化工原理課程設計苯氯苯板式精餾塔的工藝設計工藝計算書

1、化工原理課程設計 苯-氯苯板式精餾塔的工藝設計工藝計算書 目 錄苯-氯苯分離過程板式精餾塔設計任務2一設計題目2二操作條件2三塔板類型2四工作日2五廠址2六設計內容2七設計基礎數(shù)據(jù)3符號說明4設計方案7一設計方案的思考7二設計方案的特點7三工藝流程7苯-氯苯板式精餾塔的工藝計算書7一設計方案的確定及工藝流程的說明8二全塔的物料衡算8三塔板數(shù)的確定9四塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算12五精餾段的汽液負荷計算15六塔和塔板主要工藝結構尺寸的計算15七塔板負荷性能圖20八附屬設備的的計算及選型23篩板塔設計計算結果33設計評述34一設計原則確定34二操作條件的確定34設計感想36 苯-氯

2、苯板式精餾塔的工藝設計 苯-氯苯分離過程板式精餾塔設計任務一設計題目 設計一座苯-氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產純度為99.8%的氯苯50000t，塔頂餾出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯為38%（以上均為質量%）。二操作條件1.塔頂壓強4kpa（表壓）；2.進料熱狀況，自選；3.回流比，自選；4.塔底加熱蒸汽壓力0.5mpa(表壓)；5.單板壓降不大于0.7kpa；三塔板類型篩板或浮閥塔板（f1型）。四工作日每年300天，每天24小時連續(xù)運行。五廠址廠址為天津地區(qū)。六設計內容1.精餾塔的物料衡算；2.塔板數(shù)的確定；3.精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算；4.精餾塔的塔體工藝尺寸計算；5.塔板

3、主要工藝尺寸的計算；6.塔板的流體力學驗算；7.塔板負荷性能圖；8.精餾塔接管尺寸計算；9.繪制生產工藝流程圖；10.繪制精餾塔設計條件圖；11.繪制塔板施工圖（可根據(jù)實際情況選作）；12.對設計過程的評述和有關問題的討論。七設計基礎數(shù)據(jù)苯-氯苯純組分的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)溫度，（）8090100110120130131.80.133-1kpa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性數(shù)據(jù)可查有關手冊。符號說明：a 填料的有效比表面積，/m3at填料的總比表面積，/m3aw填料的潤濕比表面積，/m3aa塔板開孔區(qū)面積，m2af降液管

4、截面積，m2a0篩孔總面積，m2at塔截面積，m2c0流量系數(shù)，無因次c計算umax時的負荷系數(shù)，m/sd 填料直徑，md0篩孔直徑，md 塔徑，mdl液體擴散系數(shù)，m2/sdv氣體擴散系數(shù)，m2/sev液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)e液流收縮系數(shù)，無因次et總板效率，無因次f氣相動能因子，kg1/2/(s.m1/2)f0篩孔氣相動能因子，g重力加速度，9.81m/s2h填料層分段高度，m hetp關聯(lián)式常數(shù)h1進口堰與降液管間的水平距離，mhc與干板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱hd與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊褐叨龋琺hf塔板上鼓泡層高度，mhl與板上液層阻力相當?shù)囊褐叨龋琺液柱hl板

5、上清液層高度，mhmax允許的最大填料層高度，mh0降液管的低隙高度，mhow堰上液層高度，mhw出口堰高度，mhw進口堰高度，mh與克服表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱h板式塔高度，m溶解系數(shù)，kmol/(m3kpa)hb塔底空間高度，mhd降液管內清液層高度，mhd塔頂空間高度，mhf進料板處塔板間距，mhog氣相總傳質單元高度，mhp人孔處塔板間距，mht塔板間距，mh1封頭高度，h2裙座高度，hetp等板高度，mkg氣膜吸收系數(shù)，kmol/（m2hkpa）kl液膜吸收系數(shù)，m/hk穩(wěn)定系數(shù)，無因次kg氣膜吸收系數(shù)kmol/（m2hkpa）lw堰長，mlh液體體積流量，m3/hls液

6、體體積流量，m3/hlw潤濕速率，m3/（mh）m相平衡常數(shù)，無因次n篩孔數(shù)目nog氣相總傳質單元數(shù)，nt理論板層數(shù)p操作壓力，pap壓力降，papp氣體通過每層篩板的壓降，par鼓泡區(qū)半徑，mu空塔氣速，m/suf泛點氣速，m/su0氣體通過篩孔的速度，m/su0，min漏液點氣速，m/su0液體通過降液管底隙的速度，m/su液體噴淋密度，m3/（m2h）ul液體質量通量，/（m2h）umin最小液體噴淋密度，m3/（m2h）uv氣體質量通量，/（m2h）vh氣體體積流量，m3/hvs氣體體積流量，m3/hwl液體質量流量，/hwv氣體質量流量，/hwc邊緣無效區(qū)寬度，mwd弓形降液管寬度，

7、mx液相摩爾分數(shù)x液相摩爾比y氣相摩爾分數(shù)y氣體摩爾比z填料層高度 ，m充氣系數(shù)，無因次；篩板厚度，m空隙率，無因次液體在降液管內停留時間，s粘度，pas密度，kg/m3表面張力，n/m開孔率或孔流系數(shù)，無因次填料因子，l/m液體密度校正系數(shù)，無因次下標max最大的min最小的l液相v氣相 設計方案一設計方案的思考 通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格25100mm、高度0.51.5m，每段塔節(jié)可設置12個進料口/測溫口，亦可結合客戶具體要求進行設計制造各種非標產品。整個精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進料罐、進料預熱器、塔釜液儲罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產品儲罐等。塔壓降由變送器測量，塔釜上升蒸汽量可通過

8、采用釜液溫度或靈敏板進行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫300范圍內任意設定。同時，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、進料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。二設計方案的特點 浮閥塔應用廣泛，對液體負荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時會使結構復雜板式塔的設計資料更易得到，而且更可靠。浮閥塔更適合 塔徑不很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。三工藝流程原料液由泵從原料儲罐中引出，

9、在預熱器中預熱后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產品經冷卻至后送至產品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。 苯-氯苯板式精餾塔的工藝計算書一設計方案的確定及工藝流程的說明 本設計任務為分離苯-氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾過程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經

10、冷卻后送至儲罐。二全塔的物料衡算（一）料液及塔頂?shù)桩a品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質量分別為78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。 （二）平均摩爾質量mf 78.110.702(10.702)112.6188.39kg/kmol（三）料液及塔頂?shù)桩a品的摩爾流率依題給條件：一年以300天，一天以24小時計，有：w50000t/a6944.4kg/h，全塔物料衡算： fdw0.38f0.02d0.998wf18865.6kg/h f18865.6/88.39213.44kmol/hd11921.2kg/h d11921.2/78.59151.69kmol/hw6944.4kg

11、/h w8944.4/112.561.73kmol/h三塔板數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù)的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法（mt法）求取，步驟如下：1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取依據(jù)，將所得計算結果列表如下： 表3-1 相關數(shù)據(jù)計算溫度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760兩相摩爾分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710本題中，塔內壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所

12、給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對平衡關系的影響完全可以忽略。2.確定操作的回流比r將表3-1中數(shù)據(jù)作圖得曲線。 圖3-1 苯氯苯混合液的xy圖在圖上，因，查得，而，。故有：考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍，即：求精餾塔的汽、液相負荷l=rd=0.548151.69=83.13 kmol/hv=(r+1)d=(0.548+1)151.69=234.82 kmol/hl=l+f=83.13+213.44=296.57 kmol/hv=v=234.82 kmol/h3.求理論塔板數(shù)精餾段操作線：提餾段操作線：提餾段操作線為過和兩點的直線

13、。 圖3-2 苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解圖解得塊（不含釜）。其中，精餾段塊，提餾段塊，第4塊為加料板位置。（二）實際塔板數(shù)1.全塔效率選用公式計算。該式適用于液相粘度為0.071.4mpas的烴類物系，式中的為全塔平均溫度下以進料組成表示的平均粘度。塔的平均溫度為0.5(80+131.8)=106（取塔頂?shù)椎乃阈g平均值），在此平均溫度下查化工原理附錄11得：，。2.實際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）精餾段：塊，取塊提餾段：塊，取塊總塔板數(shù)塊。四塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算（一）平均壓強取每層塔板壓降為0.7kpa計算。塔頂：加料板：平均壓強（二）平均溫度依據(jù)操作壓力，由泡

14、點方程通過試差法，計算出泡點溫度，其中苯、氯苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算結果如下：塔頂溫度80加料板88。（三）平均分子量塔頂： ，（查相平衡圖）加料板：，（查相平衡圖）精餾段：（四）平均密度1.液相平均密度 表4-1 組分的液相密度（kg/m3）溫度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985純組分在任何溫度下的密度可由下式計算苯 ： 推薦：氯苯 ： 推薦：式中的t為溫度，塔頂：進料板：精餾段：2.汽相平均密度（五）液體的平均表面張力附： 表4-2 組分的表面張力（mn/m）溫度，（）8085110115

15、120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4雙組分混合液體的表面張力可按下式計算：（為a、b組分的摩爾分率）計算得，塔頂：；（80）進料板：；（88）精餾段：氯苯的汽化潛熱：常壓沸點下的汽化潛熱為35.3103kj/kmol。純組分的汽化潛熱與溫度的關系可用下式表示：（氯苯的臨界溫度：）（六）液體的平均粘度塔頂：查化工原理附錄11，在80下有：加料板：精餾段：五精餾段的汽液負荷計算汽相摩爾流率汽相體積流量汽相體積流量液相回流摩爾流率液相體積流量液相體積流量冷凝器的熱負荷六塔和塔板主要工藝結構尺寸的計算（一）塔徑1.初選塔板間

16、距及板上液層高度，則：2.按smith法求取允許的空塔氣速（即泛點氣速）查smith通用關聯(lián)圖得負荷因子泛點氣速：m/s3.取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為4.精餾段的塔徑圓整取，此時的操作氣速。5.精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 在進料板上方開一人孔，其高度為600mm故精餾塔的高度為2.25+4.5+0.6=7.35m（二）塔板工藝結構尺寸的設計與計算1.溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設進口內堰。 （1）溢流堰長（出口堰長）取堰上溢流強度，滿足篩板塔的堰上溢流強度要求。 （2）出口堰高對平直堰由及，查化工原理課程設計圖5-5得，

17、于是：（滿足要求） （3）降液管的寬度和降液管的面積由，查化原下p147圖11-16得，即：，。液體在降液管內的停留時間（滿足要求） （4）降液管的底隙高度液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s，取液體通過降液管底隙的流速，則有：（不宜小于0.020.025m，本結果滿足要求）2.塔板布置 （1）邊緣區(qū)寬度與安定區(qū)寬度邊緣區(qū)寬度：一般為5075mm，d 2m時，可達100mm。安定區(qū)寬度：規(guī)定m時mm；m時mm；本設計取mm，mm。 （2）開孔區(qū)面積式中：3.開孔數(shù)和開孔率取篩孔的孔徑，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度，且取。故孔心距。每層塔板的開孔數(shù)（孔）每層塔板的開孔率（應

18、在515%，故滿足要求）每層塔板的開孔面積氣體通過篩孔的孔速（三）篩板的流體力學驗算1.塔板壓降 (1)由查圖5-10得=0.772 (2)氣體通過液層的阻力由下式計算 m/s 查表5-11，得=0.57. （3）液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產生的阻力 由下式計算氣體通過每層塔板的液柱高度為氣體通過每層塔板的壓降為（滿足工藝要求）2.液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本案例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.液沫夾帶式中：=2.50.06=0.15在本設計中液沫夾帶量在允許范圍中。4.漏液漏液點的氣速篩板的穩(wěn)定性系數(shù)（不會產生過量液漏）5.液泛為防止降液管發(fā)生液泛，應使

19、降液管中的清液層高度苯氯苯物系屬于一般物系，取=0.5而板上不設進口堰，則成立，故不會產生液泛。七塔板負荷性能圖1.液沫夾帶線（1）以氣為限，求關系如下 （7-1）式中：將已知數(shù)據(jù)代入式（7-1） （7-2）在操作范圍內，任取幾個值，依式（7-2）算出對應的值列于下表：表7-10.00050.0050.010.0150.024.3963.9293.5793.2863.024依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（1）2.液泛線（2） （7-3） （7-4）在操作范圍內，任取幾個值，依式（7-4）算出對應的值列于下表：表7-20.00050.0050.010.0150.023.3853.0692.6752.

20、111.1依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2）3.液相負荷上限線（3）以 （7-5）4.漏液線（氣相負荷下限線）（4）漏液點氣速 整理得： （7-6）在操作范圍內，任取幾個值，依式（7-6）算出對應的值列于下表： 表7-30.00050.0010.010.0150.630.650.870.96依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線（4）5.液相負荷下限線（5）取平堰堰上液層高度m，。 （7-7）圖7-1精餾段篩板負荷性能圖 在負荷性能圖上，作出操作點a，連接oa，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得 vs,max=3.17m3/s vs,min=0.65m3/s故操作彈性為

21、：=4.88 八附屬設備的的計算及選型 (一）塔體總高度 板式塔的塔高如圖8-1所示，塔體總高度（不包括裙座）由下式決定： (8-1)式中 hd塔頂空間，m； hb塔底空間，m； ht塔板間距，m； ht開有人孔的塔板間距，m； hf進料段高度，m； np實際塔板數(shù)； s人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）。（二）塔頂空間hd 塔頂空間（見圖8-1）指塔內最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應大于板間距，通常取hd為（ 1.52.0）ht。若圖8-1 塔高示意圖需要安裝除沫器時，要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂空間。（三）人孔數(shù)目 人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料

22、的清洗程度而定。對于處理不需要經常清洗的物料，可隔810塊塔板設置一個人孔；對于易結垢、結焦的物系需經常清洗，則每隔46塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450mm（本設計取600mm）。圖8-1 板式塔總體結構簡圖（四）塔底空間hb塔底空間指塔內最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當進料有15分鐘緩沖時間的容量時，塔底產品的停留時間可取35分鐘，否則需有1015分鐘的儲量，以保證塔底料液不致流空。塔底產品量大時，塔底容量可取小些，停留時間可取35分鐘；對易結焦的物料，停留時間應短些，一般取11.5分鐘。 精餾裝置的主要附屬設備包括蒸氣冷凝器、產品冷凝器、塔底再沸器、原料預熱器、直接蒸汽鼓

23、管、物料輸送管及泵等。前四種設備本質上屬換熱器，并多采用列管式換熱器，管線和泵屬輸送裝置。下面簡要介紹。（五）冷凝器 按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流式和強制循環(huán)式。1.整體式 如圖8-2(a)和(b)所示。將冷凝器與精餾塔作成一體。這種布局的優(yōu)點是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點是塔頂結構復雜，不便維修，當需用閥門、流量計來調節(jié)時，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導致塔體過高。該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場合。 圖8-2 冷凝器的型式2.自流式如圖8-2（c）所示。將冷凝器裝在塔頂附近的臺架上，靠改變臺架的高度來獲得回流和采出所需的位差。3.強制循環(huán)式 如圖8-2（d

24、）、（e）所示。當冷凝器換熱面過大時，裝在塔頂附近對造價和維修都是不利的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠的低處，用泵向塔提供回流液。 需指出的是，在一般情況下，冷凝器采用臥式，因為臥式的冷凝液膜較薄，故對流傳熱系數(shù)較大，且臥式便于安裝和維修。4.管殼式換熱器的設計與選型 管殼式換熱器的設計與選型的核心是計算換熱器的傳熱面積，進而確定換熱器的其它尺寸或選擇換熱器的型號。5.流體流動阻力（壓強降）的計算（1）管程流動阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。對于多程換熱器，其阻力pi等于各程直管阻力、回彎阻力及進、出口阻力之和。一般情況下進、出口阻力可忽略不計，故管程總阻力的計算式為 (8-2)式中：p1

25、、p2分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強降，pa； ft結垢校正因數(shù)，對25mm2.5mm的管子取1.4；對19mm2mm的管子取1.5； np管程數(shù)； ns串聯(lián)的殼程數(shù)。上式中直管壓強降p1可按第一章中介紹的公式計算；回彎管的壓強降p2由下面的經驗公式估算，即 （8-3）（2）殼程流動阻力 殼程流動阻力的計算公式很多，在此介紹埃索法計算殼程壓強降p0的公式，即 （8-4）式中 p1流體橫過管束的壓強降，pa；p2流體通過折流板缺口的壓強降，pa；fs殼程壓強降的結垢校正因數(shù)；液體可取1.15，氣體可取1.0。 （8-5）式中： f管子排列方法對壓強降的校正因數(shù)，對正三角形排列f=0.5

26、，對轉角三角形為0.4，正方形為0.3； f0殼程流體的摩擦系數(shù)； nc 橫過管束中心線的管子數(shù)；nc值可由下式估算：管子按正三角形排列： 管子按正方形排列： 式中： n換熱器總管數(shù)。 nb折流擋板數(shù)； h折流擋板間距； u0按殼程流通截面積a0計算的流速，m/s，而a0=h(d-ncd0)。6.管殼式換熱器的選型和設計計算步驟 (1)計算并初選設備規(guī)格a確定流體在換熱器中的流動途徑b根據(jù)傳熱任務計算熱負荷q。c確定流體在換熱器兩端的溫度，選擇列管換熱器的形式；計算定性溫度，并確定在定性溫度下的流體物性。d計算平均溫度差，并根據(jù)溫度差校正系數(shù)不應小于0.8的原則，決定殼程數(shù)。e依據(jù)總傳熱系數(shù)的

27、經驗值范圍，或按生產實際情況，選擇總傳熱系數(shù)k值。f由總傳熱速率方程q = kstm，初步計算出傳熱面積s，并確定換熱器的基本尺寸（如d、l、n及管子在管板上的排列等），或按系列標準選擇設備規(guī)格（2）計算管程、殼程壓強降 根據(jù)初定的設備規(guī)格，計算管程、殼程流體的流速和壓強降。檢查計算結果是否合理或滿足工藝要求。若壓降不符合要求，要調整流速，在確定管程數(shù)或折流板間距，或選擇另一規(guī)格的換熱器，重新計算壓強降直至滿足要求為止。（3）核算總傳熱系數(shù)計算管程、殼程對流傳熱系數(shù)，確定污垢熱阻rsi和rso，在計算總傳熱系數(shù)k，比較k的初設值和計算值，若k /k=1.151.25，則初選的換熱器合適。否則需

28、另設k值，重復以上計算步驟。7.再沸器 精餾塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器及強制循環(huán)再沸器。（1）釜式式再沸器如圖8-2（a）和（b）所示。（a）是臥式再沸器，殼方為釜液沸騰，管內可以加熱蒸汽。塔底液體進入底液池中，再進入再沸器的管際空間被加熱而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過再沸器內的垂直擋板，作為塔底產物被引出。液體的采出口與垂直塔板之間的空間至少停留810分鐘，以分離液體中的氣泡。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應有一分離空間，對于小設備，管束上方至少有300mm高的分離空間，對于大設備，取再沸器殼徑為管束直徑的1.31.6倍。 （b）是夾套式再沸器，液

29、面上方必須留有蒸發(fā)空間，一般液面維持在容積的70%左右。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中。（2）熱虹吸式再沸器如圖8-2（c）、（d）、（e）所示。它是依靠釜內部分汽化所產生的汽、液混合物其密度小于塔底液體密度，由密度差產生靜壓差使液體自動從塔底流入再沸器，因此該種再沸器又稱自然循環(huán)再沸器。這種型式再沸器汽化率不大于40%，否則傳熱不良。（3）強制循環(huán)再沸器如圖8-2中（f）所示。對于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強制循環(huán)式再沸器，因流速大、停留時間短，便于控制和調節(jié)液體循環(huán)量。原料預熱器和產品冷卻器的型式不象塔頂冷凝器和塔底再沸器的制約條件那樣多，可按傳熱原理計算。 圖8-2 再沸

30、器的型式8.接管直徑 各接管直徑由流體速度及其流量，按連續(xù)性方程決定，即： 式中：vs流體體積流量，m3/ s； u流體流速，m/ s； d管子直徑，m。（1）塔頂蒸氣出口管徑dv 蒸氣出口管中的允許氣速uv應不產生過大的壓降，其值可參照表8-1。表8-1 蒸氣出口管中允許氣速參照表操作壓力（常壓） 常壓1400-6000pa6000pa蒸汽速度/m/s122030505070（2）回流液管徑dr冷凝器安裝在塔頂時，冷凝液靠重力回流，一般流速為0.20.5m/s，速度太大，則冷凝器的高度也相應增加。用泵回流時，速度可取1.52.5m/s。 （3）進料管徑df料液由高位槽進塔時，料液流速取0.4

31、0.8m/s。由泵輸送時，流速取為1.52.5 m/s。（4）釜液排除管徑dw釜液流出的速度一般取0.51.0m/s。（5）飽和水蒸氣管飽和水蒸氣壓力在295kpa（表壓）以下時，蒸氣在管中流速取為2040m/s；表壓在785 kpa以下時，流速取為4060m/s；表壓在2950 kpa以上時，流速取為80m/s。9.加熱蒸氣鼓泡管加熱蒸氣鼓泡管（又叫蒸氣噴出器）若精餾塔采用直接蒸氣加熱時，在塔釜中要裝開孔的蒸氣鼓泡管。使加熱蒸氣能均勻分布與釜液中。其結構為一環(huán)式蒸氣管，管子上適當?shù)拈_一些小孔。當小孔直徑小時，汽泡分布的更均勻。但太小不僅增加阻力損失，而且容易堵塞。其孔直徑一般為510mm，孔

32、距為孔徑的510倍。小孔總面積為鼓泡管橫截面積的1.21.5倍，管內蒸氣速度為2025m/s。加熱蒸氣管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保證蒸氣與溶液有足夠的接觸時間。10.離心泵的選擇 離心泵的選擇，一般可按下列的方法與步驟進行： （1）確定輸送系統(tǒng)的流量與壓頭 液體的輸送量一般為生產任務所規(guī)定，如果流量在一定范圍內波動，選泵時應按最大流量考慮。根據(jù)輸送系統(tǒng)管路的安排，用柏努利方程計算在最大流量下管路所需的壓頭。 （2）選擇泵的類型與型號 首先應根據(jù)輸送液體的性質和操作條件確定泵的類型，然后按已確定的流量qe和壓頭he從泵的樣本或產品目錄中選出合適的型號。顯然，選出的泵所提供的流量和壓

33、頭不見得與管路要求的流量qe和壓頭he完全相符，且考慮到操作條件的變化和備有一定的裕量，所選泵的流量和壓頭可稍大一點，但在該條件下對應泵的效率應比較高，即點（qe、he）坐標位置應靠在泵的高效率范圍所對應的h-q曲線下方。另外，泵的型號選出后，應列出該泵的各種性能參數(shù)。 （3）核算泵的軸功率 若輸送液體的密度大于水的密度時，可按核算泵的軸功率。綜上，所設計篩板的主要結果匯總于下表： 篩板塔設計計算結果序號項目數(shù)值1平均溫度tm，842平均壓力pm，kpa107.43氣相流量vs，(m3/s)1.8044液相流量ls，(m3/s)0.002295實際塔板數(shù)np176有效段高度z，m7.357塔徑

34、d，m1.5428板間距ht，m0.459溢流形式單溢流10降液管形式平頂弓形11堰長lw，m0.9612堰高hw，m0.048113板上液層高度hl，m0.0614堰上液層高度how，m0.011915降液管底隙高度ho，m0.029816安定區(qū)寬度ws，m0.117邊緣區(qū)寬度wc，m0.0618開孔區(qū)面積aa，m21.40819篩孔直徑d0，m0.00520篩孔數(shù)目n722821孔中心距t，m0.01522開孔率，%10.123空塔氣速u，m/s0.966524篩孔氣速u0，m/s12.7025穩(wěn)定系數(shù)k2.0426每層塔板壓降pp，pa69027負荷上限液泛控制28負荷下限漏液控制29液

35、沫夾帶ev，（kg液/kg氣）0.01130氣相負荷上限vs,max，m3/s3.1731氣相負荷下限vs,min，m3/s0.6532操作彈性4.877 設計評述一設計原則確定工程設計本身存在一個多目標優(yōu)化問題，同時又是政策性很強的工作。設計者在進行工程設計時應綜合考慮諸多影響因素，使生產達到技術先進、經濟合理的要求，符合優(yōu)質、高產、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點。1 滿足工藝和操作的要求 所設計出來的流程和設備能保證得到質量穩(wěn)定的產品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調節(jié)。設置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通

36、過這些儀表來觀測和控制生產過程。2 滿足經濟上的要求 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質的消耗，也能節(jié)省電的消耗。回流比對操作費用和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對操作費用和設備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設備面積增加，設備費用增加。因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。3 保證生產安全 生產中應防止物料的泄露，生產和使用易燃物料車間的電器均應為防爆品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有一定剛度和強度。二操作條件的確定結合課程設計的需要，對某些問

37、題作具體闡述。1. 操作壓力精餾操作通?？稍诔骸⒓訅汉蜏p壓下進行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性進行考慮。采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應在加壓下進行精餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰ΑＳ袝r應用加壓精餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少精餾的能量消耗。對于本設計中要求分離的苯-氯苯物系，應采用常壓操作。2. 進料狀態(tài)進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接