乙二醇溶剂汽提塔设计.1 原始材料.1.1 汽提塔进出物料情况表4.1 汽提塔进出物料表1.2 汽提塔热负荷kJ/h 109367=Q.1.3 操作压力P=0.15Mpa(表压)2 汽提塔设计计算 .2.1 试选传热系数初始值针对本设计中汽提塔的进出物料情况和温度、压力等参数，根据经验确定汽提塔传热系数的初始值h m /kJ 6202⋅︒⋅=C K 初。
2.2 汽提塔尺寸的确定管外以0.9MPa (表)饱和蒸汽加热，蒸汽温度为180℃。
蒸汽和混合溶剂的平均温差△t 1为： 蒸汽：180℃180℃ 溶剂：131℃140℃()()C t ︒=-----=∆4.42131180140180ln1311801401801蒸汽和管内汽提温差2t ∆为： 蒸汽：180℃180℃ 气体：130℃100℃()()C t ︒=-----=∆7.66130180100180ln1301801001802总的平均温差△tm 应以蒸汽和混合溶剂的平均温差为主，也要考虑蒸汽和管内气体间的平均温差，由下式计算：C t t t m ︒=⨯+⨯=∆+∆=∆5.467.661.04.429.01.09.021再估算传热面积：2m 79.35.46620109367=⨯=∆=m t K Q F 初初传热面积估算后，进而对汽提塔降膜换热管尺寸的计算。
降膜换热管管径不宜太小，以免管数太多，导致布膜复杂且不匀，根据生产能力，选用材质为N M M C 2o 14n 17r 的Φ19×2。
由于液膜的传热阻力集中在靠近管壁边界层中形成这种边界层“成膜”需要一段膜的流过长度，称为热力人口端长度。
在热力入口端长度内(一般为0.4~0.8米)，膜较厚，流速低，给热系数小，因此，管长以3米以上为宜。
只要液膜分布器结构能确保布膜均匀，降膜管的长径比H/d 可达200，故选管长H 为3米的一段结构，保证传质传热在良好情况下进行，并尽量减少混合溶剂在塔内的停留时间。
理论管数根初278.263015.079.3==⨯⨯=⋅⋅=ππHd F n选用正三角形排列，管心距为mm 25，查得管层数为7，总管数为37，去拉杆、排污管7根，实有管数30根。
塔径D 的计算:降膜管的管径、管长及管数估算后，即可得到塔径。
管子采用焊接，取（管心距）mm 25=t 。
()()m 207.0019.03025.017310=⨯+⨯-=+-=d t b D其中b 为中心管数。
圆整得塔径为mm 250，取管板径为mm 245。
.3 传质过程计算主要计算列管内气速是否达到液泛速度，液体润湿率是否低于最小润湿率。
.3.1 列管内气速在气体流人点：气体流量为h kg /20，温度为100℃，操作压力1.5atm （表）h /m 28.7312731002734.22282031=⨯+⨯⨯=Vs /m 38.0360030015.0474.8360042211=⨯⨯⨯=⋅⋅⋅=ππωn d V在气体流出点：气体流量为h /kg 74.32，温度为130℃，操作压力1.5atm （表）h /m 25.325.112731302734.221774.12282032=⨯+⨯⨯⎪⎭⎫⎝⎛+=V 秒米/69.1360030015.0435.19360042222=⨯⨯⨯=⋅⋅⋅=ππωn d V平均值：()()秒米/04.12/69.138.02/21=+=+=ωωωm.3.2 流体周边流量nd W⋅⋅=Γπ L e R μΓ=4液体物性参数采用在液膜温度下之值 在液体流入点：h /kg 28.36041=L Wh m /kg 5.254930015.028.360411⋅=⨯⨯=⋅⋅=Γππn d W L混合溶剂的粘度取乙二醇之值h m /kg 94.51⋅=L μ171794.55.254944111=⨯=Γ=L e R μ在液体流出点：h /kg 54.35912=L Wh m /kg 5.254030015.054.359122⋅=⨯⨯=⋅⋅=Γππn d W Lh m /kg 29.52⋅=L μ192129.55.254044222=⨯=Γ=L e R μ平均值()()h /kg 91.35972/54.359128.36042/21=+=+=L L Lm W W Wh m kg n d W Lm m ⋅=⨯⨯=⋅⋅=Γ/254530015.091.3597ππ()()h m kg L L Lm ⋅=+=+=/62.52/29.594.52/21μμμ181362.5254544=⨯=Γ=LmmeLm R μ3.3 液膜厚度在液体流入点，210017171<=e R ，采用下式计算()313⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-Γ=φρρρμδSin g G L L L 液体物性参数采用液体流人点液膜温度下之值，(前面已出现过的，不再列出—下同)。
31m /kg 1032=L ρ 32m /kg 692.1=G ρ)(1垂直管=φSin28/1027.1小时米⨯=g()()m 100.71692.1103210321027.15.254994.533431831211111-⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-⨯⨯⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-Γ=φρρρμδSin g G L L L在有气体逆流扫过时，液膜厚度增大，1.1/'≤δδ，取1.1/'=δδ。
m 107.7100.71.11.1441'--⨯=⨯⨯==δδ液体平均膜厚，由于21001813<=eLm R ，采用下式计算：()313⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-Γ=φρρρμδSin g Gm Lm Lm mLm m液体物性参数采用液体流入点和流出点物性参数之算术平均值。
3m /kg 1030=Lm ρ 3m /kg 99.1=Gm ρ()m 108.6199.1103010301027.1254562.534318-⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯-⨯⨯⨯⨯⨯=Gm δ 同样，在有气体逆流扫过时，取1.1/'=δδm 105.7108.61.11.144'--⨯=⨯⨯==m m δδ 3.4 液泛速度计算由于气体流出点，即液体流人点的气速为最大值，液泛速度计算应以此点为依据。
液体开始溢出时的关联式为：()232.0221313.071.023.02225.1198⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⋅⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⋅⋅⋅=--L L G L GL eL eL g d g d g R L G μρρρμμρσ液体各特性参数采用流人点液膜温度下之数值，气体各物性参数采用流出点之值。
混合溶剂的表面张力，取乙二醇液之值。
m /kg 109.31002.13.38/3.38341--⨯=⨯⨯==厘米达因L σ 气体粘度用平方根规律求得h m /kg 0641.02⋅=G μ代入上式，得：043.0=LG因液体流人管子处的热力人口端长度内膜较厚，计算液体重量流速时的膜厚采用正常成膜厚度的两倍。
m 00153.02107.724'=⨯⨯=⨯=-δδ()()hm /kg 8.18554783000153.000153.0015.028.360421⋅=⨯⨯-=⋅-=πδδπnd W L Lh m /kg 1.797928.1855478043.0043.02⋅=⨯==L Gs /m 1.133600692.11.7979236002=⨯=⋅=G G ρω液泛液泛ωω<=s m /01.12，管内气速在允许范围之内。
3.5 液体最小润湿率计算由于液体流出点，即气体流人点的液体润湿率为最小植，核算液体润湿率应以此点为依据，最小润湿率由下式求得：66min 1069.1102.13LL L L g q σσρμ∆-⨯=- 各物性参数采用液体流出点之值：m /kg 1086.31002.18.37/8.37342--⨯=⨯⨯==厘米达因L σm /1051002.15.0/5.0542--⨯=⨯⨯==∆厘米达因L σ()h m /m 0126.01029.531027.110281051086.369.1102.1368536min⋅=⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯-⨯=---q 液体在流出点的实际润湿率为：h m /m 47.210285.25403222⋅==Γ=L q ρmin 2q q >，液体润湿率在正常范围之内。
3.6 液膜停留时间和液膜平均速度在液体周边流量变化时，液膜在管内停留时间为：)(332131231131小时H g LL ⋅Γ-ΓΓ-Γ⎪⎪⎭⎫⎝⎛=ρμτ L μ、L ρ采用液体流人点和流出点的算术平均值，周边流量1Γ、2Γ分别采用液体流入点和流出点之值。
s0.3103.835.25405.25495.25405.25491027.11030615.53333431313182131231131=⨯=⨯--⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⋅Γ-ΓΓ-Γ⎪⎪⎭⎫⎝⎛=-h H g Lm Lm ρμτ 液膜平均速度：s /m 0.1/3.3619103.834==⨯==-h m HU m τ.4 复核传热系数管外为0.9MPa （表）之饱和燕汽，蒸汽冷凝用量水蒸汽W ：查得水蒸汽焓变：kg kJ H /2015=∆，所以h /kg 3.542015109367==∆=H Q W 水蒸汽 h m /kg 40.3830015.03.54⋅=⨯⨯=⋅⋅=Γππn d W 水蒸汽水蒸汽物性参数在液膜温度下求取，Ct f ︒=180h m /kg 53.0⋅=水μ 29053.040.3844=⨯=Γ=水水蒸汽μe R管外蒸汽冷凝时的给热系数1α：由于2100<e R ，采用下式计算1α312233115.1⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⋅=-水水μρλβαg R e同样，物性参数在液膜温度下求取。
垂直管上冷凝）(25.1=βC ︒⋅⋅=h m /kJ 423.2λ 3m /kg 3.882=水ρC ︒⋅⋅=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯⨯⨯⨯⨯=-h m /kJ 4847153.01027.13.882423.229025.15.12312823311α 管内液体沿垂直壁面成膜下流时的给热系数2α： 21001813<=eLm R ，给热系数关联式如下：3231'32'2416.3/-⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛Γ⎪⎪⎭⎫⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛Γ⋅Lm m m Lm p mm p H C C μδλμδα液体各物性参数采用流人点和流出点液膜物性参数之算术平均值。
C C p ︒⋅=kg /kJ 97.2C ︒⋅⋅=h m /kJ 879.0λC ︒⋅⋅=⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯⨯⨯⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=---h m /kJ 1894879.062.597.2105.7254597.262.5254543105.716.32324323142α管外蒸汽热阻1R ，取kJ /h m 0001.02C ︒⋅⋅ 液膜产生的气泡热阻2R ，取kJ /h m 0001.02C ︒⋅⋅ 不锈钢的导热系数1λ，取C ︒⋅⋅h m /kJ 60 总传热系数：C R R K m︒⋅⋅=⨯+++++=+++++=-h m /kJ 4.619879.0105.76000070.00001.00001.0189414847111111242'112121λδλδαα计 前面计算过Ct m ︒=∆5.462m 80.35.464.619109367=⨯=∆=m t K Q F 计增加10%的设计裕量后为218.4m 实际传热面积复核：30根219⨯φ不锈钢管长3米。