丙烯—丙烷板式精餾塔設計1

1、過程工藝與設備課程設計丙烯一一丙烷精餾塔設計課程名稱：化工原理課程設計班級：姓名：學號：指導老師： 完成時間:、八前言本設計說明書包括概述、 流程簡介、 精餾塔、再沸器、輔助設備、 管路設計和控制方案共 7 章。說明中對精餾塔的設計計算做了詳細的闡述， 對于再沸器、 輔助 設備和管路的設計也做了正確的說明。鑒于設計者經(jīng)驗有限， 本設計中還存在許多錯誤， 希望各位老師 給予指正感謝老師的指導和參閱！目錄第一節(jié)：標題丙烯一丙烷板式精餾塔設計 第二節(jié)：丙烯一丙烷板式精餾塔設計任務書 第三節(jié)：精餾方案簡介第四節(jié)：精餾工藝流程草圖及說明第五節(jié)：精餾工藝計算及主體設備設計第六節(jié)：輔助設備的計算及選型第七節(jié)

2、：設計結果一覽表第八節(jié)：對本設計的評述第九節(jié)：工藝流程簡圖第十節(jié)：參考文獻第一章任務書設計條件1、工藝條件：飽和液體進料進料丙烯含量Xf =65% （摩爾百分數(shù)）。塔頂丙烯含量xD _98%釜液丙烯含量Xw _2%總板效率為0.62、操作條件：塔頂操作壓力1.62MPa（表壓）加熱劑及加熱方法：加熱劑熱水 加熱方法間壁換熱冷卻劑：循環(huán)冷卻水回流比系數(shù)：R/Rmi n=1.23、塔板形式：浮閥4、處理量：F=50kml/h5、安裝地點：煙臺&塔板設計位臵：塔頂安裝地點：煙臺。處理量：64kmol/h產(chǎn)品質量：進料65%塔頂產(chǎn)品98%塔底產(chǎn)品<2%1、工藝條件：丙烯一丙烷65% （摩

3、爾百分數(shù)）98%<2%飽和液體進料進料丙烯含量塔頂丙烯含量釜液丙烯含量總板效率為0.62、操作條件:塔頂操作壓力1.62MPa（表壓）加熱劑及加熱方法:加熱劑熱水加熱方法間壁換熱冷卻劑：循環(huán)冷卻水回流比系數(shù)：1.2 1.4 1.63、塔板形式：浮閥4、處理量：F=64kml/h5、安裝地點：煙臺&塔板設計位臵：塔頂?shù)诙戮s過程工藝及設備概述精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作， 在化工，煉油，石油化工等工業(yè) 中得到廣泛應用，精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量劑），使氣液兩相多次 直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度不同， 使易揮發(fā)組分由液相向 氣相轉移，難揮發(fā)組分由

4、氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離， 該 過程是同時傳熱，傳質的過程。為實現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存， 輸送，傳熱，分離，控制等的設備，儀表。1、精餾裝置流程原料（丙烯和丙烷的混合液體）經(jīng)進料管由精餾塔中的某一位置（進料板處）流 入塔內(nèi)，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使 之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部 分冷凝。將塔頂蒸汽凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出， 稱為餾出物。另一部分凝液作 為回流返回塔頂。回流液從塔頂沿塔流下，在下降過程中與來自塔底的上升蒸汽 多次逆向接觸和分離。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其

5、氣相返回塔內(nèi) 作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。2, 、工藝流程（1）物料的儲存和運輸精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐，泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的 運行。（2）必要的檢測手段為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當位置設置必要的儀表，以及 時獲取壓力，溫度等各項參數(shù)。另外，常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。（3）調節(jié)裝置由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進 行調節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，可設雙調節(jié)，即自動和手動兩種調節(jié)方式并存， 且隨時進行切換。3、設備簡介及選

6、用精餾塔選用浮筏塔，配以立式熱虹吸式再沸器。（1）精餾塔精餾塔是一種圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置沒有進料板。 本設計為浮筏塔，它已廣泛的應用于精餾，吸收，解吸等過程。其主要特點是在 塔板的開孔上裝有可浮動的浮筏，可以根據(jù)氣體或液體的大小上下浮動，自動調 節(jié)。（2）再沸器再沸器的作用是將塔底液體部分汽化后送回精餾塔， 使塔內(nèi)汽液兩相間接觸傳質 得以進行。本設計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。第三章精餾塔工藝設計第一節(jié)設計條件1、工藝條件：飽和液體進料，進料丙烯含量xF =65% （摩爾百分數(shù)

7、）。塔頂丙烯含量Xd 98%，釜液丙烯含量Xw乞2%，總板效率為0.62、操作條件：（1）塔頂操作壓力1.62MPa（表壓）加熱劑及加熱方法：加熱劑熱水加熱方法間壁換熱冷卻劑：循環(huán)冷卻水回流比系數(shù)：R/Rmi n=1.23、塔板形式：浮閥4、處理量：F=50kml/h5、安裝地點：煙臺6塔板設計位臵：塔頂精餾過程工藝計算第二節(jié)1、全塔物料衡算qnDh+qnW=qnFhnDhXd+qnWlXw=qnFhXf解得：qnDh =32.81kmol/h ;qnWh=17.19kmol/h2、塔頂、塔底溫度確定、塔頂壓力 Pt=1620+101.325=1721.325KPa假設塔頂溫度Tto=316K

8、經(jīng)泡點迭代計算得塔頂溫度 Tt=316.145K查 P-T-K 圖 得 Ka、Kb 因為 Ya=0.98nz = H Xi 1 = Ya/Ka 況一(1Ya)/Kb1 =0.0006i結果小于10-3。所以假設正確，得出塔頂溫度為 316.145。用同樣的計算，可以求出其他塔 板溫度。a 1=KA/KB=1.15、塔底溫度設 NT=120 (含塔釜)則 NP=(NT-1)/0.6 =198按每塊阻力降100液柱計算pL=470kg/m3貝U P 底=P 頂+120X 100X 9.8- 1000 =1838.925KPa假設塔頂溫度Tto=324K經(jīng)泡點迭代計算得塔頂溫度T=324.37K查

9、P-T-K 圖 得 Ka、Kb 因為 Xa=0.02n= L yi 1 =|Xa 匯 Ka (1 Xa )/Kb 1| =0.0004i結果小于10-3。所以假設正確，得出塔頂溫度為324.37。用同樣的計算，可以求出其他塔板 溫度。a 2=KA/KB=1.116所以相對揮發(fā)度a = (a 1+a 2) /2=1.1333、回流比計算泡點進料：q=1q 線：x=xf = 65%ax1.131X八1 （： 1）x 一10.131xRminXD - yeYe _Xe0.98 - 0.6770.677-0.65= 11.22代入數(shù)據(jù)，解得 xe=0.65;ye=0.677; R=1.2Rmi n=1

10、3.47Nm-J"Xd=62.33(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件數(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(chǎn)工藝流程圖；(10) 繪制精餾塔設計條件圖；(11) 對設計過程的評述和有關問題的討論。設計方案的確定及工藝流程的說明原料液由泵從原料儲罐中引岀，在預熱器中預熱至84 'C后送入連續(xù)板式精餾塔(篩板塔)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(chǎn)品經(jīng)冷卻至,塔頂上升蒸汽25

11、C后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐2、2、第四節(jié)：精餾工藝流程草圖及說明、流程方案的選擇1.生產(chǎn)流程方案的確定:原料主要有三個組分：C2°、C3二、C3°，生產(chǎn)方案有兩種：（見下圖A , B） 如任務書規(guī)定：C2°C3=C3°iC4 °iC4 = 刀W% 5.0073.2020.800.520.48100(A)C3圖（A） 為按揮發(fā)度遞減順序采出，圖（B）為按揮發(fā)度遞增順序采出。在基本有機化工 生產(chǎn)過程中，按揮發(fā)度遞減的順序依次采出餾分的流程較常見。 因各組分采出之 前只需一次汽化和冷凝，即可得到產(chǎn)品。而圖

12、（B）所示方法中，除最難揮發(fā)組 分外。其它組分在采出前需經(jīng)過多次汽化和冷凝才能得到產(chǎn)品，能量（熱量和冷量）消耗大。并且，由于物料的內(nèi)循環(huán)增多，使物料處理量加大，塔徑也相應加 大，再沸器、冷凝器的傳熱面積相應加大，設備投資費用大，公用工程消耗增多， 故應選用圖（A）所示的是生產(chǎn)方案。2.工藝流程分離法的選擇：在工藝流程方面，主要有深冷分離和常溫加壓分離法。 脫乙烷塔，丙烯精制 塔采用常溫加壓分離法。因為C2, C3在常壓下沸點較低呈氣態(tài)采用加壓精餾沸 點可提高，這樣就無須冷凍設備，可使用一般水為冷卻介質，操作比較方便工藝 簡單，而且就精餾過程而言，獲得高壓比獲得低溫在設備和能量消耗方面更為經(jīng) 濟

13、一些，但高壓會使釜溫增加，引起重組分的聚合，使烴的相對揮發(fā)度降低，分 離難度加大?？墒巧罾浞蛛x法需采用制冷劑來得到低溫， 采用閉式熱泵流程，將 精餾塔和制冷循環(huán)結合起來，工藝流程復雜。綜合考濾故選用常溫加壓分離法流 程。二、 工藝特點：1、脫乙烷塔：根據(jù)原料組成及計算：精餾段只設四塊浮伐塔板, 塔頂采用分凝器、全回流操作 丙烯精制塔：混合物借精餾法進行分離時它的難易程度取決 于混合物的沸點差即取決于他們的相對揮發(fā)度丙烷丙烯的 沸點僅相差56C所以他們的分離很困難，在實際分離中為 了能夠用冷卻水來冷凝丙烯的蒸氣經(jīng)常把 C3餾分加壓到20 大氣壓下操作，丙烷丙烯相對揮發(fā)度幾乎接近于 1 在這種 情

14、況下，至少需要 120塊塔板才能達到分離目的。建造這樣 多板數(shù)的塔， 高度在 45米以上是很不容易的，因而通常多 以兩塔串連應用，以降低塔的高度。三、操作特點：1、 壓力：采用不凝氣外排來調節(jié)塔內(nèi)壓力，在其他條件 不變的情況下，不凝氣排放量越大、塔壓越低：不凝 氣排放量越小、塔壓越高。正常情況下壓力調節(jié)主要 靠調節(jié)伐自動調節(jié)。2 、塔低溫度：恒壓下，塔低溫度是調節(jié)產(chǎn)品質量的主要 手段，釜溫是釜壓和物料組成決定的，塔低溫度主要 靠重沸器加熱汽來控制。當塔低溫度低于規(guī)定值時， 應加大蒸汽用量以提高釜液的汽化率塔低溫度高于 規(guī)定值時，操作亦反。四、改革措施：2、丙烯精制塔頂冷卻器由四臺串聯(lián)改為兩臺并

15、聯(lián)，且 每臺冷卻器設計時采用的材質較好，管束較多，傳 熱效果好。五、設想 ：若本裝臵采用DCS控制操作系統(tǒng)，這樣可以使操作 者一目了然，可以達到集中管理， 分散控制的目的 能夠使信息反饋及時，使裝臵平穩(wěn)操作，提高工作 效率。為了降低能耗丙烯塔可以采用空冷 。第五節(jié)：精餾工藝計算及主體設備設計精餾塔的工藝設計計算，包括塔高、塔徑、塔板各部分尺寸的設計計算，塔 板的布臵，塔板流體力學性能的校核及繪出塔板的性能負荷圖。1 物料衡算與操作線方程通過全塔物料衡算，可以求出精餾產(chǎn)品的流量、組成和進料流量、組成之間的關系。物料衡算主要解決以下問題：（1）根據(jù)設計任務所給定的處理原料量、原料濃度及分離要求（塔

16、頂、塔底 產(chǎn)品的濃度）計算出每小時塔頂、塔底的產(chǎn)量；（ 2）在加料熱狀態(tài) q 和回流比 R 選定后，分別算出精餾段和提餾段的上升 蒸汽量和下降液體量；（ 3）寫出精餾段和提餾段的操作線方程， 通過物料衡算可以確定精餾塔中各 股物料的流量和組成情況， 塔內(nèi)各段的上升蒸汽量和下降液體量， 為計算理論板 數(shù)以及塔徑和塔板結構參數(shù)提供依據(jù)。通常，原料量和產(chǎn)量都以 kg/h 或噸/年來表示，但在理想板計算時均須轉換為 kmol/h 。在設計時，汽液流量又須用 m3/s 來表示。因此要注意不同的場合應使 用不同的流量單位。2、塔物料衡算F=D+WFXf=DX D+WXw則代入數(shù)據(jù)為 64=D+W64*65

17、%=D*98%+W*2%解得 D=42.09375kmol/h， W=21.90625kmol/h塔內(nèi)氣、液相流量精餾段： L=RD,V=L+D提留段： L'=L+F, V'=V3. 熱量衡算再沸器熱流量： qr=V 'rvGr=Qr/rR再沸器加熱蒸汽質量流量：冷凝器熱流量： Qc=Vrv冷凝器冷卻劑的質量流量： Gc=Qc/Cv（t1-t2）塔板數(shù)的計算相對揮發(fā)度 利用試差法求相對揮發(fā)度i. 塔頂揮發(fā)度利用Antoinepj =A計算內(nèi)烯和丙烷的飽和蒸汽用r+c表 3T Antoine 數(shù)物質ABC丙烯15, 7027180L 53-26, 15內(nèi)烷15. 72BO

18、1872.46-25.16表壓 P=1620kpa則塔頂絕壓 Ptop=1.62+0.101325=1.721325kpaLn PA'15.7027-1807.53/316.1-26.15PA'12948.48mmHg=1726.373kpa同理得 PB'10830.29mmHg=1443.921kpaY A=P-PB 7(PA'-PB')=0.982KA=PA 7P=1.002933XA=y A/KA=0.982/1.002933=0.977同理得 y B=0.02,KB=0.838842,XB=y B/KB=0.024刀 X=y A/KA+y B/K

19、B=1.000977刀 y-仁 1.000977-仁0.000977<0.001 符合要求故塔頂溫度Ttop=316.1K塔頂揮發(fā)度阿 a AB=KA/KB=1.002933/0.838842=1.19561. 塔底揮發(fā)度a'AB由 xn二yn/a-(a-1)yn得，xn=0.97618查資料得表如下：表31丙烯丙烷氣液相密度表(172L 325KPa)401C()60X? (fe/m3)431C丙烯(L)478435471,55丙烷(L)466. 8427.6460.92丙烯(V)出0內(nèi)烷(V)29*5出下式對液體混合物的密度進行們I叫=4- iPl Pa Pfi液相組分質量分

20、數(shù)為WA=0.97507, WB=0.02493塔頂液相密度為471.2535kg/m3氣相密度為28.03kg/m3設理論塔板數(shù)位NT=150，設每塊塔板上的壓降為100mm液柱。經(jīng)計算得latm=21.94mm液柱塔底壓力 P=Ptop+NT*100mm=1790.599kpa設塔底溫度為326.0K由 InPA'A-B/(T+C)得,InPA'15.7027-1807.53/(326.0-26.15)PA'15908,14mmHg=2120.91kpa同理得 PB'13385.06mmHg=1784.527kpa所以 XA=P-PB 7PA'-PB

21、'0.996609, y B=0.976677所以，塔底溫度為326.0Ka AB=KA/KB=1.18447/0.996609=1.1885a = atop a / 2 = 1.1920572. 計算回流比R由相平衡方程ye=a xe/1+(a-1)xe和q線方程q=1,計算得 xe=0.65 時，ye=0.6888Rmi n=XD-ye/ye-xe=7.496貝S R=1.2, Rmin=8.993. 計算精餾段操作方程精餾段操作線方程 yn+仁R/R+1*xn+XD/R+1代入數(shù)據(jù)得該精餾操作方程為 yn+1=0.9000x n+0.09814. 計算塔板數(shù)經(jīng)過模擬計算得所需理論

22、板數(shù)為NT=95理論進料板位臵Nf=44已知總辦效率為ET=0.6進料板位臵Nf/0.6=73所以實際塔板數(shù)為 Np=(NT-1)/ET=(95-1)/0.6=155實際塔板數(shù)和初設塔板數(shù)150比較接近，故所設值比較合理5. 塔徑計算兩相流動參數(shù)二Ls/Vs* V(p1/pv)=0.2195設間距Ht=0.45m,查圖知C20=0.062氣體負荷因子 C=C20(o /20 ) 0.2 方=0.0465液泛氣速 Uf=CV(p L-pv/pv)=0.1850/s u/Uf=0.64,則 u=0.1184m/s則流道截面積A=Vs/u=1.3849 m2孔隙率 Ad/At=0.10,A/At=1

23、-Ad/At=0.90則 At=1.4096/0.90=1.5632jr塔徑 D=V( 4At/) =1.4m查表知D=1.4, Ht=0.45,與設的吻合，則合理6. 塔咼計算實際板數(shù)為155,塔有效高度Z=0.45*155=69.75m釜液流出量 W=21.90625kom/h=1072.08kg/h=0.2978kg/s則釜液高度7T Z=4W/(*D*D) =0.28m143塊塔板，共設8個人孔，每個人孔處板間距增大 200mm進料板板間距增大100mm裙坐取3m塔頂與釜液上方氣液分離高度取1.5m塔頂與釜液上方氣液分離空間高度均取1.5m總塔高 Z=69.75+0.28+0.1+8*

24、0.2+1.5*2=74.73m7. 溢流裝臵設計計算弓形降液管所占面積 Ad=At-A=0.15386Lw/D=0.73,降液管寬度 Bd=D(1-V1- (Lw/d)* (Lw/d) )/2=0.2216m取底隙h=0.45m確定堰長 Lw=D*0.73=1.4*0.73=1.022m堰上液頭高 How=2.84*0.001E(Lh/Lw )2/3=0.028m>6mm滿足E取1的條件取Hw=0.05m,清夜層高度HI由選取的堰高Hw確定HI二Hw+How=0.05+0.028=0.078m液流強度 Lh/lw=31.5946/1.022=30.91<100降液管底隙液體流速u

25、=Ls/Iwhb=0.191m/s<0.5m/s符合要求8. 塔板流動性能的校核為控制液沫夾帶hi©過大.應便泛點片莊0.80雖2。浮閥塔板泛恵率宙以卜兩 式計算.V I Pv +1.36A ZrV 一門片二或耳=7廿內(nèi)O.lKCAj.由塔板上氣相密度久二出加及塔板間距45m,責圖5-191'泛點負荷因數(shù)圖W 119,報據(jù)表571陽所提供數(shù)據(jù)”本物系的KffinJ選取塔板上流道長乙Z£=D-2=L 4-2X0. 222=0. 957m4S4-24f=l. 539-2X0. 1539=L 231m-2K.O31*0.119*1.231二0. 356所得泛點率低于

26、0.8,故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶計算干板阻力飩=534韋業(yè)Pl2S5孫出0艸血471,2535*2*9,8!=0. 0699mZ塔板潔液忘隔力九取巧=0. 50, ht = 0.5ft, =0. 5* 0. 0780=0. 0390m3.克服液體表面張力阻力4*|O Jrr 4*10 3 *4 7055"亦二470.2535叭"039 =°-晌屈，-般可忽略由以上3個阻力之和求塔板阻力=0.109m12塔板負荷性能圖1過量液沫夾帶線帯入物系參數(shù)幼=2&pL =471, 2535及已計算出的數(shù)據(jù)ZL 0. 9568ta, AT=h CF=0.119t =L3

27、847m得f；=-4. 03£,+1146,此式為一直fit由兩點即可確定。當£t=0m3/A時p f；=1676, 52fflVA f當£點=50擠'厲時，F(xiàn)；=1409. 91 mlh a由此兩點作過量 液沬夾帶線。2液相下限線H ow=2.84*0.001E(Lh/lw)2/3=0.006取 E=1,lw=1.022,Lh=3.07lw=3.14/h此為液相下限線3嚴重漏液線因動能園子略K5時,會發(fā)生嚴重漏液,故取&巧,計算相應氣和流雖匕V=3600 叫荘屮吠吒/歷二刃厲=18000/=284.1盼",此式為r平行厶的直線'

28、即嚴重漏液線, 也稱為氣相下限線待3液相上限線保證液體在降液管中有一定的悴留時間。令"舛亠曲則降液管疑大流屋一J為Lh =720 Hr Ad =49. 85小h ,該線為一平行匕軸的線。3.7. 5降液管液泛線幷塔降液管內(nèi)泡沫上升至上一層塔板時，即發(fā)生了降液管液泛口根據(jù)降液管液泛 的條件，得一下降液管液泛工況下的關系。0(礙 + hijW) = hn + how + A + Ar為避免降液管液泛應使0(心+如J A爲+ how + A + Ay + hti將上式中札"均表示為匕的函數(shù)關系，整理即獲得降液管液泛線 的關系式。打=九+號+兀(I h. =1.18x10 ” 1仏

29、丿= 2.S4xlO_:1£2-3E=1由前而的校核可知，由農(nóng)面張丿J影響所致的阻力此在佻中所人比例彳艮小.在整 理中可忽略不計。將H打代入整理得3 4* 10 ?型(-)2 + 4.26*10珥勾 + L1S*1O(厶)'=0廳丁 + (0-1 .啊 “認-也代入數(shù)據(jù)整理得L 784X 1O-7 L7K4 * 10'X2 + 4J 99* A.2/3 + 5.579 * IO-6 Q =0.225計算出降液管液泛線上6點得表3-3表3-3降液管液泛線數(shù)據(jù)010203040501123,04107L R4103& 971002. 97967,43929. 31

30、山表3-3中數(shù)據(jù)作出降液管的液泛線。3. 7.昌塔板負荷性能圖將以上5條線標繪在同一心-叫直和塑標系中，塔板的負荷性能圖如圏41所示口4、精餾塔主體設備設計計算4.1、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6-2(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(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

31、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6-2 (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) 強制循環(huán)再沸器如圖6-2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

32、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(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6-2 再沸器的型式4.2、管路尺寸的確定、管路阻力計算及泵的選擇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:(6-7)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(chǎn)生過大的壓降，其值可參照表 6-1。表6-1蒸氣岀口管中允許氣速參照表操作壓力(絕壓)常壓14006000Pa> 6000 Pa蒸汽速度/m/s12 2030 5050 70(2

33、)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/so(3) 進料管徑dF料液由高位槽進塔時，料液流速取0.40.8m/s。由泵輸送時，流速取為1.52.5 m/so(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。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

34、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，孔距為孔徑的5 10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 觸時間。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(chǎn)任務所規(guī)定，如 果流量在一定范圍內(nèi)波動，選泵時應按最大流量考慮。根據(jù)輸送系統(tǒng)管

35、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(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，但在該條件下對應泵的效率應比較高，即點(Qe、He)坐標位臵應靠在泵 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N =業(yè) kW核102口，算泵的軸

36、功率。第六節(jié)：輔助設備的計算及選型精餾裝臵的主要附屬設備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、塔底再沸器、原 料預熱器、直接蒸汽鼓管、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，管線和泵屬輸送裝臵。下面簡要介紹?；亓骼淠靼蠢淠髋c塔的位臵，可分為：整體式、自流式和強制循環(huán)式(1)整體式這種布局的優(yōu)點是上升，當需用閥門、導致塔體過高。該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場合如圖6-1（a）和（b）所示。將冷凝器與精餾塔作成一體 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 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，圖6-1 冷凝器的型式（2）自流式如圖6-1

37、（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6-1（D）、（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。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。.1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2A pi等于各

38、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工切=3P1“P2)FtNsNp(6-1)式中 Pi>A 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25mmX2.5 mm的管子取1.4 ;對19mmX2mm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a Pl可按第一章中介紹的公式計算；回彎管的壓強降aP2由下面的經(jīng)驗公式估算，即(6-2)(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A Po的公式，即SAp0 =( pl + 邙2' FsNs(6-3

39、),式中 A P1流體橫過管束的壓強降，Pa；A 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1.022卩2二Nb(3.5 一爭號D 2(6-4)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，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：nc = 1.1齊(6-5)管子按正方形排列：nc=1.19、n(6-6)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A°=h(D-ncd

40、。)。2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 = KSAtm,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。

41、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Rs。，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 另設K值，重復以上計算步驟。第七節(jié)：設計結果一覽表1、操作條件及物性系數(shù)操作壓力：塔頂1.62MPa 塔底1.69 MPa操作溫度：塔頂塔底名稱數(shù)值塔頂氣相密度28.03kg/m3塔頂液相密度471.2535kg/m3氣相體積流里590.379液相體積流量31.595塔頂液相表面張力4.7612、塔板主要工藝尺寸水力學核算名將數(shù)竝名稱數(shù)值塔內(nèi)徑D,mL40空垮速率u, m/s心11S版間距Hj ” m0.45逵點率uAu0.640液漁歴式單鷹型閥孔動龍閃于斤10J障液骨則與彌曬積之itStOJ購罷氣速山+tn示1.959岀口堰堰檢打1.022塔板上液謊聞積Abpm21.230弓形降液骨戀砸血.巾0.222穩(wěn)走條數(shù)k2.07岀LB&U朋咼h.0.0-U)塔板上擾休流道土乙，m0.957降池秤底歐血* m0.0+5堰上方液頭高度0.028安定區(qū)寬廈bs.ni0.075塔板£1力hr,m0.109邊緣寬度bv .m