苯氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計

/化工原理課程設(shè)計——苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計工藝計算書目錄TOC\o"1-3"\h\u9125苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計任務(wù) 214508一．設(shè)計題目 2387二．操作條件 223587三．塔板類型 21543四．工作日 23972五．廠址 266六．設(shè)計內(nèi)容 224151七．設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 327479符號說明 426123設(shè)計方案 72695一．設(shè)計方案的思考 712859二．設(shè)計方案的特點 717112三．工藝流程 725672苯-氯苯板式精餾塔的工藝計算書 71743一．設(shè)計方案的確定與工藝流程的說明 818598二．全塔的物料衡算 83342三．塔板數(shù)的確定 920353四．塔的精餾段操作工藝條件與相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 124313五．精餾段的汽液負(fù)荷計算 1519372六．塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算 155071七．塔板負(fù)荷性能圖 2012798八．附屬設(shè)備的的計算與選型 234698篩板塔設(shè)計計算結(jié)果 339341設(shè)計評述 3426781一．設(shè)計原則確定 3412304二．操作條件的確定 3421490設(shè)計感想 36苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計任務(wù)一．設(shè)計條件年產(chǎn)純度為99.5%的氯苯4萬噸，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小時連續(xù)運(yùn)行五．計內(nèi)容 1.精餾塔的物料衡算；2.塔板數(shù)的確定；3.精餾塔的工藝條件與有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；4.精餾塔的塔體工藝尺寸計算；5.塔板主要工藝尺寸的計算；6.塔板的流體力學(xué)驗算；7.塔板負(fù)荷性能圖；8.設(shè)計計算結(jié)果總表。六．計基礎(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。符號說明：a——填料的有效比表面積，㎡/m3

at——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(fù)荷系數(shù)，m/s

d——填料直徑，m

d0——篩孔直徑，m

D——塔徑，m

DL——液體擴(kuò)散系數(shù)，m2/s

DV——?dú)怏w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)，無因次ET——總板效率，無因次F——?dú)庀鄤幽芤蜃樱琸g1/2/(s.m1/2)F0——篩孔氣相動能因子，g——重力加速度，9.81m/s2

h——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?，m液柱hd——與液體流過降液管的壓降相當(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，mh’W——進(jìn)口堰高度，mhδ——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，m

HOG——?dú)庀嗫倐髻|(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，m

kG——?dú)饽の障禂?shù)，kmol/（m2?h?kPa）

kL——液膜吸收系數(shù)，m/h

K——穩(wěn)定系數(shù)，無因次KG——?dú)饽の障禂?shù)kmol/（m2?h?kPa）lW——堰長，mLh——液體體積流量，m3/h

Ls——液體體積流量，m3/h

Lw——潤濕速率，m3/（m?h）

m——相平衡常數(shù)，無因次

n——篩孔數(shù)目NOG——?dú)庀嗫倐髻|(zhì)單元數(shù)，NT——理論板層數(shù)

P——操作壓力，Pa

△P——壓力降，Pa△PP——?dú)怏w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——?dú)怏w通過篩孔的速度，m/su0，min——漏液點氣速，m/su’0——液體通過降液管底隙的速度，m/s

U——液體噴淋密度，m3/（m2?h）

UL——液體質(zhì)量通量，㎏/（m2?h）

Umin——最小液體噴淋密度，m3/（m2?h）

Uv——?dú)怏w質(zhì)量通量，㎏/（m2?h）

Vh——?dú)怏w體積流量，m3/hVs——?dú)怏w體積流量，m3/h

wL——液體質(zhì)量流量，㎏/h

wV——?dú)怏w質(zhì)量流量，㎏/hWc——邊緣無效區(qū)寬度，mWd——弓形降液管寬度，mx——液相摩爾分?jǐn)?shù)

X——液相摩爾比

y——?dú)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)

Y——?dú)怏w摩爾比

Z——填料層高度，m

β——充氣系數(shù)，無因次；

δ——篩板厚度，m

ε——空隙率，無因次

θ——液體在降液管內(nèi)停留時間，s

μ——粘度，Pa?s

ρ——密度，kg/m3

σ——表面張力，N/m

φ——開孔率或孔流系數(shù)，無因次

Φ——填料因子，l/m

ψ——液體密度校正系數(shù)，無因次下標(biāo)

max——最大的

min——最小的

L——液相

V——?dú)庀嘣O(shè)計方案一．設(shè)計方案的思考通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔節(jié)可設(shè)置1～2個進(jìn)料口/測溫口，亦可結(jié)合客戶具體要求進(jìn)行設(shè)計制造各種非標(biāo)產(chǎn)品。整個精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲罐等。塔壓降由變送器測量，塔釜上升蒸汽量可通過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℃二．設(shè)計方案的特點

浮閥塔應(yīng)用廣泛，對液體負(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與液體均布問題在氣液接觸需冷卻時會使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)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，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算書一．設(shè)計方案的確定與工藝流程的說明本設(shè)計任務(wù)為分離苯-氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(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(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。二．全塔的物料衡算（一）料液與塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11kg/kmol和112.61kg/kmol。（二）平均摩爾質(zhì)量MF＝78.11×0.702＋(1－0.702)×112.61＝88.39kg/kmol（三）料液與塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以300天，一天以24小時計，有：W′＝40000t/a＝5555.6kg/h，全塔物料衡算：F′＝D′＋W′0.38F′＝0.02D′＋0.998W′F′＝15092.7kg/hF＝15092.7/88.39＝170.75kmol/hD′＝9537.1kg/hD＝9537.1/78.59＝121.35kmol/hW′＝5555.6kg/hW＝5555.6/112.5＝49.38kmol/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)，利用泡點方程和露點方程求取依據(jù)，，將所得計算結(jié)果列表如下：表3-1相關(guān)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(nèi)壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對平衡關(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x—y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(fù)荷L=RD=0.548×121.35=66.50kmol/hV=(R+1)D=(0.548+1)×121.35=187.85kmol/hL′=L+F=66.50+170.75=237.25kmol/hV′=V=187.85kmol/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。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0.07~1.4mPa·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與相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算（一）平均壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng)，取每層板的壓降為QUOTE0.7kpa，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：QUOTEPm=(105.3+110.9)2=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：，QUOTExF=0.63塔底：,QUOTEyw=0.02QUOTEMVWM=0.02×78.11+1-0.02×112.56=111.871kg/kmol則精餾段平均分子量：QUOTEMVM=78.5923+81.89952=QUOTEMLM=80.866+90.85652=提餾段平均分子量：QUOTEM'VM=81.8995+111.8712=96.8853kg/kmolM（4）平均密度1.液相密度液相平均密度依下式計算，即QUOTE1ρm=ai塔頂：QUOTEtD=82.5℃查手冊得，，塔頂：QUOTEtw=130.6℃查手冊得，，加料板：由QUOTEtF=92℃查手冊得，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)方程計算可得（5）液體表面張力由QUOTEtD=82.5℃，查手冊得,σA頂由QUOTEtF=92℃，查手冊得，σA由QUOTEtw=130.6℃，查手冊得，σA底=14.75mN/m

精餾段平均表面張力：QUOTE提餾段平均表面張力：（6）液體粘度logμ由QUOTEtD=82.5℃，查手冊得，μA頂=0.3mpa.sQUOTEμB由QUOTEtF=92℃，查手冊得，QUOTEμA進(jìn)=0.275mpa.sQUOTEμB進(jìn)=由QUOTEtw=130.6℃，查手冊得,QUOTEμA底=0.19mpa.s，l精餾段平均液相粘度：QUOTEμLM(精)=0提餾段平均液相粘度：QUOTEμLM(提)=0六．塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算（一）塔徑1.初選塔板間距與板上液層高度，則：2.按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點氣速）查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得負(fù)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(jìn)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(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)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(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。（1）溢流堰長（出口堰長）取堰上溢流強(qiáng)度，滿足篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度要求。（2）出口堰高對平直堰由與，查化工原理課程設(shè)計圖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0.07~0.25m/s，取液體通過降液管底隙的流速，則有：（不宜小于0.02~0.025m，本結(jié)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50~75mm，D>2m時，可達(dá)100mm。安定區(qū)寬度：規(guī)定m時mm；m時mm；本設(shè)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(yīng)在5~15%，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(xué)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β=0.57.（3）液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)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：=2.5×0.06=0.15在本設(shè)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(chǎn)生過量液漏）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φ=0.5而板上不設(shè)進(jìn)口堰，則成立，故不會產(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)，任取幾個值，依式（7-2）算出對應(yīng)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(nèi)，任取幾個值，依式（7-4）算出對應(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）漏液點氣速整理得：（7-6）在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（7-6）算出對應(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)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 Vs,min=0.65m3故操作彈性為：=4.88八．設(shè)計計算結(jié)果總表浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果總表項目符號單位計算數(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m0.7920.65堰高m底隙高度m閥孔閥孔數(shù)目N個95105孔徑m閥孔氣速、m/s開孔率-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)備的的計算與選型(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’——開有人孔的塔板間距，m；HF——進(jìn)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(nèi)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(yīng)大于板間距，通常取HD為（1.5～2.0）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的清洗程度而定。對于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔8～10塊塔板設(shè)置一個人孔；對于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔4～6塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450mm（本設(shè)計取600mm）。圖8-1板式塔總體結(jié)構(gòu)簡圖（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分鐘緩沖時間的容量時，塔底產(chǎn)品的停留時間可取3～5分鐘，否則需有10～15分鐘的儲量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時，塔底容量可取小些，停留時間可取3～5分鐘；對易結(jié)焦的物料，停留時間應(yīng)短些，一般取1～1.5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、物料輸送管與泵等。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)點是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，不便維修，當(dāng)需用閥門、流量計來調(diào)節(jié)時，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)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(qiáng)制循環(huán)式如圖8-2（d）、（e）所示。當(dāng)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(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(shè)計與選型管殼式換熱器的設(shè)計與選型的核心是計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。5.流體流動阻力（壓強(qiáng)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ΣΔpi等于各程直管阻力、回彎阻力與進(jìn)、出口阻力之和。一般情況下進(jìn)、出口阻力可忽略不計，故管程總阻力的計算式為(8-2)式中：ΔP1、ΔP2——分別為直管與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Φ25mm×2.5mm的管子取1.4；對Φ19mm×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ΔP1可按第一章中介紹的公式計算；回彎管的壓強(qiáng)降ΔP2由下面的經(jīng)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(qiáng)降ΔP0的公式，即（8-4）式中ΔP1’——ΔP2’——FS——?dú)こ虊簭?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——管子排列方法對壓強(qiáng)降的校正因數(shù)，對正三角形排列F=0.5，對轉(zhuǎn)角三角形為0.4，正方形為0.3；f0——?dú)こ塘黧w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(shè)計計算步驟(1)計算并初選設(shè)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(wù)計算熱負(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(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)驗值范圍，或按生產(chǎn)實際情況，選擇總傳熱系數(shù)K值。f．由總傳熱速率方程Q=KSΔtm，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與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）計算管程、殼程壓強(qiáng)降根據(jù)初定的設(shè)備規(guī)格，計算管程、殼程流體的流速和壓強(qiáng)降。檢查計算結(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，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(qiáng)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(shè)值和計算值，若K’/K=1.15～1.25，則初選的換熱器合適。否則需另設(shè)K值，重復(fù)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、熱虹吸式再沸器與強(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，部分液體則通過再沸器內(nèi)的垂直擋板，作為塔底產(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8～10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，對于小設(shè)備，管束上方至少有300mm高的分離空間，對于大設(shè)備，取再沸器殼徑為管束直徑的1.3～1.6（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(qiáng)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(qiáng)制循環(huán)式再沸器，因流速大、停留時間短，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與其流量，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1400-6000Pa＞6000Pa蒸汽速度/m/s12～2030～5050～70（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0.2～0.5m/s，速度太大，則冷凝器的高度也相應(yīng)增加。用泵回流時，速度可取1.5～2.5m/s。（3）進(jìn)料管徑dF料液由高位槽進(jìn)塔時，料液流速取0.4～0.8m/s。由泵輸送時，流速取為1.5～2.5m/s。（4）釜液排除管徑dW釜液流出的速度一般取0.5～1.0m/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20～40m/s；表壓在785kPa以下時，流速取為40～60m/s；表壓在2950kPa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(jié)構(gòu)為一環(huán)式蒸氣管，管子上適當(dāng)?shù)拈_一些小孔。當(dāng)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5～10mm，孔距為孔徑的5～10倍。小孔總面積為鼓泡管橫截面積的1.2～1.5倍，管內(nèi)蒸氣速度為20～25m/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(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，選泵時應(yīng)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(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。顯然，選出的泵所提供的流量和壓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(yīng)泵的效率應(yīng)比較高，即點（Qe、He）坐標(biāo)位置應(yīng)靠在泵的高效率范圍所對應(yīng)的H-Q曲線下方。另外，泵的型號選出后，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，可按核算泵的軸功率。綜上，所設(shè)計篩板的主要結(jié)果匯總于下表：篩板塔設(shè)計計算結(jié)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φ，%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(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)計評述一．設(shè)計原則確定工程設(shè)計本身存在一個多目標(biāo)優(yōu)化問題，同時又是政策性很強(qiáng)的工作。設(shè)計者在進(jìn)行工程設(shè)計時應(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、低能耗的原則，具體考慮以下幾點。滿足工藝和操作的要求所設(shè)計出來的流程和設(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，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產(chǎn)過程。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。回流比對操作費(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)備費(fèi)用增加。因此，設(shè)計時應(yīng)全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。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)計的需要，對某些問題作具體闡述。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，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揮發(fā)度較大組分與熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時還需要