丙烯-丙烷板式精餾塔設(shè)計(jì)

-.z.過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)丙烯——丙烷精餾塔設(shè)計(jì)課程名稱：化工原理課程設(shè)計(jì)班級(jí)：姓名：**：指導(dǎo)老師：完成時(shí)間：前言本設(shè)計(jì)說明書包括概述、流程簡(jiǎn)介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計(jì)和控制方案共7章。說明中對(duì)精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算做了詳細(xì)的闡述，對(duì)于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)也做了正確的說明。鑒于設(shè)計(jì)者經(jīng)驗(yàn)有限，本設(shè)計(jì)中還存在許多錯(cuò)誤，希望各位老師給予指正感老師的指導(dǎo)和參閱！目錄第一節(jié)：標(biāo)題丙烯—丙烷板式精餾塔設(shè)計(jì)第二節(jié)：丙烯—丙烷板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書第三節(jié)：精餾方案簡(jiǎn)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(jì)算及主體設(shè)備設(shè)計(jì)第六節(jié)：輔助設(shè)備的計(jì)算及選型第七節(jié)：設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表第八節(jié)：對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述第九節(jié)：工藝流程簡(jiǎn)圖第十節(jié)：參考文獻(xiàn)第一章任務(wù)書設(shè)計(jì)條件工藝條件：飽和液體進(jìn)料進(jìn)料丙烯含量(摩爾百分?jǐn)?shù))。塔頂丙烯含量釜液丙烯含量總板效率為0.6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/Rmin=1.23、塔板形式：浮閥4、處理量：F=50kml/h5、安裝地點(diǎn)：6、塔板設(shè)計(jì)位置：塔頂安裝地點(diǎn)：。處理量：64kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：進(jìn)料65%塔頂產(chǎn)品98%塔底產(chǎn)品<2%1、工藝條件：丙烯—丙烷飽和液體進(jìn)料進(jìn)料丙烯含量65%(摩爾百分?jǐn)?shù))塔頂丙烯含量98%釜液丙烯含量<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)：1.21.41.63、塔板形式：浮閥4、處理量：F=64kml/h5、安裝地點(diǎn)：6、塔板設(shè)計(jì)位置：塔頂?shù)诙戮s過程工藝及設(shè)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(yīng)用，精餾過程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)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(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離，該過程是同時(shí)傳熱，傳質(zhì)的過程。為實(shí)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(shè)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(jìn)料管由精餾塔中的*一位置（進(jìn)料板處）流入塔，開始精餾操作；當(dāng)釜中的料液建立起適當(dāng)液位時(shí)，再沸器進(jìn)行加熱，使之部分汽化返回塔。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進(jìn)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?；亓饕簭乃斞厮飨拢谙陆颠^程中與來(lái)自塔底的上升蒸汽多次逆向接觸和分離。當(dāng)流至塔底時(shí)，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。2,、工藝流程（1）物料的儲(chǔ)存和運(yùn)輸精餾過程必須在適當(dāng)?shù)奈恢迷O(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲(chǔ)罐，泵和各種換熱器，以暫時(shí)儲(chǔ)存，運(yùn)輸和預(yù)熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運(yùn)行。（2）必要的檢測(cè)手段為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表，以及時(shí)獲取壓力，溫度等各項(xiàng)參數(shù)。另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測(cè)維修。（3）調(diào)節(jié)裝置由于實(shí)際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應(yīng)在適當(dāng)?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進(jìn)行調(diào)節(jié)，以保證達(dá)到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)，即自動(dòng)和手動(dòng)兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時(shí)進(jìn)行切換。3、設(shè)備簡(jiǎn)介及選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，塔裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置沒有進(jìn)料板。本設(shè)計(jì)為浮筏塔，它已廣泛的應(yīng)用于精餾，吸收，解吸等過程。其主要特點(diǎn)是在塔板的開孔上裝有可浮動(dòng)的浮筏，可以根據(jù)氣體或液體的大小上下浮動(dòng)，自動(dòng)調(diào)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，使塔汽液兩相間接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。本設(shè)計(jì)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(shí)部分汽化，由在殼程的載熱體供熱。第三章精餾塔工藝設(shè)計(jì)第一節(jié)設(shè)計(jì)條件工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料丙烯含量(摩爾百分?jǐn)?shù))。塔頂丙烯含量，釜液丙烯含量，總板效率為0.6。2、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/Rmin=1.23、塔板形式：浮閥4、處理量：F=50kml/h5、安裝地點(diǎn)：6、塔板設(shè)計(jì)位置：塔頂?shù)诙?jié)精餾過程工藝計(jì)算1、全塔物料衡算qnDh+qnWh=qnFhqnDh*d+qnWh*w=qnFh*f解得：qnDh=32.81kmol/h;qnWh=17.19kmol/h2、塔頂、塔底溫度確定①、塔頂壓力Pt=1620+101.325=1721.325KPa；假設(shè)塔頂溫度Tto=316K經(jīng)泡點(diǎn)迭代計(jì)算得塔頂溫度Tt=316.145K查P-T-K圖得KA、KB因?yàn)閅A=0.98結(jié)果小于10-3。所以假設(shè)正確，得出塔頂溫度為316.145。用同樣的計(jì)算，可以求出其他塔板溫度。α1=KA/KB=1.15②、塔底溫度設(shè)NT=120（含塔釜）則NP=(NT-1)/0.6=198按每塊阻力降100液柱計(jì)算pL=470kg/m3則P底=P頂+120×100×9.8÷1000=1838.925KPa假設(shè)塔頂溫度Tto=324K經(jīng)泡點(diǎn)迭代計(jì)算得塔頂溫度T=324.37K查P-T-K圖得KA、KB因?yàn)?A=0.02結(jié)果小于10-3。所以假設(shè)正確，得出塔頂溫度為324.37。用同樣的計(jì)算，可以求出其他塔板溫度。α2=KA/KB=1.116所以相對(duì)揮發(fā)度α=（α1+α2）/2=1.1333、回流比計(jì)算泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1q線：*=*f=65%代入數(shù)據(jù)，解得*e=0.65;ye=0.677;R=1.2Rmin=13.47=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(guān)物件數(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)精餾塔接管尺寸計(jì)算；(9)繪制生產(chǎn)工藝流程圖；(10)繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖；(11)對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論。設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明原料液由泵從原料儲(chǔ)罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱至84℃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25℃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。第四節(jié)：精餾工藝流程草圖及說明一、流程方案的選擇生產(chǎn)流程方案的確定：原料主要有三個(gè)組分：C2°、C3＝、C3°，生產(chǎn)方案有兩種：（見下圖A，B）如任務(wù)書規(guī)定：C2°C3＝C3°iC4°iC4＝∑W%5.0073.2020.800.520.48100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(jī)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（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，由于物料的循環(huán)增多，使物料處理量加大，塔徑也相應(yīng)加大，再沸器、冷凝器的傳熱面積相應(yīng)加大，設(shè)備投資費(fèi)用大，公用工程消耗增多，故應(yīng)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?yàn)镃2，C3在常壓下沸點(diǎn)較低呈氣態(tài)采用加壓精餾沸點(diǎn)可提高，這樣就無(wú)須冷凍設(shè)備，可使用一般水為冷卻介質(zhì)，操作比較方便工藝簡(jiǎn)單，而且就精餾過程而言,獲得高壓比獲得低溫在設(shè)備和能量消耗方面更為經(jīng)濟(jì)一些，但高壓會(huì)使釜溫增加，引起重組分的聚合，使烴的相對(duì)揮發(fā)度降低，分離難度加大。可是深冷分離法需采用制冷劑來(lái)得到低溫，采用閉式熱泵流程，將精餾塔和制冷循環(huán)結(jié)合起來(lái)，工藝流程復(fù)雜。綜合考濾故選用常溫加壓分離法流程。二、工藝特點(diǎn)：脫乙烷塔：根據(jù)原料組成及計(jì)算:精餾段只設(shè)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(jìn)行分離時(shí)它的難易程度取決于混合物的沸點(diǎn)差即取決于他們的相對(duì)揮發(fā)度丙烷－丙烯的沸點(diǎn)僅相差5—6℃所以他們的分離很困難,在實(shí)際分離中為了能夠用冷卻水來(lái)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(duì)揮發(fā)度幾乎接近于1在這種情況下，至少需要120塊塔板才能達(dá)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(yīng)用，以降低塔的高度。三、操作特點(diǎn)：1、壓力：采用不凝氣外排來(lái)調(diào)節(jié)塔壓力，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(diào)節(jié)主要靠調(diào)節(jié)伐自動(dòng)調(diào)節(jié)。2、塔低溫度：恒壓下，塔低溫度是調(diào)節(jié)產(chǎn)品質(zhì)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(lái)控制。當(dāng)塔低溫度低于規(guī)定值時(shí)，應(yīng)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(shí)，操作亦反。四、改革措施：丙烯精制塔頂冷卻器由四臺(tái)串聯(lián)改為兩臺(tái)并聯(lián)，且每臺(tái)冷卻器設(shè)計(jì)時(shí)采用的材質(zhì)較好，管束較多，傳熱效果好。五、設(shè)想：若本裝置采用DCS控制操作系統(tǒng)，這樣可以使操作者一目了然，可以達(dá)到集中管理，分散控制的目的。能夠使信息反饋及時(shí)，使裝置平穩(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(jì)算及主體設(shè)備設(shè)計(jì)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算，包括塔高、塔徑、塔板各部分尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，塔板的布置，塔板流體力學(xué)性能的校核及繪出塔板的性能負(fù)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(jìn)料流量、組成之間的關(guān)系。物料衡算主要解決以下問題：（1）根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)所給定的處理原料量、原料濃度及分離要求（塔頂、塔底產(chǎn)品的濃度）計(jì)算出每小時(shí)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，塔各段的上升蒸汽量和下降液體量，為計(jì)算理論板數(shù)以及塔徑和塔板結(jié)構(gòu)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(lái)表示，但在理想板計(jì)算時(shí)均須轉(zhuǎn)換為kmol/h。在設(shè)計(jì)時(shí)，汽液流量又須用m3/s來(lái)表示。因此要注意不同的場(chǎng)合應(yīng)使用不同的流量單位。2、塔物料衡算F=D+WF*f=D*D+W*w則代入數(shù)據(jù)為64=D+W64*65%=D*98%+W*2%解得D=42.09375kmol/h，W=21.90625kmol/h塔氣、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’rv再沸器加熱蒸汽質(zhì)量流量：Gr=Qr/rR冷凝器熱流量：Qc=Vrv冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：Gc=Qc/Cv(t1-t2)塔板數(shù)的計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度利用試差法求相對(duì)揮發(fā)度表壓P=1620kpa,則塔頂絕壓Ptop=1.62+0.101325=1.721325kpaLnPA’PA’=12948.48mmHg=1726.373kpa同理得PB’=10830.29mmHg=1443.921kpaYA=P-PB’/(PA’-PB’)=0.982KA=PA’/P=1.002933*A=yA/KA=0.982/1.002933=0.977同理得yB=0.02,KB=0.838842,*B=yB/KB=0.024∑*=yA/KA+yB/KB=1.000977∑y-1=1.000977-1=0.000977<0.001,符合要求故塔頂溫度Ttop=316.1K塔頂揮發(fā)度阿aAB=KA/KB=1.002933/0.838842=1.1956塔底揮發(fā)度a’AB由*n=yn/[a-(a-1)yn]得，*n=0.97618查資料得表如下：液相組分質(zhì)量分?jǐn)?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(shè)理論塔板數(shù)位NT=150，設(shè)每塊塔板上的壓降為100mm液柱。經(jīng)計(jì)算得latm=21.94mm液柱塔底壓力P=Ptop+NT*100mm=1790.599kpa設(shè)塔底溫度為326.0K由lnPA’=A-B/(T+C)得,lnPA’=15.7027-1807.53/(326.0-26.15)PA’=15908,14mmHg=2120.91kpa同理得PB’=13385.06mmHg=1784.527kpa所以*A=P-PB’/PA’-PB’=0.996609,yB=0.976677所以，塔底溫度為326.0KaAB=KA/KB=1.18447/0.996609=1.1885計(jì)算回流比R由相平衡方程ye=a*e/[1+(a-1)*e]和q線方程q=1,計(jì)算得*e=0.65時(shí)，ye=0.6888Rmin=*D-ye/ye-*e=7.496則R=1.2，Rmin=8.99計(jì)算精餾段操作方程精餾段操作線方程yn+1=R/R+1**n+*D/R+1代入數(shù)據(jù)得該精餾操作方程為yn+1=0.9000*n+0.0981計(jì)算塔板數(shù)經(jīng)過模擬計(jì)算得所需理論板數(shù)為NT=95理論進(jìn)料板位置Nf=44已知總辦效率為ET=0.6進(jìn)料板位置Nf/0.6=73所以實(shí)際塔板數(shù)為Np=(NT-1)/ET=(95-1)/0.6=155實(shí)際塔板數(shù)和初設(shè)塔板數(shù)150比較接近，故所設(shè)值比較合理。塔徑計(jì)算兩相流動(dòng)參數(shù)=Ls/Vs*√(p1/pv)=0.2195設(shè)間距Ht=0.45m,查圖知C20=0.062氣體負(fù)荷因子C=C20（ó/20）{0.2方}=0.0465液泛氣速Uf=C√(pL-pv/pv)=0.1850/su/Uf=0.64,則u=0.1184m/s則流道截面積A=Vs/u=1.3849m2孔隙率Ad/At=0.10,A/At=1-Ad/At=0.90則At=1.4096/0.90=1.5632塔徑D=√（4At/）=1.4m查表知D=1.4，Ht=0.45,與設(shè)的吻合，則合理。塔高計(jì)算實(shí)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Z=4W/(*D*D)=0.28m143塊塔板，共設(shè)8個(gè)人孔，每個(gè)人孔處板間距增大200mm進(jìn)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*0.2+1.5*2=74.73m溢流裝置設(shè)計(jì)計(jì)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-√[1-(Lw/d)*(Lw/d)])/2=0.2216m取底隙h=0.45m確定堰長(zhǎng)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Hl由選取的堰高Hw確定Hl=Hw+How=0.05+0.028=0.078m液流強(qiáng)度Lh/lw=31.5946/1.022=30.91<100降液管底隙液體流速u=Ls/lwhb=0.191m/s<0.5m/s,符合要求塔板流動(dòng)性能的校核所得泛點(diǎn)率低于0.8，故不會(huì)產(chǎn)生過量的液沫夾帶計(jì)算干板阻力由以上3個(gè)阻力之和求塔板阻力=0.109m12.塔板負(fù)荷性能圖1.過量液沫夾帶線2.液相下限線How=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(yán)重漏液線3.液相上限線4、精餾塔主體設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)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(qiáng)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(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1.3～1.6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%，否則傳熱不良。（3）強(qiáng)制循環(huán)再沸器如圖6-2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6-2再沸器的型式4.2、管路尺寸的確定、管路阻力計(jì)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(yīng)不產(chǎn)生過大的壓降，其值可參照表6-1。表6-1蒸氣出口管中允許氣速參照表操作壓力（絕壓）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(shí)，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(shí)，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(shí)，料液流速取0.4～0.8m/s。由泵輸送時(shí)，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(shí)，蒸氣在管中流速取為20～40m/s；表壓在785kPa以下時(shí)，流速取為40～60m/s；表壓在2950kPa以上時(shí)，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）若精餾塔采用直接蒸氣加熱時(shí)，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(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(shí)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(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，如果流量在一定圍波動(dòng)，選泵時(shí)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(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)，可按核算泵的軸功率。第六節(jié)：輔助設(shè)備的計(jì)算及選型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。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(qiáng)制循環(huán)式。（1）整體式如圖6-1(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(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、流量計(jì)來(lái)調(diào)節(jié)時(shí)，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(chǎng)合。圖6-1冷凝器的型式（2）自流式如圖6-1（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6-1（D）、（e）所示。當(dāng)冷凝器換熱面過大時(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。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)。.1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ΣΔpi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(6-1)式中ΔP1、ΔP2——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)Φ25mm×2.5mm的管子取1.4；對(duì)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(jì)算；回彎管的壓強(qiáng)降ΔP2由下面的經(jīng)驗(yàn)公式估算，即(6-2)（2）殼程流動(dòng)阻力殼程流動(dòng)阻力的計(jì)算公式很多，在此介紹埃索法計(jì)算殼程壓強(qiáng)降ΔP0的公式，即(6-3)式中ΔP1’——流體橫過管束的壓強(qiáng)降，Pa；ΔP2’——流體通過折流板缺口的壓強(qiáng)降，Pa；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。(6-4)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——?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：(6-5)管子按正方形排列：(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(jì)算的流速，m/s，而A0=h(D-ncd0)。2管殼式換熱器的選型和設(shè)計(jì)計(jì)算步驟(1)計(jì)算并初選設(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=KSΔtm，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，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=1.15～1.25，則初選的換熱器合適。否則需另設(shè)K值，重復(fù)以上計(jì)算步驟。第七節(jié)：設(shè)計(jì)結(jié)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1.69MPa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氣相體積流量590.379液相體