苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上化工原理課程設(shè)計(jì) 苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)工藝計(jì)算書(shū) 目 錄 苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 苯-氯苯分離過(guò)程板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)一設(shè)計(jì)條件 年產(chǎn)純度為99.5%的氯苯4萬(wàn)噸，原料液為苯和氯苯的的混合液，其中氯苯含量中為38%（質(zhì)量百分?jǐn)?shù)），其余為苯，采用泡點(diǎn)進(jìn)料，要求塔頂氯苯含量不高于2%，精餾塔頂壓強(qiáng)為4kPa（表壓），單板壓降不大于0.7kPa，采用300天/年工作日連續(xù)生產(chǎn)。二操作條件1.塔頂壓強(qiáng)4kPa（表壓）；2.進(jìn)料熱狀況，泡點(diǎn)進(jìn)料；3.回流比，自選；4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(shí)連續(xù)運(yùn)行

2、五計(jì)內(nèi)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(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；4.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；5.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；6.塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；7.塔板負(fù)荷性能圖；8.設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表。六計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)苯-氯苯純組分的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)溫度，（）8090100110120130131.8×0.133-1kPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性數(shù)據(jù)可查有關(guān)手冊(cè)。符號(hào)說(shuō)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(rùn)濕比表面積，/m3Aa塔板開(kāi)孔區(qū)面積，m2Af降液管

3、截面積，m2A0篩孔總面積，m2At塔截面積，m2c0流量系數(shù)，無(wú)因次C計(jì)算umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，m/sd 填料直徑，md0篩孔直徑，mD 塔徑，mDL液體擴(kuò)散系數(shù)，m2/sDV氣體擴(kuò)散系數(shù)，m2/sev液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)E液流收縮系數(shù)，無(wú)因次ET總板效率，無(wú)因次F氣相動(dòng)能因子，kg1/2/(s.m1/2)F0篩孔氣相動(dòng)能因子，g重力加速度，9.81m/s2h填料層分段高度，m HETP關(guān)聯(lián)式常數(shù)h1進(jìn)口堰與降液管間的水平距離，mhc與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱hd與液體流過(guò)降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，mhf塔板上鼓泡層高度，mhl與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱hL板

4、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(jìn)口堰高度，mh與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱H板式塔高度，m溶解系數(shù)，kmol/(m3·kPa)HB塔底空間高度，mHd降液管內(nèi)清液層高度，mHD塔頂空間高度，mHF進(jìn)料板處塔板間距，mHOG氣相總傳質(zhì)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(wú)因次KG氣膜吸收系數(shù)kmol/（m2hkPa）lW堰長(zhǎng)，mLh液體體積流量，m

5、3/hLs液體體積流量，m3/hLw潤(rùn)濕速率，m3/（mh）m相平衡常數(shù)，無(wú)因次n篩孔數(shù)目NOG氣相總傳質(zhì)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(guò)每層篩板的壓降，Par鼓泡區(qū)半徑，mu空塔氣速，m/suF泛點(diǎn)氣速，m/su0氣體通過(guò)篩孔的速度，m/su0，min漏液點(diǎn)氣速，m/su0液體通過(guò)降液管底隙的速度，m/sU液體噴淋密度，m3/（m2h）UL液體質(zhì)量通量，/（m2h）Umin最小液體噴淋密度，m3/（m2h）Uv氣體質(zhì)量通量，/（m2h）Vh氣體體積流量，m3/hVs氣體體積流量，m3/hwL液體質(zhì)量流量，/hwV氣體質(zhì)量流量，/hWc邊緣無(wú)效區(qū)寬度，mWd弓形

6、降液管寬度，mx液相摩爾分?jǐn)?shù)X液相摩爾比y氣相摩爾分?jǐn)?shù)Y氣體摩爾比Z填料層高度 ，m充氣系數(shù)，無(wú)因次；篩板厚度，m空隙率，無(wú)因次液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間，s粘度，Pas密度，kg/m3表面張力，N/m開(kāi)孔率或孔流系數(shù)，無(wú)因次填料因子，l/m液體密度校正系數(shù)，無(wú)因次下標(biāo)max最大的min最小的L液相V氣相 設(shè)計(jì)方案一設(shè)計(jì)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(shè)置12個(gè)進(jìn)料口/測(cè)溫口，亦可結(jié)合客戶具體要求進(jìn)行設(shè)計(jì)制造各種非標(biāo)產(chǎn)品。整個(gè)精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲(chǔ)罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲(chǔ)罐等。塔壓降由變送器測(cè)量，塔釜上升

7、蒸汽量可通過(guò)采用釜液溫度或靈敏板進(jìn)行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動(dòng)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(nèi)任意設(shè)定。同時(shí)，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進(jìn)料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、進(jìn)料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。二設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn) 浮閥塔應(yīng)用廣泛，對(duì)液體負(fù)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(wèn)題在氣液接觸需冷卻時(shí)會(huì)使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計(jì)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

8、儲(chǔ)罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)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(qiáng)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(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜?dú)堃核椭翉U熱鍋爐。 苯-氯苯板式精餾塔的工藝計(jì)算書(shū)一設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-氯苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過(guò)程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)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

9、，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。二全塔的物料衡算（一）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對(duì)摩爾質(zhì)量分別為78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。 （二）平均摩爾質(zhì)量MF 78.11×0.702(10.702)×112.6188.39kg/kmol（三）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以300天，一天以24小時(shí)計(jì)，有：W40000t/a5555.6kg/h，全塔物料衡算： FDW0.38F0.02D0.998WF15092.7kg/h F15092.7/88.39170.75kmol/hD9537.1kg/h D9537.1/78.59121.3

10、5kmol/hW5555.6kg/h W5555.6/112.549.38kmol/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(jí)圖解法（M·T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(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求取依據(jù)，將所得計(jì)算結(jié)果列表如下： 表3-1 相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)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

11、內(nèi)壓力接近常壓（實(shí)際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因?yàn)椴僮鲏毫ζx常壓很小，所以其對(duì)平衡關(guān)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(shí)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(fù)荷L=RD=0.548×121.35=66.50 kmol/hV=(R+1)D=(0.548+1)×121.35=187.85 kmol/hL=L+F=66.50+170.75=237.25 kmol/hV=V=187.85 kmol/h3.

12、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(guò)和兩點(diǎn)的直線。 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(shí)際塔板數(shù)1.全塔效率選用公式計(jì)算。該式適用于液相粘度為0.071.4mPa·s的烴類物系，式中的為全塔平均溫度下以進(jìn)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(shù)平均值），在此平均溫度下查化工原理附錄11得：，。2.實(shí)際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）精餾段：塊，取塊提餾段：塊，取塊四塔的精餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（一）平均壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng)

13、，取每層板的壓降為，則進(jìn)料板的壓強(qiáng)為：，塔底壓強(qiáng)為：，精餾段平均操作壓強(qiáng)為：=108.9kpa提餾段平均操作壓強(qiáng)為： （2）溫度根據(jù)操作壓強(qiáng),經(jīng)計(jì)算得塔頂,，進(jìn)料板溫度，塔底：，則精餾段平均溫度：，提餾段的平均溫度：。（3）平均分子量塔頂： ， 進(jìn)料板：， 塔底：, 則精餾段平均分子量：， 提餾段平均分子量： （4）平均密度1.液相密度液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂：，塔頂：，加料板：由，由（為質(zhì)量分率）故塔頂： ，即；塔底： ，即；進(jìn)料板，由加料板液相組成，故故精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：2. 氣相密度由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算可得（5）液體表面張力由,A頂=21mN/m，B頂=26

14、.1mN/m由 由 精餾段平均表面張力： 提餾段平均表面張力： （6）液體粘度 logm=xilogi由tD=82.5，查手冊(cè)得，A頂=0.3mpa.sB頂=0.4mpa.s由，由,l精餾段平均液相粘度： 提餾段平均液相粘度： 六塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算（一）塔徑1.初選塔板間距及板上液層高度，則：2.按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點(diǎn)氣速）查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得負(fù)荷因子泛點(diǎn)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(shí)的操作氣速。5.精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為600mm故精餾塔的高度為2

15、.25+4.5+0.6=7.35m（二）塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)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(pán)，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。 （1）溢流堰長(zhǎng)（出口堰長(zhǎng)）取堰上溢流強(qiáng)度，滿足篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度要求。 （2）出口堰高對(duì)平直堰由及，查化工原理課程設(shè)計(jì)圖5-5得，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(nèi)的停留時(shí)間（滿足要求） （4）降液管的底隙高度液體通過(guò)降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s，取液體通過(guò)降液管底隙的流速，則有：（不宜小于0.020.025m，本結(jié)果滿足要求）2.塔板布置 （1）邊緣

16、區(qū)寬度與安定區(qū)寬度邊緣區(qū)寬度：一般為5075mm，D >2m時(shí)，可達(dá)100mm。安定區(qū)寬度：規(guī)定m時(shí)mm；m時(shí)mm；本設(shè)計(jì)取mm，mm。 （2）開(kāi)孔區(qū)面積式中：3.開(kāi)孔數(shù)和開(kāi)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(kāi)孔數(shù)（孔）每層塔板的開(kāi)孔率（應(yīng)在515%，故滿足要求）每層塔板的開(kāi)孔面積氣體通過(guò)篩孔的孔速（三）篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1.塔板壓降 (1)由查圖5-10得=0.772 (2)氣體通過(guò)液層的阻力由下式計(jì)算 m/s 查表5-11，得=0.57. （3）液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 由下式計(jì)算氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度為氣體通過(guò)

17、每層塔板的壓降為（滿足工藝要求）2.液面落差對(duì)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：=2.5×0.06=0.15在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍中。4.漏液漏液點(diǎn)的氣速篩板的穩(wěn)定性系數(shù)（不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量液漏）5.液泛為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使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(shè)進(jìn)口堰，則成立，故不會(huì)產(chǎn)生液泛。七塔板負(fù)荷性能圖1.液沫夾帶線（1）以氣為限，求關(guān)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(nèi)，任取幾個(gè)值，依式（7-2）算出對(duì)應(yīng)的值列于下表：表7-10.00050.0

18、050.010.0150.024.3963.9293.5793.2863.024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(nèi)，任取幾個(gè)值，依式（7-4）算出對(duì)應(yīng)的值列于下表：表7-20.00050.0050.010.0150.023.3853.0692.6752.111.1依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2）3.液相負(fù)荷上限線（3）以 （7-5）4.漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）漏液點(diǎn)氣速 整理得： （7-6）在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依式（7-6）算出對(duì)應(yīng)的值列于下表： 表7-30.00050.0010.010.0150.630.650.870.96依據(jù)表中數(shù)

19、據(jù)作出漏液線（4）5.液相負(fù)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(fù)荷性能圖 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)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：=4.88八設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)、108.9163各段平均溫度、87.25111.3平均流量氣相、液相、實(shí)際塔板數(shù)、塊713板 間 距HTm0.450.45塔 徑、mm1.0221.022空塔氣速、塔板溢流形式-單溢流型單溢流型

20、溢流裝置溢流管型式-平頂弓形溢流堰平頂弓形溢流堰堰 長(zhǎng)m0.7920.65堰 高m底隙高度m閥孔閥孔數(shù)目N個(gè)95105孔 徑m閥孔氣速、m/s開(kāi)孔率-單板壓強(qiáng)降-0.70.7氣相最大負(fù)荷0.6510.004氣相最小負(fù)荷操作彈性-2.98748.0 八附屬設(shè)備的的計(jì)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?jīng)Q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(kāi)有人孔的塔板間距，m； HF進(jìn)料段高度，m； Np實(shí)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(jiàn)圖8-1）指塔內(nèi)最

21、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(yīng)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(shí)，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的清洗程度而定。對(duì)于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔810塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；對(duì)于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔46塊塔板開(kāi)一個(gè)人孔。人孔直徑通常為450mm（本設(shè)計(jì)取600mm）。圖8-1 板式塔總體結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖（四）塔底空間HB塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當(dāng)進(jìn)料有15分鐘緩沖時(shí)間的容量時(shí)，塔底產(chǎn)品的停留時(shí)間可取35分鐘，否則需有10

22、15分鐘的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時(shí)，塔底容量可取小些，停留時(shí)間可取35分鐘；對(duì)易結(jié)焦的物料，停留時(shí)間應(yīng)短些，一般取11.5分鐘。 精餾裝置的主要附屬設(shè)備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、塔底再沸器、原料預(yù)熱器、直接蒸汽鼓管、物料輸送管及泵等。前四種設(shè)備本質(zhì)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(jiǎn)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(qiáng)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(diǎn)是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，不便維修，當(dāng)需用閥門(mén)、流量計(jì)來(lái)調(diào)節(jié)時(shí)，需較大位差，須增大

23、塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)致塔體過(guò)高。該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場(chǎng)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(tái)架上，靠改變臺(tái)架的高度來(lái)獲得回流和采出所需的位差。3.強(qiáng)制循環(huán)式 如圖8-2（d）、（e）所示。當(dāng)冷凝器換熱面過(guò)大時(shí)，裝在塔頂附近對(duì)造價(jià)和維修都是不利的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠(yuǎn)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?yàn)榕P式的冷凝液膜較薄，故對(duì)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(shè)計(jì)與選型 管殼式換熱器的設(shè)計(jì)與選型的核心是計(jì)算換熱器的傳熱面積，進(jìn)而確定換熱器的其它尺寸或選擇換熱器的型號(hào)。5

24、.流體流動(dòng)阻力（壓強(qiáng)降）的計(jì)算（1）管程流動(dòng)阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。對(duì)于多程換熱器，其阻力pi等于各程直管阻力、回彎阻力及進(jìn)、出口阻力之和。一般情況下進(jìn)、出口阻力可忽略不計(jì)，故管程總阻力的計(jì)算式為 (8-2)式中：P1、P2分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強(qiáng)降，Pa； Ft結(jié)垢校正因數(shù)，對(duì)25mm×2.5mm的管子取1.4；對(duì)19mm×2mm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(qiáng)降P1可按第一章中介紹的公式計(jì)算；回彎管的壓強(qiáng)降P2由下面的經(jīng)驗(yàn)公式估算，即 （8-3）（2）殼程流動(dòng)阻力 殼程流動(dòng)阻力的計(jì)算公式很多，在此介紹埃索法

25、計(jì)算殼程壓強(qiáng)降P0的公式，即 （8-4）式中 P1流體橫過(guò)管束的壓強(qiáng)降，Pa；P2流體通過(guò)折流板缺口的壓強(qiáng)降，Pa；FS殼程壓強(qiáng)降的結(jié)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(duì)壓強(qiáng)降的校正因數(shù)，對(duì)正三角形排列F=0.5，對(duì)轉(zhuǎn)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(guò)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(jì)算的流速，m/s，而A0=h(D-ncd0)。6.管殼式換熱器的選型和設(shè)計(jì)計(jì)算步驟 (1)計(jì)算

26、并初選設(shè)備規(guī)格a確定流體在換熱器中的流動(dòng)途徑b根據(jù)傳熱任務(wù)計(jì)算熱負(fù)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(jì)算定性溫度，并確定在定性溫度下的流體物性。d計(jì)算平均溫度差，并根據(jù)溫度差校正系數(shù)不應(yīng)小于0.8的原則，決定殼程數(shù)。e依據(jù)總傳熱系數(shù)的經(jīng)驗(yàn)值范圍，或按生產(chǎn)實(shí)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(jì)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(biāo)準(zhǔn)選擇設(shè)備規(guī)格（2）計(jì)算管程、殼程壓強(qiáng)降 根據(jù)初定的設(shè)備規(guī)格，計(jì)算管程、殼程流體的流速和壓強(qiáng)降。檢查計(jì)算結(jié)果是否合理或滿足工藝要求。若壓降不符合要求，要調(diào)整流速，

27、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(jì)算壓強(qiáng)降直至滿足要求為止。（3）核算總傳熱系數(shù)計(jì)算管程、殼程對(duì)流傳熱系數(shù)，確定污垢熱阻Rsi和Rso，在計(jì)算總傳熱系數(shù)K，比較K的初設(shè)值和計(jì)算值，若K /K=1.151.25，則初選的換熱器合適。否則需另設(shè)K值，重復(fù)以上計(jì)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(qiáng)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(nèi)可以加熱蒸汽。塔底液體進(jìn)入底液池中，再進(jìn)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(guò)再沸器內(nèi)的垂直擋板，作為

28、塔底產(chǎn)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(yīng)有一分離空間，對(duì)于小設(shè)備，管束上方至少有300mm高的分離空間，對(duì)于大設(shè)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(nèi)部分汽化所產(chǎn)生的汽、液混合物其密度小于塔底液體密度，由密度差產(chǎn)生靜壓差使液體自動(dòng)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

29、熱不良。（3）強(qiáng)制循環(huán)再沸器如圖8-2中（f）所示。對(duì)于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強(qiáng)制循環(huán)式再沸器，因流速大、停留時(shí)間短，便于控制和調(diào)節(jié)液體循環(huán)量。原料預(yù)熱器和產(chǎn)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(jì)算。 圖8-2 再沸器的型式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(yīng)不產(chǎn)生過(guò)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

30、汽速度/m/s122030505070（2）回流液管徑DR冷凝器安裝在塔頂時(shí)，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(yīng)增加。用泵回流時(shí)，速度可取1.52.5m/s。 （3）進(jìn)料管徑dF料液由高位槽進(jìn)塔時(shí)，料液流速取0.40.8m/s。由泵輸送時(shí)，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(shí)，蒸氣在管中流速取為2040m/s；表壓在785 kPa以下時(shí)，流速取為4060m/s；表壓在2950 kPa以上時(shí)，流速取為80m/s。9.加熱蒸氣鼓泡管加熱蒸氣

31、鼓泡管（又叫蒸氣噴出器）若精餾塔采用直接蒸氣加熱時(shí)，在塔釜中要裝開(kāi)孔的蒸氣鼓泡管。使加熱蒸氣能均勻分布與釜液中。其結(jié)構(gòu)為一環(huán)式蒸氣管，管子上適當(dāng)?shù)拈_(kāi)一些小孔。當(dāng)小孔直徑小時(shí)，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(nèi)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(shí)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(jìn)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(chǎn)任務(wù)所規(guī)定，如果流量在一定范圍內(nèi)波動(dòng)，選泵時(shí)應(yīng)按

32、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(jì)算在最大流量下管路所需的壓頭。 （2）選擇泵的類型與型號(hào) 首先應(yīng)根據(jù)輸送液體的性質(zhì)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(chǎn)品目錄中選出合適的型號(hào)。顯然，選出的泵所提供的流量和壓頭不見(jiàn)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(diǎn)，但在該條件下對(duì)應(yīng)泵的效率應(yīng)比較高，即點(diǎn)（Qe、He）坐標(biāo)位置應(yīng)靠在泵的高效率范圍所對(duì)應(yīng)的H-Q曲線下方。另外，泵的型號(hào)選出后，應(yīng)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(shí)，可按核算泵的軸功

33、率。綜上，所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于下表： 篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果序號(hào)項(xiàng)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(shí)際塔板數(shù)Np176有效段高度Z，m7.357塔徑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(zhǎng)lw，m0.9612堰高h(yuǎn)w，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(kāi)孔區(qū)面積Aa，m21.40819篩孔直徑

34、d0，m0.00520篩孔數(shù)目n722821孔中心距t，m0.01522開(kāi)孔率，%10.123空塔氣速u(mài)，m/s0.966524篩孔氣速u(mài)0，m/s12.7025穩(wěn)定系數(shù)K2.0426每層塔板壓降Pp，Pa69027負(fù)荷上限液泛控制28負(fù)荷下限漏液控制29液沫夾帶eV，（kg液/kg氣）0.01130氣相負(fù)荷上限Vs,max，m3/s3.1731氣相負(fù)荷下限Vs,min，m3/s0.6532操作彈性4.877 設(shè)計(jì)評(píng)述一設(shè)計(jì)原則確定工程設(shè)計(jì)本身存在一個(gè)多目標(biāo)優(yōu)化問(wèn)題，同時(shí)又是政策性很強(qiáng)的工作。設(shè)計(jì)者在進(jìn)行工程設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)綜合考慮諸多影響因素，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全

35、、低能耗的原則，具體考慮以下幾點(diǎn)。1 滿足工藝和操作的要求 所設(shè)計(jì)出來(lái)的流程和設(shè)備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設(shè)計(jì)的流程與設(shè)備需要一定的操作彈性，可方便地進(jìn)行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設(shè)置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過(guò)這些儀表來(lái)觀測(cè)和控制生產(chǎn)過(guò)程。2 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備與基建的費(fèi)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(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗?；亓鞅葘?duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)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(duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用有影響，減少冷卻水用量，操作費(fèi)用下降，但所需傳熱設(shè)備面積增加，設(shè)

36、備費(fèi)用增加。因此，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。3 保證生產(chǎn)安全 生產(chǎn)中應(yīng)防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車(chē)間的電器均應(yīng)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(shè)備應(yīng)具有一定剛度和強(qiáng)度。二操作條件的確定結(jié)合課程設(shè)計(jì)的需要，對(duì)某些問(wèn)題作具體闡述。1. 操作壓力精餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。采用減壓操作有利于分離相對(duì)揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時(shí)還需要使用抽真空的設(shè)備。對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行精餾。當(dāng)物性無(wú)特殊要求時(shí)，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(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰ΑＳ袝r(shí)應(yīng)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(shí)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(duì)于本設(shè)計(jì)中要求分離的苯-氯苯物系，應(yīng)采用常壓操作。2. 進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實(shí)際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這主要是由于此時(shí)塔的操作比較