化工原理課程設計—甲苯與乙苯（精編版）

1、華北電力大學化工原理課程設計報告題目： 2.8萬噸/ 年甲苯 - 乙苯分離過程篩板精餾裝置設計年級： 09 級專業(yè)：應用化學設計者姓名：設計單位：可再生能源學院指導老師：覃吳設計時間： 2012 年 7 月 6 日目錄第一章 概述 .1第二章 設計方案的確定及流程說明.12.1 操作條件的確定 .12.2 確定設計方案的原則.22.3 精餾過程工藝流程圖.3第三章 精餾塔的工藝計算 .33.1 物料衡算 .33.2 塔板數(shù)的確定 .5.錯誤！未定義書簽。第四章塔體主要工藝尺寸的確定.64.1塔的結構設計 .64.2塔板主要工藝尺寸的計算.13第五章精餾設備的附屬設備.175.1回流冷凝器 .1

2、75.2管殼式換熱器的設計與選型.175.4接管直徑 .205.4加熱蒸氣鼓泡管 .205.5離心泵的選擇 .20第六章心得總結 .21第七章附錄 .21第一章概述在化工、煉油、醫(yī)藥、食品及環(huán)境保護等工業(yè)部門，塔設備是一種重要的單 元操作設備。 其作用實現(xiàn)氣液相或液液相之間的充分接觸，從而達到相際間進行傳質及傳熱的過程。 它廣泛用于蒸餾、 吸收、萃取、等單元操作， 隨著石油、化工的迅速發(fā)展， 塔設備的合理造型設計將越來越受到關注和重視。塔設備有板式塔和填料塔兩種形式，下面我們就板式塔中的篩板塔展開敘述。篩板塔是傳質過程常用的塔設備，是1932 年提出的，當時主要用于釀造。它的主要優(yōu)點有：()結

3、構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的 80左右。()處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10 15。()塔板效率高，比泡罩塔高15左右。()壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點是：()塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。()操作彈性較小 (約 23)。()小孔篩板容易堵塞。但設計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應用日益增多，所以在本設計中設計該種塔型。精餾是化工分離中經常遇到的環(huán)節(jié)。 本設計是采用篩板塔對組成結構和性質相似的甲苯和乙苯進行精餾分離。 本文詳細的介紹了甲苯和乙苯篩板精餾分離的設計

4、過程，畫出了工藝流程圖和精餾塔主要設備圖形象直觀的展現(xiàn)了設計的結 果。第二章設計方案的確定及流程說明2.1 操作條件的確定精餾操作可在常壓、 減壓和加壓下進行。 塔內操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題， 而且與塔頂和塔底溫度的選取有關。根據(jù)所處理的物料性質， 兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性來綜合考慮。壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導致設備費用增加；壓力增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加， 導致操作費用或設備費用增加。 因此如果在常壓下操作時， 塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進行冷卻， 一般不采用加壓操作。 本設計采用常壓蒸餾， 塔頂壓力為 101.3kPa。進料熱狀態(tài)

5、以進料熱狀況參數(shù)q 表達。進料狀態(tài)有 5 種，可用進料狀態(tài)參數(shù)q 值來表示。進料為過冷液體：q1；飽和液體（泡點）：q1；氣、液混合物： 0q1；飽和蒸氣（露點）：q0；過熱蒸氣： q 0。q 值增加，冷凝器負荷降低而再沸器負荷增加， 由此而導致的操作費用的變化與塔頂出料量D 和進料量 F 的比值 D/F 有關；對于低溫精餾，不論D/F 值如何，采用較高的q 值為經濟； 對于高溫精餾，當D/F 值大時宜采用較小的q 值，當 D/F 值小時宜采用q 值較大的氣液混合物。本設計中已制定為冷進料。蒸餾一般采用間接蒸汽加熱，設置再沸器， 但對塔底產物基本是水， 且在低濃度時的相對揮發(fā)度較大的體系，也可

6、采用直接蒸汽加熱。 直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可利用壓力較低的蒸汽加熱以節(jié)省操作費用，并省掉間接加熱設備。 但由于直接蒸汽的加入， 對釜內溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產品純度、 輕組分收率一定的前提下， 釜液濃度相應降低， 故需在提留段增加塔板以達到生產要求。對于本設計采用間接加熱方式。影響精餾操作費用的主要因素是塔內蒸氣量V 。對于一定的生產能力， 即餾出量 D 一定時， V 的大小取決于回流比。實際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。 由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數(shù)，還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結構尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是

7、一個很重要的問題。適宜回流比應通過經濟核算決定， 即操作費用和設備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回流比。（1） 先求出最小回流比Rmin ，取操作回流比為最小回流比的1.12 倍，即 R（ 1.12）Rmin；（2） 在一定的范圍內，選5 種以上不同的回流比，計算出對應的理論塔板數(shù)，作出回流比與理論塔板數(shù)的曲線。當R=Rmin時，塔板數(shù)為； R Rmin 后，塔板數(shù)從無限多減至有限數(shù)；R 繼續(xù)增大，塔板數(shù)雖然可以減少，但減少速 率變得緩慢。因此可在斜線部分區(qū)域選擇一適宜回流比。2.2 確定設計方案的原則確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產達到技術上最先進

8、、經濟上最合理的要求，符合優(yōu)質、高產、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：(1) 滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備， 首先必須保證產品達到任務規(guī)定的要求，而且質量要穩(wěn)定， 這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應的措施。 其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內進行調節(jié)， 必要時傳熱量也可進行調整。因此， 在必要的位置上要裝置調節(jié)閥門， 在管路中安裝備用支線。 計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等 )及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測

9、生產過程是否正常， 從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。(2) 滿足經濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗， 減少設備及基建費用。 如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟敗?塔底的廢熱， 就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小， 即對操作費和設備費都有影響。同樣， 回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。降低生產成本是各部門的經常性任務，因此在設計時，是否合理利用熱能， 采用哪種加熱方式， 以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費用盡可能低一些。而且，應結合具體條件，選擇最佳

10、方案。例如， 在缺水地區(qū)，冷卻水的節(jié)省就很重要；在水源充足及電力充沛、價廉地區(qū)，冷卻 水出口溫度就可選低一些，以節(jié)省傳熱面積。(3) 保證安全生產例如酒精屬易燃物料， 不能讓其蒸汽彌漫車間， 也不能使用容易發(fā)生火花的設備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內壓力過大或塔驟冷而產生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中， 對第一個原則應作較多的考慮， 對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。2.3 精餾過程工藝流程圖精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻 器等設備。熱量自塔釜輸入， 物料

11、在塔內經多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。在此過程中， 熱能利用率很低， 為此，在確定流程時應考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產情況決定采用分凝器或全凝器。一般塔頂分凝器對上升蒸汽雖有一定增濃作用，但在石油等工業(yè)中獲取液相產品時往往采用全凝器， 以便于準確地確定回流比。 若后繼裝置使用氣態(tài)物料， 則宜用分凝器。 本設計采用全凝氣。甲苯乙苯混合液原料到指定溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底

12、。在每層板上，回流液 體與上升蒸汽互相接觸， 進行熱和質的傳遞過程。 操作時， 連續(xù)的從再沸器取出部分液體作為塔底產品，部分液體氣化，產生上升蒸汽，一次通過各層塔板。塔 頂蒸汽進入冷凝器中被冷凝， 并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液，其余部分經冷凝器冷凝后送出作為塔頂產品，經冷凝器冷卻后送入貯槽。 塔釜采用間接蒸汽和再沸器共熱。塔底產品經冷卻后送入貯槽。（流程圖見附錄）第三章精餾塔的工藝計算3.1 物料衡算原料液處理量28000t/y（ 1y=300d * 24 h/d）原料液（含甲苯）50%（質量分數(shù)）原料液溫度40塔頂產品（含甲醇）98%（摩爾分數(shù)）塔底殘液（含甲醇）5%（摩爾分數(shù)）回流

13、比R=1.8Rmin表 3 2 甲苯的物理性質分子質量： 92.14沸點： 110.625 汽化熱溫度( )密度（kg/m ）3（ KJ）比熱容（Kg/(mol.)黏度mPa.s表面張力表 3 1 原始液：甲苯和乙苯的混合物110780.335.2390.1860.24518.41120770.032.6310.1910.22817.34130759.532.0040.1940.21316.27140748.831.3590.1980.20015.23表 3 2 乙苯的物理性質分子質量： 106.17沸點： 136.186 溫度( )密度3（kg/m ）汽化熱（KJ）比熱容（Kg/(mol.

14、)黏度mPa.s表面張力110785.837.5470.2170.27819.86120776.236.9360.2210.25918.81130766.636.3120.2250.24217.81140756.735.6420.2290.22616.82（1） ）料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數(shù)原料組成： xF=0.5354餾出液組成： xD=0.98釜出液組成： xW=0.05（2） ）進料量 F=39.4791kmol/h總物料衡算DWF(3-1)易揮發(fā)組分物料衡算Fx FDxDWxW(3-2)以塔頂易揮發(fā)組分為主要產品，則回收率為DxDWxW1 00（3-3）式中F、D、W 分別為原料液

15、、餾出液和釜殘液流量，kmol/h； xF、xD、xW 分別為原料液、餾出液和釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分率。由（ 3-1）和（ 3-2）式得：DF xFxWxDxWWF xDxFxDxW(3-4)(3-5)（1） 餾出液流量D=20.6036kmol/h（2） 釜殘液流量W=18.8755kmol/h（在本設計中給定為q=1.3237 ）精餾段操作線和提餾段操作線的交點的軌跡是一條直線，描述該直線的方程稱為 q 線方程或進料方程。式中： q進料熱狀態(tài)參數(shù)；由于各操作階段的甲醇和乙醇的質量百分含量已確定，所以根據(jù)甲醇和乙醇的質量百分含量，利用表中數(shù)據(jù)用內插值法求得各組分的溫度。溫度相對揮發(fā)度塔頂

16、甲苯的摩爾分數(shù)：= 0.9611111.0094 1.9771進料甲苯的摩爾分數(shù)：= 0.5321121.5330 2.0286塔底甲苯的摩爾分數(shù)：=0.0493138.5989 1.94963.2 塔板數(shù)的確定圖 3-1如圖 3-1 所示 xq=0.59 ;yq=0.75由此可以求出最小回流比Rmin ：平衡線方程：yx1(1) xRmin最小回流比可按 ae 線的斜率：Rmin 1xD ( A)x D( A)yqxq（ 3-6）故 Rmin=1.4375R=1.8Rmin=2.5875精餾段操作線方程：yn 1RR1xnx DR1yn 10.7213xn0.2732（3-7）提餾段操作線方

17、程：yn 1( RRDFx1) DnF( RD1) DxW1.2177 xn0.0109(3-8)平衡線方程可寫為：yn11.9841xn10.9841xn表 3-3塔溫x(1)=0.9611,y(1)=0.9800x(2)=0.9354,y(2)=0.9664x(3)=0.9015,y(3)=0.9478x(4)=0.8587,y(4)=0.9234x(5)=0.8071,y(5)=0.8925x(6)=0.7487,y(6)=0.8553x(7)=0.6869,y(7)=0.8132x(8)=0.6260,y(8)=0.7686x(9)=0.5702x(q)=0.5900,y(9)=0.7

18、247故第 9 塊板進料，下面改用提餾段方程：x(10)=0.5211,y(10)=0.6835x(11)=0.4551,y(11)=0.6237x(12)=0.3749,y(12)=0.5434x(13)=0.2883,y(13)=0.4456x(14)=0.2063,y(14)=0.3402x(15)=0.1375,y(15)=0.2403x(16)=0.0855,y(16)=0.1566x(17)=0.0493,y(17)=0.0933所以，理論塔板數(shù)為NT= 17 塊（含再沸器）。其中 9 塊精餾段理論板， 8 塊提餾段理論板，第9 塊板為進料板。用奧康奈爾法對全塔效率進行估算：因為

19、y1=xD=0.98,x1=0.9611 （塔頂?shù)谝粔K板） y=0.7247,x=0.5702 （ 加 料 板 ） yw=0.0933 ,xw=0.0493 （塔釜）根據(jù)公式： lgLmxi lgi 得：D0.2 3 9 m5P a s ,F0.2328mPas,w0.2224mPas塔頂和塔釜的算術平均值： 由奧康奈爾關聯(lián)式：0.2395L0.232830.22240.2316Pas求解實際塔板數(shù)N= NT117127ET0.5928第四章塔體主要工藝尺寸的確定4.1 塔的結構設計1. 查的有關甲苯和乙苯的安托因方程：甲苯： A=6.080 B=1343.94 C=219.58s10.003

20、531478. 11slg( P/ kPa)AB(T / K )C得： PA10（T /） 280乙苯：1554. 5lg( ps / kPa)ABAA(T / K )得：BPBsBC10.1698410T /222. 65AB將Ps ， 力和溫度：Ps ，帶入Ps xP sxP 進行試差，求塔頂、進料板、及塔釜的壓塔頂： P1=101.3+0.7= 102kPa； x Ax1進料板位置： 90.9611，試差得t1 =111.0精餾段實際板層數(shù)：N精8/ 59.28%=13.49,取 13 塊板；每層塔板壓降：P0.7kPa進料板壓力：PF = 101.3+0.713=110.4kPa，=0

21、.5354,試差得=121.53提餾段實際板層數(shù)：N提8 / 59.28% =13.49，取 13 塊板；塔釜壓力： PW101.3+0.727= 120.2kPa塔釜： xAxW0.05 ， PW120.2kPa ，試差得： tW138.60求得精餾段及提餾段的平均壓力及溫度：精餾段： tmt1tF2111.0121.532116.27tm提餾段：t1tF2138.602121.53130.072. 平均摩爾質量的計算：塔頂：M VDm0.980092(10.9800)10692.28kg/ kmol進料板：M VFm0.724792(10.7247)10695.85kg / kmol塔釜：

22、M VWm0.093392(10.0933)106104 .69kg/ kmol精餾段平均摩爾質量：MVmMVDmMVFm292.2895.85294.07kg / kmol提餾段平均摩爾質量：MVFmMVmMVWm295.85104.692100.27kg / kmol表 4-1平均摩爾質量的計算塔頂92.28kg/kmol精餾段平均摩爾質94.07kg/kmol92.54kg/kmol量95.52kg/kmol進料板95.85kg/kmol提餾段平均摩爾質100.27kg/kmol98.50kg/kmol量101.95kg/kmol塔釜104.69 kg/kmol105.31 kg/kmo

23、l3. 平均密度的計算Vm汽相平均密度計算：PM RT精餾段汽相平均密度： 提餾段汽相平均密度：液相平均密度計算：1WiLiB塔頂：A779.2700kg/ m3 ，779.5165kg / m3得：LDm10.9554A779.270030.0446B784.8400779.5165kg/m進料板：768.3935kg / m3 ，774.7312kg/ m3得：LFm1w AwB10.50000.5000771.5490kg / m3AB768.3935774.73塔釜：=750.2980kg/，= 758.0860kg/得：LFm1w AwBAB0.0431750.298010.9569

24、758.0860757.7472kg / m3精餾段液相平均密度：提餾段液相平均密度：LFmLFm779.51652771.54902771.5490757.7472775.5328kg / m3764.6481kg / m3表 4 2液相平均密度的計算塔頂779.2700kg/塔釜750.2980kg/784.8400kg/758.0860kg/0.95540.0431779.5165kg/757.7472kg/進料768.3935kg/精餾段液相平板均密度774.7312kg/775.5328kg/0.7425kg/0.5000提餾段液相平均密度764.6481kg/771.7472kg/

25、0.8602kg/4. 液體平均表面張力計算液體平均表面張力按下式計算：Lmxii塔頂：t1 =111.0094=18.3030mN/m，=19.7550mN/m得：LDmx1A(1x1 )B=18.3595N/m進料板： t2 =121.5330，查手冊：A = 17.1763mN/m，B =18.6570mN/m得：LFmxFA(1xF )B17.8642 mN/m塔釜： tW138.5959 ，查附錄：A = 15.3756mN/m，B =16.9586mN/m得：LWm = xFA(1xF )B =16.8806mN/m精餾段液體表面平均張力：Lm =LDmLFm2=17.3724mN

26、/mLm提餾段液體表面平均張力：LWm2LFm17.3724mN/m表 4 3液體平均表面張力計算111.0094 138.5989 18.3030mN/m15.3756mN/m塔頂塔釜19.7550mN/m16.9586mN/m18.3595mN/m16.8806mN/m121.5330 精餾段液體進料板17.1763mN/m表面平均張力17.3724mN/m18.6570mN/m提餾段液體17.8642mN/m表面平均張力17.3724mN/m5. 液體平均黏度計算：液體平均黏度按下式計算：lgLmxi lgi塔頂： t1 = 111.0094A = 0.2433 mPa ，B = 0.2

27、761mPa得：LDm10xi lgi0.2446 mPa進料板： tF = 121.5330，查附錄：A = 0.2257mPa,B = 0.2564 mPa得：LFmxi lg10i = 0.2400mPa塔釜： tW =138.5989，查附錄：A = 0.2018 mPa,B = 0.2282mPa得：LWmxi lg i100.2269mPa精餾段液體平均黏度：Lm = 0.2423 mPaLm提餾段液體平均黏度：= 0.2335mPa表 4 4液體平均黏度計算111.0094 138.5989 0.2433mPa0.2018 mPa塔頂塔釜0.2761mPa0.2282mPa0.2

28、446mPa0.2269 mPa121.5339 精餾段液進料板0.2257mPa體平均黏度0.2423mPa0.2564 mPa提餾段液體平均黏0.2335mPa0.2400mPa度6. 氣液相體積流率計算精餾段汽相體積流率：VsVMVm=0.7425m3 /s液相體積流率：=3600 VmLM Lm33600=0.0018m /sLm提餾段汽相體積流率：Vs =0.0018m3 / s液相體積流率：L=sL M Lm3600 Lm0.0039 m3 / s表 4 5氣液相體積流率計算0.7425 m3 / s0.8602 m3 / s0.0018 m3 / s0.0039 m3 / s7.

29、塔徑的確定塔徑的確定，需求uLmVmmax= C， C 由下式計算： CC20(VmL ) 0.220取板間距H T0.55m，板上清液層高度hl0.05m，則HH Thl0.550.050.5 m（ 1） 精餾段塔徑的確定為了便于在計算機上運算，C20 和 H 的關系可以用下述回歸式表示：C20exp(4.5311.6562H5.5496 H26.4695 H)3(0.4746750.079 H1.39H 21.3213 H 3 )+(0.07290.088307 H0.49123 H 20.43196 H 3 )(ln Lv) 2 式中： H板間無液空間，HH ThL ，m；H T 板間距

30、， m；hL 清液層高度， m；LVL ( VL )0.5 :V式中：LV 參 數(shù) ； V氣相流量， L液相流量，3m3 / s ； m / s ；V 、L 氣、液相密度，kg / m3 。得： C20 =0.1167 ,C =0.4555umax = 7.2074m/s取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為： u = 0.77.2074=5.0452m/s則精餾塔塔徑 D =4Vsu=0,7460m（2） 提餾段塔徑的確定：提餾段塔徑確定同精餾段，即D=0.9044m（3） 目前，塔的直徑已標準化。所求得的塔徑必須圓整到標準值。塔徑在1 米以下者，標準化先按 100mm增值變化；塔徑在1 米以上

31、者，按200mm增值變化，即1000mm、1200mm、1400mm、 1600mm按標準塔徑圓整后，D = 1m塔截面積：AT20.7854m2D4精餾段實際空塔氣速為：uVsAT0.9454m / s提餾段實際空塔氣速為：uVs1.0952m / sAT精餾段高度的計算：Z精（ N精-1）0.45（13 - 1）0.455.4m提餾段高度的計算：Z提（ N提-1）0.45（13 - 1）0.455.4m每隔 7 層塔板開一人孔，人孔高度為：0.45m 人孔直徑為 0.45m人孔數(shù)： N P3塔頂空間高度：取H D1.5H T0.8250m塔底空間高度：取H B1.5m ；封頭高度：取 H

32、1 =0.5m;裙座高度：取 H 23m ；塔高：H 塔高( NNP1) H TNP H PH DH BH 1H 2=( 2731)0.530.450.82501.50.5317m.4.2 塔板主要工藝尺寸的計算因塔徑 D =1m，可選用單溢流弓形降液管1. 堰長 lW單溢流：lW(0.6 0.8) D ，取 lW0.710.7 m2. 溢流堰高度因為 h1hwhow選用平直堰，堰上液層高度how 可用 Francis計算：精餾段：lL0.001836006.48m3 / h圖 4-1 液體收縮系數(shù)計算圖l L2.5lW6.482. 50.715.8 ， LWD0.710.7精餾段：由上圖查的

33、：E=1.03 ，則 how=0.0129m取板上清液高度hl0.05 ，故 hw0.0371mlh提餾段：0.0039m3 / h查的 E=1.045 ，則h0w =0.0219m取板上清液層高度hl = 0.05，故w0.0281h1.降液管高度和截面積AfWd因為 lW / D0.7 ，查下圖（弓形降液管參數(shù)圖）得：0.085ATD0.145所以 Af0.0668m2 ， W0.1450md弓形液降管參數(shù)圖依下式驗算液體在降液管中的停留時間：精餾段：提餾段：20.3985s9.4147s3 5s3 5 s故降液管設計合理。2.降液管底隙高度降液管底隙高度依下式計算：Lhh03600lW

34、u 0精餾段： uo =0.15m/su0提餾段：0.2m/s故降液管底隙高度設計合理。4.2.3 塔板布置1. 塔板的分塊因為 D=1000mm,塔板類型按結構特點可分為整塊式或分塊式兩種。一般， 塔徑從 300900mm 時采用整塊式塔板；當塔徑在800mm 以上時，人已能在塔內進行拆裝操作， 無須將塔板整塊裝入。 并且，整塊式塔板在大塔中剛性也不好， 結構顯得復雜， 故采用分塊式塔板； 塔徑在 800900mm 之間， 設計時可按便于制造、安裝的具體情況選定。故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為3 塊。表 46塔板分塊數(shù)塔徑 /mm80012001400160018002000塔板分塊數(shù)3

35、452. 邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前的安定區(qū)寬度：WS=0.07m ，邊緣區(qū)寬度：WC=0.04m 3開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按下式計算：DAa2(xrx221r 2180sin1 x) r其中 x(Wd2Ws )(0.14502220.07)3.140.2850m0.4621 0.2852故 Aa2 0.285(0.460.285 )180sin0.460.3674m4板式塔計算及其排列1） 篩孔數(shù)n：取篩空的孔徑d 0 為 5mm ，正三角形排列， 一般碳的板厚為3mm, 取t/ d03 ，故孔中心距t3.0515.0mm。篩孔數(shù)： n1158t 2103Aa1891；2） 開孔率：A0 Aa

36、10.08 （在 5 15 范圍內）則每層板上的開孔面積A0 為 A0Aa0.0370m2精餾段：氣體通過篩孔的氣速為u0Vs20.0517 m/ s A0提餾段：u0氣體通過篩孔的氣速為4.3 流體力學驗算Vs23.2303m / s A0氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨萮phchlh1） 干板壓降相當?shù)囊褐叨萮c ：依/ d 03 / 50.6 ，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C00.75精餾：由式hc0.051( u0C 0)2 (V )L0.145m提留：有式huc0.051(0C) 2 (V )0.22m0L2） 氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮l ：精餾段； 氣相動能因子：由0 與

37、Fa關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)0 =0.58 ，依式 hl0 hL0.0290m提餾段： 氣相能動因子：a與0由F 關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)h0l=0.56 ，依式0hL0.028m3) 克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨萮 ： 精餾段：故 hp0.1450.0290.00190.1759m則單板壓強：PphpL g1.3379103 Pa提餾段：故 hp0.220.0280.00190.2499m對于篩板塔， 液面落差很小， 且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。精餾段： 提餾段：故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。精餾段：由式 uow4.4C0(0.00560.13hLh

38、)L /v5.2825m / s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)Ku0 u ow3.75951.5提餾段：篩板的穩(wěn)定性系數(shù)uKu01.66411.5ow故在設計負荷下不會產生過量漏液。為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度H d(H Thw )精餾段：hd0.153(l s) 2lwh01.9125mHd =2.1384m取0.5 ，則(H Thw )0.2936m提餾段：Hd =1.8690m故 H d（ H Th w）在設計負荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算， 可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。第五章 精餾設備的附屬設備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

39、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，管線和泵屬輸送裝置。下面簡要介紹。5.1 回流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 5-1(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 5-1冷凝器的型式（2） 自流式如圖 5-1（ 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

40、和采出所需的位差。（3） 強制循環(huán)式如圖 5-1（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。本設計采用強制循環(huán)式。5.2 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） 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

41、計，故管程總阻力的計算式為：pi(p1式中p2 ) Ft Ns N p(5-1)P1、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（2） 殼程流動阻力u 2p232(5-2)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p（p p ） F N012SS式中(5-3)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，

42、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。u 2p Ff n ( N1)0210cB2hu2pN2B(3.5)0D2式中(5-4)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：管子按正方形排列： 式中nc1.1nc1.19n(5-5)n(5-6)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) 。(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，