苯-氯苯板式精餾塔的工藝設計

1、僅供個人參考化工原理課程設計苯-氯苯板式精微塔的工藝設計Forpersonaluseonlyinstudyandresearch;notforcommercialuse工藝計算書Forpersonaluseonlyinstudyandresearch;notforcommercialuse不得用于商業(yè)用途目錄苯-氯苯分離過程板式精儲塔設計任務21 .設計題目22 .操作條件23 .塔板類型24 .工作日25 .廠址26 .設計內容27 .設計基礎數(shù)據(jù)3符號說明4設計方案71 .設計方案的思考72 .設計方案的特點73 .工藝流程7苯-氯苯板式精儲塔的工藝計算書71 .設計方案的確定及工藝流程的

2、說明82 .全塔的物料衡算83 .塔板數(shù)的確定94 .塔的精儲段操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算125 .精儲段的汽液負荷計算146 .塔和塔板主要工藝結構尺寸的計算157 .塔板負荷性能圖208 .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341 .設計原則確定342 .操作條件的確定34設計感想36苯-氯苯板式精儲塔的工藝設計苯-氯苯分離過程板式精儲塔設計任務一.設計題目設計一座苯-氯苯連續(xù)精儲塔，要求年產(chǎn)純度為99.8%的氯苯50000t,塔頂儲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、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 .精儲塔的物料衡算；2 .塔板數(shù)的確定；3 .精儲塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算;4 .精儲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 .精儲塔接管尺寸計算；9 .繪制生產(chǎn)工藝流程圖；10 .繪制精儲塔設計條件圖；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)

4、苯-氯苯純組分的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)溫度，（C）8090100110120130131.8PiX0.133-1kPa本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，m2/m3at填料的總比表面積，m2/m3aw填料的潤濕比表面積，m2/m3A塔板開孔區(qū)面積，m2A降液管截面積，m2a篩孔總面積，mA塔截面積，m2co流量系數(shù)，無因次C計算umaX寸的負荷系數(shù)，m/sd填料直徑，mdo篩孔直徑，mD塔徑，mDL液體擴散系數(shù)，m/sD氣體擴散系數(shù)，m/sev液沫夾帶量，kg（液）/kg（氣）E

5、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）Fo篩孔氣相動能因子，g重力加速度，9.81m/s2h填料層分段高度，mHETP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?，mhf塔板上鼓泡層高度，mhl與板上液層阻力相當?shù)囊褐叨?，m液柱hL板上清7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出口土!高度，mhW進口土!高度，mhs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

6、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，mH封頭高度，H2裙座高度，HETP-一等板高度，mkG氣膜吸收系數(shù)，kmol/（m?h?kPa）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/（m?h?kPa）lw堰長,mLh液體體積流量，m/hLs液體體積流量，m/hLw潤濕速率，m/（m?h）m相平衡常數(shù)，無因次n篩孔數(shù)目Ndg-氣相總傳質單元數(shù)，Nr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

7、/suo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，m/（m?h）UL液體質量通量，kg/（m?h）5n最小液體噴淋密度，m/（m2?h）U氣體質量通量，kg/（m?h）Vh氣體體積流量，m/hVs氣體體積流量，m/hwL液體質量流量，kg/hw/氣體質量流量，kg/hW邊緣無效區(qū)寬度，mW-一弓形降7Tt寬度，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，mB充氣系數(shù)，無因次；6篩板厚度，me空隙率，無因次9液體在降液管內停留時間，s粘度，Pa?sP密度，kg/m3(7表面張力，N/m小一一開孔率或孔流系數(shù)

8、，無因次一一填料因子，l/m少一一液體密度校正系數(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(chǎn)品。整個精儲塔包括：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(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300c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)

9、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，在預熱器中預熱后送入連續(xù)板式精儲塔（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(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，塔釜殘液送至廢熱

10、鍋爐。苯-氯苯板式精儲塔的工藝計算書一.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)精儲過程。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儲塔內。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(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）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質量分別為78.11kg/kmol和112.61kg/kmolXf62/78.1162/78.1138/11

11、2.61u0.70298/78.1198/78.112/112.61=0.986xw0.2/78.110.2/78.1199.8/112.61=0.00288（二）平均摩爾質量MF=78.11X0.702+(10.702)X112.61=88.39kg/kmolMD-78.110.9861-0.986112.61=78.59kg/kmolMW=78.110.002881-0.00288112.61=112.5kg/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小時計，有：W=50000t/a=6944.4kg/h,全塔物料衡算：F=D+W0.38F=0.02D+

12、0.998WF=18865.6kg/hFD=11921.2kg/hDW=6944.4kg/hW=18865.6/88.39=213.44kmol/h=11921.2/78.59=151.69kmol/h=8944.4/112.5=61.73kmol/h三.塔板數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù)Nt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Nt,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xy依據(jù)x=pt-Pb=V（Pa-Pb=）,y=PaX/Pt,將所得計算結果列表如下：表3-1相關數(shù)據(jù)計算溫度，（C）8090100110120130131.8Pi苯7601

13、02513501760225028402900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xy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xy曲線。圖3-1苯一氯苯y(tǒng)M合液的xy圖在xy圖上，因q=1,查得Ve=0.925,而Xe=Xf=0.702,Xd=0.986。故有:Xd - Veye - Xe0.986-0.925=0.2

14、740.925-0.702考慮到精儲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3 倍，即：R=2Rm=2x0.274=0.548求精儲塔的汽、液相負荷L=RD=0.548X151.69=83.13kmol/hV=(R+1)D=(0.548+1)X151.69=234.82kmol/hL=L+F=83.13+213.44=296.57kmol/hV=V=234.82kmol/h3.求理論塔板數(shù)精儲段操作線：y=RxXd=0.35x0.64R1R1提儲段操作線：y=-.x-WXw=1.26x-0.000757VVXw提儲段操作線為過(0.002880.00288)和(0.702,0.

15、884)兩點的直線圖3-2苯-氯苯物系精微分離理論塔板數(shù)的圖解圖解得Nt=9.5-1=8.5塊（不含釜）。其中，精儲段Nti=3塊，提儲段Nt2=5.5塊，第4塊為加料板位置。（二）實際塔板數(shù)Npp1 .全塔效率Et選用Et=0.17-0.61160gm公式計算。該式適用于液相粘度為0.071.4mPa-s的姓類物系，式中的即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0.5X（80+131.8）=106C（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：的=0.24mPas,照=0.34mPas。m=AxFB1-xF=0.240.7020.341-0.702=0.26

16、98Et=0.170.616logm=0.170.61610g0.2698=0.522 .實際塔板數(shù)Np（近似取兩段效率相同）精微段：Np1=3/0.52=5.77塊，取Np1=6塊pp提儲段：Np2=5.5/0.52=10.58塊，取Np2=11塊總塔板數(shù)Np=Np1+Np2=17塊。pppA四.塔的精儲段操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算（一）平均壓強pm取每層塔板壓降為0.7kPa計算。塔頂：Pd=101.34=105.3kPa加料板：pF=105.30.76=109.5kPa平均壓強pm=105.3109.5/2=107.4kPa（二）平均溫度tm依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法，計算

17、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tD=80C加料板tF=88Cotm=（80+88）/2=84C（三）平均分子量Mm塔頂：y1=xD=0.986,x1=0.940（查相平衡圖）MvD,m=0.986;78.11+（1-0.986卜112.61=78.59kg/kmolMLD,m=0.940x78.11+（1-0.940產(chǎn)112.61=80.18kg/kmol加料板：yF=0.925,xF=0.702（查相平衡圖）MVF,m=0.925父78.11+（10.925產(chǎn)112.61=80.70kg/kmolMLD,m=0.70278.11+（1-0.702

18、112.61=88.39kg/kmol精微段：MV,m=（78.59十80.70）/2=79.65kg/kmolML,m=（80.18+88.39y2=84.29kg/kmol（四）平均密度仍1 .液相平均密度p.,m表4-1組分的液相密度p（kg/m3）溫度，(C)8090100110120130P苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985純組分在任何溫度下的密度可由下式計算苯：pa=9121.187t推薦：pa=912.131.1886t氯苯：飽=11271.111t推薦：的=1124.41.0657t式中的t為溫度，C塔頂：pld,a=912.

19、13-1.1886t=912.13-1.1886M80=817.0kg/m3_3Pld,b=1124.41.0657t=1124.41.0657M80=1039.1kg/m3pLD,m =820.5kg/m1aAaB0.980.02=+=+=皿m3a3b817.01039.1進料板：版,a=912.13-1.1886t=912.13-1.1886M88=807.5kg/m3_3Plf,b=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657M88=1030.6kg/m1aAaB0.620.383ABlfm=879.88kg/m3：LF,m：LF,A:LF,B807.51030.6精微段：P

20、L,m=(820.5+879.88,2=850.19kg/m32 .汽相平均密度V,m：V,mpmM V ,mRTm107.4 79.658.314 273 84=2.88kg/m（五）液體的平均表面張力0m附：表4-2組分的表面張力（T（mN/m溫度，（C）8085110115120131(T苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.46A OBOm（Xa、Xb為A、B組分的摩爾分率）(Xa Xbo-b X a雙組分混合液體的表面張力而可按下式計算:計算得，塔頂：od,a=21.08mN/m;od,b=26.02mN/m(80C)6A

21、的D,m =oaXbobXa yD21.08 26.02口.08m 0.014 +26.02m 0.986J = 21.14mN/m進料板：of,a =20.20mN/m ;of,b =25.34mN/m (88C)F ,m仃A%心 A xB +仃 B XA JF20.20 M 25.34;120.20 父 0.298 + 25.34 父 0.702 2 20.20mN/m精微段：c-m=21.1420.20/2=20.67mN/m氯苯的汽化潛熱:常壓沸點下的汽化潛熱為35.3x103kJ/kmol。純組分的汽化潛熱與溫度的關r20.381（氯苯的臨界溫度:系可用下式表示:tc=359.2七)

22、（六）液體的平均粘度電m塔頂：查化工原理附錄11,在80c下有：PLD,m=(因XaL+(4XbL=0.315M0.986+0.445M0.014=0.317mPas力口料板：,m=0.28父0.702+0.41父0.298=0.318mPas精微段：也門=(0.317+0.318)/2=0.3175mPas五.精儲段的汽液負荷計算汽相摩爾流率VRR1D=1.548151.69=234.82kmol/h汽相體積流量Vs=VMv,m=234級79-65=1.804m3/s3600Pv,m3600M2.88汽相體積流量Vh=1.804m3/s=6494.4m3/h液相回流摩爾流率L=RD=0.54

23、8151.69=83.13kmol/h液相體積流量Ls=LML,m=83.1384.29=0.00229m3/s3600PLm3600M850.19液相體積流量Lh=0.00229m3/s=8.24m3/h冷凝器的熱負荷Q=Vr=235.3378.59310/3600=1593kW六.塔和塔板主要工藝結構尺寸的計算（一）塔徑1 .初選塔板間距Ht=450mm及板上液層高度hL=60mm,則:Ht-hL=0.45-0.06=0.39m0.52 .按Smith法求取允許的空塔氣速umax（即泛點氣速Uf）= 0.0218_t0.00229Y850.19Y5一1.804人2.88J查Smith通用關

24、聯(lián)圖得C20=0.08負荷因子C=C200.220.j= 0.08泛點氣速:Umax=C.二lI/二v=0.0805,850.19-2.88/2.88=1.3808m/s3 .取安全系數(shù)為0.7,則空塔氣速為u=0.7umax=0.9665m/s4 .精儲段的塔徑D=4Vs/=u=J41.804/3.140.9665=1.542m圓整取D=1600mm,此時的操作氣速u=0.9665m/s。5 .精儲塔有效高度的計算精儲段有效高度為Z精=(N精一1)Ht=(6一。乂0.45=2.25m提儲段有效高度為2提=(N提-1)Ht=一。,0.45=45m在進料板上方開一人孔，其高度為600mm故精儲塔

25、的高度為Z=Z精+Z提=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)lw取lw=0.6D=0.61.6=0.96m堰上溢流強度Lh/lw=8.24/0.96=8.583m3/(mh)2m時，WC可達100mm安定區(qū)寬度Ws:規(guī)定D1.5m時Ws=75mmDa1.5m時WS=100mm本設計取Wc=60mrmWs=100mm(2)開孔區(qū)面積Aa222.XAa=2xR-xRsin-a_180R=20.5240.742-0.52420.742sin0524_1800

26、.7402=1.408m2式中：x=D/2-WdWs=0.8-0.1760.100=0.524mR-D/2-Wc-0.8-0.060=0.740m3 .開孔數(shù)n和開孔率小取篩孔的孔徑do=5mm,正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度5=3mm,且取t/do=3.0。故孔心距t=3義5=15mm。每層塔板的開孔數(shù)n=1155210Aa/1155；1011.408=7228(孔)t2)115J每層塔板的開孔率=-09=0907=0.101(小應在515%故滿足要求)t/do3每層塔板的開孔面積A=A=0.1011.408=0.142m2氣體通過篩孔的孔速uo-Vs/Ao=1.804/0.142=12

27、.70m/s(三)篩板的流體力學驗算1.塔板壓降(1)由d0/&=5/3=1.67查圖5-10得o=0.772-22hc=0.051%國=0.0511270=0.0468m、Co.jPL0.772)850.19(2)氣體通過液層的阻力hl由下式計算hl=hUaVsAT-Af1.804 =0.95 m/s2.01 -0.11256F1=0.95.2.88=1.61kg1/2/(sm1/2)查表5-11,得B=0.57.hl=PhL=P(hw+how)=0.57(0.0481+0.0119)=0.0342m液柱(3)液體表面張力的阻力八臺計算4, LLgd0液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計算=

28、0.0020m 液柱420.6710“850.199.810.005氣體通過每層塔板的液柱高度為hp=%+hl+h仃=0.0468+0.0342+0.0020=0.083m液柱p氣體通過每層塔板的壓降為Pp51ghp=850.199.810.083=692.25Pa=0.69kPa：0.7kPa(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3.23 .液沫夾帶5.7x10止一uae=HHT-hf式中：hf=2.5hL=2.5X0.06=0.15_.3.2,5.7父10上Ua5.710-6-0.95ev=-jI仃HT-hf20.67父

29、1010.45-2.5父0.06_=0.011kg液/kg氣1.5（不會產(chǎn)生過量液漏）5.液泛為防止降液管發(fā)生液泛，應使降液管中的清液層高度HdO（HT+hw）苯一氯苯物系屬于一般物系，取小=0.5中Hthw=0.50.450.0481=0.25m而Hd=hphLhd板上不設進口堰，則hd =0.153s =0.1530.00213=0.001m612M 0.0238 ）Hd=0.0830.060.001=0.144mHdE（Ht+hw儂立，故不會產(chǎn)生液泛七.塔板負荷性能圖1 .液沫夾帶線（1）以e=o.ikg液/kg氣為限，求vs_Ls關系如下5.7x10* 一UaHT - hf3.2(7-

30、1)式中：UaAT -Af2.01-0.11256= 0.53Vshf =2.5仇= 2.5 hw - how_4E3600Lsl w二 210.0481 +0.00284 ”2/33600 Ls 7 0.96 J2/3=0.121.71Ls將已知數(shù)據(jù)代入式（7-1）.6= 0.1(7-2)5.7100.53Vs32.27320.6710|0.5-0.12-1.71LsVs=4.524-20.359LS/3在操作范圍內，任取幾個L值，依式（7-2）算出對應的Vs值列于下表:表7-1Ls,m3/s0.00050.0050.010.0150.023Vs,m/s4.3963.9293.5793.28

31、63.024依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（1）2 .液泛線(2)(Ht+hw)=hp+hw+hw+hd(7-3)how =0.00284E3600Lsl w2/3=0.00284x12/33600Ls1 0.96 )=0.6855LS/3hc=0.051%區(qū)=0.051-)(2)Q八PlJ1c0Ao八PlJ2.88850.19VVsf=0.051sI850.19/2.88整理得:Vs2min =6.103LS/3 0.59(7-6)5.Ls,m3/s0.00050.0010.010.015Vs,m3/s0.630.650.870.96在操作范圍內，任取幾個Ls值，依式（7-6）算出對應的Vs值列

32、于下表:表7-3依據(jù)表中數(shù)據(jù)彳出漏液線（4）液相負荷下限線（5）取平堰堰上液層高度how = 0.006 m, E ： 1.0how =0.00284E2/33600Ls,minlw2/33600 Ls、=0.00284 父1 s =0.006 0.96 JLs,min =8.19104m3/s(7-7)圖7-1精儲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3,Vs,max=3.17m/s3.Vs,min=0.65m/s故操作彈性為：Vsmax=4.88Vs,min八.附屬設備的的計算及選型(一)塔體總

33、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：H=HD(Np-2-S)HTSHTHFHB(8-1)式中Hd塔頂空間，m；HB塔底空間，m；HT塔板間距，m；Ht開有人孔白塔板間距，m；HF進料段高度，mNp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，通常取代為（1.52.0）Hro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

34、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(jīng)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600mmI。不得用于商業(yè)用途僅供個人參考(四)塔底空間H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(chǎn)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(chǎn)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。精儲裝置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

35、，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。將冷凝器與精儲塔作成一體。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微或傳熱面較小場合。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)、(e)所示。當冷凝器換熱面過大時，裝在塔頂附近

36、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2Api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三Pi=(R甲2)FtNsNp(8-2)式中：APl、AB分別為直管及

37、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25m佛2.5mm的管子取1.4;對19mm2mm5勺管子取1.5;Np管程數(shù)；Ns串聯(lián)的殼程數(shù)。上式中直管壓強降AR可按第一章中介紹的公式計算；回彎管的壓強降由下面的經(jīng)驗公式估算，即Upj)即2=3-(8-3)6000Pa蒸汽速度/m/s122030505070(2)回流液管徑6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0.40.8m/s。由泵輸送時，流速取為1.52.5m/so(4)釜

38、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785kPa以下時，流速取為4060m/s；表壓在2950kPa以上時，流速取為80m/so9 .加熱蒸氣鼓泡管加熱蒸氣鼓泡管(又叫蒸氣噴出器)若精儲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

39、蒸氣速度為2025m/so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(chǎn)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Q和壓頭H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Q和壓頭H完全相符，且考慮到操作條件的變化和備有一定的裕

40、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(Q、H)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n=州kW核算泵的軸功率。102,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在舁廳P項目數(shù)值1平均溫度tm,C842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)N176有效段高度Z,m7.357塔彳全D,m1.5428板間距HT,m0.459溢流形式單溢流10降液管形式

41、平頂弓形11堰長lw,m0.9612堰局hw,m0.048113板上液層局度hL,m0.0614堰上液層局度how,m0.011915降液管底隙高度h。，m0.029816安定區(qū)寬度W,m0.117邊緣區(qū)寬度W,m0.06182開孔區(qū)回積&m1.40819篩孔直徑do,m0.00520篩孔數(shù)目n722821孔中心距t,m0.01522開孔率小,%10.123空塔氣速u,m/s0.966524篩孔氣速uo,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負荷卜限漏液控制29液沫夾帶ev,(kg液/kg氣)0.01130氣相負荷上限Vs,max,n3/

42、s3.1731氣相負荷卜.限vs,min,m/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(chǎn)達到技術先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質、高產(chǎn)、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(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)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，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產(chǎn)過程。2 .滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗

43、，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(chǎn)安全生產(chǎn)中應防止物料的泄露，生產(chǎn)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，對某些問題作具體闡述。1 .操作壓力精儲操作通常可在常壓、加壓和減壓下進行。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(jīng)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