学习和试验，查看相关的资料和书籍，让自己头脑中模糊的概念逐渐清晰，使自己非常稚嫩作品一步步完善起来，每一次改进都是我们学习的收获，每一个问题的解决都给我们带来了莫大的喜悦。从中我们也充分认识到了学习的真谛，对学习有了更高层的认识；通过自己所学实现自己理想时的成就感，难以言表。

虽然我们的课程设计不是很成熟，还有很多不足之处，但我可以自豪的说，这里面的每一个公式，都有我们的汗水。

这次做课程设计的经历也会使我们终身受益，我们也深刻的感受到只有真真正正用心去做一件事情，才是真正的自己学习的过程和研究的过程，希望这次的经历能让我们在以后学习中激励我们继续进步。

另外我们还要感谢鞠彩霞老师，肖瑞瑞老师和徐伟老师对我们的指导，谢谢所有帮助过我们同学，没有你们，我们是不能完成此次设计的。

最后预祝各位老师：工作顺利！

万事如意！

附录

[1]乙酸乙酯—乙酸丁酯精馏塔工艺流程示意图

参考文献

[1]陈敏恒等.化工原理.第二版化.学工业出版社.1999

[2]谭天恩,麦本熙,丁惠华.化工原理(上、下册).第二版.北京：化学工业出版社,1998 [3]贾绍义,柴诚敬主编.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,2002

[4]李功样,陈兰英,崔英德主编.常用化工单元设备设计.广州:华南理工大学出版社,2003 [5]涂伟萍,陈佩珍,程达芬主编.化工工程及设备设计.北京:化学工业出版社,2000 [6]钱颂文主编.换热器设计手册.北京:化学工业出版社,2002 [7]《化工过程及设备设计》.广州：华南工学院出版社，1986

[8]《化工设计手册》编辑委员会.化学工程手册，第1篇化工基础数据；第8篇传热设备及工业生产.北京：化学工业出版社，1986

[9]阮奇，叶长，黄诗煌.化工原理优化设计与解题指南.北京：化学工业出版社，2001 [10]姚玉英.化工原理例题与习题.第三版.北京：化学工业出版社,1998