分离醋酸__水混合物常压精馏(筛板)塔的工艺设计.docx

《分离醋酸__水混合物常压精馏(筛板)塔的工艺设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《分离醋酸__水混合物常压精馏(筛板)塔的工艺设计.docx（46页珍藏版）》请在三一办公上搜索。

1、化工原理课程设计课程编号 化工原理课程设计板式精馏塔设计院系: 班级 姓名: 学号: 学分: 任课老师: 课程成绩: 2013年8月11日目录一、设计任务书3二、概述5三、设计条件及主要物性参数11四、工艺设计计算13五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算19六、塔板设计工艺设计21七、塔板的校核22八、塔板负荷性能曲28九、辅助设备选型35十、设计结果汇总表42十一、对设计过程的评述和相关问题的讨论43十二、主要符号说明44一、设计任务书1、设计题目分离醋酸水混合物常压精馏（筛板）塔的工艺2、设计条件1) 生产能力：年产量D=3万吨(每年生产日按330天计算)；2) 原料：含醋酸30%（摩尔分数）的粗

2、馏冷凝液，以醋酸水二元体系；3) 采用直接蒸汽加热；4) 采用泡点进料；5) 塔顶馏出液中醋酸含量大于等于99.9%；6) 塔釜残出液中醋酸含量小于等于2%；7) 其他参数（除给出外）可自选；8) 醋酸水的相对挥发度为=1.65，醋酸密度为1.049，水的密度为0.998，混合液的表面张力=20mN/m；3、设计说明书的内容1) 目录；2) 设计题目及原始数据(任务书)；3) 简述醋酸水精馏过程的生产方法以及特点；4) 论述精馏塔总体结构的选择和材料的选择；5) 精馏过程的有关计算（物料衡算，理论塔板数，回流比，塔高，塔径，塔板设计管径等）；6) 设计结果概要（主要设备尺寸，衡算结果等）；7)

3、 主体设备设计计算及说明；8) 附属设备的选择；9) 参考文献；10) 后记及其他4、设计图要求1) 绘制主要装置图，设备技术要求，主要参数，大小尺寸，部件明细表，标题栏；2) 绘制设备流程图一张；3) 用坐标纸绘制醋酸水溶液yx图一张，并且用图解法求理论塔板数；4) 用坐标纸绘制温度与气液相含量的关系图；二、概述蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。蒸馏过程按操作方式可分为间歇

4、蒸馏和连续蒸馏。间歇蒸馏是一种不稳态操作，主要应用于批量生产或某些有特殊要求的场合；连续蒸馏为稳态的连续过程，是化工生产常用的方法。蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。简单蒸馏是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。平衡蒸馏又称闪蒸，也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系。对于较难分离的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。精馏过程按操作压强可分为常

5、压精馏、加压精馏和减压精馏。一般说来，当总压强增大时，平衡时气相浓度与液相浓度接近，对分离不利，但对在常压下为气态的混合物，可采用加压精馏；沸点高又是热敏性的混合液，可采用减压精馏。虽然工业生产中以多组分精馏为常见，但为简化起见，本书主要介绍两组分连续精馏过程的设计计算。2.1精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： () 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏

6、操作的现象。 () 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 () 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 () 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 () 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 () 塔内的滞留量要小。2.2 板式塔的常用塔型及其选用板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。

7、广泛应用于精馏和吸收，有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时（以气液系统为例），液体在重力作用下，自上而下依次流过各层塔板，至塔底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。每块塔板上保持着一定深度的液层，气体通过塔板分散到液层中去，进行相际接触传质。根据目前国内外实际使用的情况，主要塔型是泡罩塔、筛板塔及浮阀塔。2.2.1 泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作所使用的塔设备中，曾占有主要地位，近三十年来由于塔设备有很大的进展，出现了许多性能良好的新塔型，才使泡罩塔的应用范围和在塔设备中所占的比重有所减少。但泡罩

8、塔并不因此失去其应用价值，因为它具有如下优点。 操作弹性较大，在负荷变动范围较大时仍能保持较高的效率。 无泄漏。 液气比的范围大。 不易堵塞，能适应多种介质。泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修麻烦以及气相压力降较大。然而，泡罩塔经过长期的实践，积累的经验比其他任何塔型都丰富，常用的泡罩已经标准化。在处理非腐蚀性物料时，整个泡罩塔盘都可用碳钢制造。泡罩塔盘的蒸气压力降虽然高一些，但在常压或加压下操作时，并不是主要问题。2.2.2筛板塔筛板塔也是很早出现的一种板式塔。20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板

9、塔具有下列优点：生产能力大（2040），塔板效率高（1015），压力降低（3050），而且结构简单，塔盘造价减少40左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达2025mm）、导向筛板等多种型式。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分。工业塔常用的筛孔孔径为38mm，按正三角形排列，孔间距与孔径的比为2.55。近年来有用大孔径（1025mm）筛板的，它具有制造容易、不易堵塞等优点，只是漏液点稍高，操作弹性较小。与泡罩塔操作情况类似，液体从上一层塔盘的降液管流下，横向流过塔盘，经溢流堰进入降液管，流入下

10、一层塔盘。依靠溢流堰来保持塔盘上的液层高度。蒸气自下而上穿过筛孔时，分散成气泡，穿过板上液层。在此过程中进行相际的传热和传质。筛板塔盘的特点如下。（1） 结构简单，制造维修方便。（2） 生产能力较大。（3） 塔板压力降较低。（4） 塔板效率较高，但比浮阀塔盘稍低。（5） 合理设计的筛板塔可具有适当的操作弹性。（6） 小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、黏性大的和带有固体粒子的料液。2.2.3 浮阀塔20世纪50年代起，浮阀塔已大量用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的精馏、吸收、脱吸等传质过程。大型浮阀塔的塔径可达10m，塔高达83m，塔板数有数百块之多。浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它

11、主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。浮阀塔之所以广泛应用，是由于它具有下列特点。（1） 处理能力大 浮阀在塔盘上可安排得比泡罩更紧凑。因此浮阀塔盘的生产能力可比圆形泡罩塔盘提高2040。（2） 操作弹性大 浮阀可在一定范围

12、内自由升降以适应气量的变化，而气缝速度几乎不变，因之能在较宽的流量范围内保持高效率。它的操作弹性为35，比筛板和舌形塔盘大得多。（3） 塔板效率高 由于气液接触状态良好，且蒸气以水平方向吹入液层，故雾沫夹带较少。因此塔板效率较高，一般情况下比泡罩塔高15左右。（4） 压力降小 气流通过浮阀时，只有一次收缩、扩大及转弯，故干板压力降比泡罩塔低。在常压塔中每层塔盘的压力降一般为400666.6Pa。浮阀的型式很多，国内已采用的浮阀，如V-1型、V-4型、V-6型、十字架型和A型，其中常用的是V-1型和V-4型。浮阀塔盘操作时的气液流程和泡罩塔相似；蒸气自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平方向

13、吹入液层，形成泡沫。浮阀能够随着气速的增减在相当宽广的气速范围内自由调节、升降，以保持稳定操作。2.3塔设备的用材塔设备与其他化工设备一样，置于室外、无框架的自支承式塔体，绝大多数是采用钢材制造的。这是因为钢材具有足够的强度和塑性，制造性能较好，设计制造的经验也较成熟。特别是在大型的塔设备中，钢材更具有无法比拟的优点，因而被广泛地采用。为此，有些场合为了满足腐蚀性介质或低温等特殊要求，采用有色金属材料（如钛、铝、铜、银等）或非金属耐腐蚀材料，也有为了减少有色金属的耗用量而采用渗铝、镀银等措施，或采用钢壳衬砌、衬涂非金属材料的。用这类材料制成的塔设备，塔径一般都不大，当尺寸稍大时，就得在塔外用钢

14、架结构加强。此外，这些材料在制造、运输、安装等方面都各有特点，在设计时还应参阅其他有关资料，认真加以考虑。可供制作塔设备内件的材料，比之塔体用材，选择余地更大了。板式塔中的塔盘，以及浮阀、泡罩一类气液接触元件，由于结构较为复杂，加之安装工艺和使用方面的要求（如浮阀应能自由浮动），所以仍是以钢材为主，其他材料（如陶瓷、铸铁等）为辅。填料的用材，往往只考虑制造成型方面的性能，所以可用多种材料制成同一型式和外形尺寸的填料，以满足不同场合需要。如拉西环最初是用瓷做的，以后又出现用钢、石墨或硬聚氯乙烯塑料等制造；鲍尔环也有用钢、铝或聚丙烯塑料等制造；至于高效的丝网填料，则除了用各种金属丝网外，还可将尼龙

15、、塑料等编织成网，进而制得。总之，选材所考虑得因素较多。三、设计条件及主要物性参数、生产能力年产量：F万吨/年 (每年生产日按330天计算)；分子量： 2、原料以醋酸水二元体系，进料混合物为含醋酸初始浓度的粗馏冷凝液3、产品要求塔顶馏出液中醋酸含量塔釜残出液中醋酸含量4、进料状况：泡点进料（）5、主要物性参数. 醋酸的分子量：60.05 ，水的分子量：18.02. 醋酸熔点为16.6，沸点为117.9，密度为1.049g/ml. 常压：101.3KPa. 在常压下，水的凝固点为0，沸点为100，密度为0.998g/ml。水在0的凝固热为5.99KJ/mol(或80cal/g)，水在100的汽化

16、热为40.6KJ/mol(或542cal/g). 醋酸水的相对挥发度为，混合液的表面张力=20mN/m。. 温度为109.2时，醋酸的粘度为：，水的粘度为：；温度为109.2时，醋酸的粘度为：，水的粘度为：. 醋酸水气液平衡组成数据如下表所示醋酸水（101.35kPa）温度/醋酸摩尔分数液相x气相y118.21.000 1.000 108.20.730 0.606 105.30.545 0.435 103.80.412 0.293 102.80.310 0.210 101.90.231 0.155 101.30.167 0.114 100.90.114 0.081 100.50.070 0.0

17、50 100.20.032 0.023 100.00.000 0.000 四、工艺设计计算4.1物料衡算=0.30，=0.999，=0.02，F=0.0175Kmol/s因为所以因为所以4.2理论板数的计算1）逐板计算（q=1）：=0.30 =0.999 =0.02醋酸水的相对挥发度为=1.65所以相平衡方程：或所以 所以精馏段操作线提馏段操作线第一块塔板上升的气相组成由第一块塔板下降的液体组成由第二块塔板上升的气相组成由第二块塔板下降的液体组成由第三块塔板上升的气相组成由第三块塔板下降的液体组成由第四块塔板上升的气相组成由第四块塔板下降的液体组成如此反复计算得0.9942 0.99050.9

18、912 0.98560.9868 0.97840.9802 0.96770.9705 0.95220.9564 0.93000.9361 0.89880.9077 0.85630.8690 0.80080.8184 0.73200.7558 0.65230.6831 0.56640.6049 0.48130.5274 0.40350.4565 0.33730.3962 0.28450.30由于=0.30，因此精馏段所需理论板数为19块，第20块为加料板。对于提馏段：其操作线方程为所以，第21块塔板上升的气相组成由气液平衡关系式可知，第21块塔板下降的液体组成同理可知：0.2894 0.1980

19、0.2375 0.15880.1896 0.12420.1473 0.09480.1114 0.07060.0818 0.05120.0581 0.03600.0395 0.02430.0252 0.0154=0.02故提馏段所需理论板数为10块。综上所述理论板层数为 (不包含再沸器)进料板位置为自塔顶往下的第20层即为2）图解法计算理论板数作图求（，）根据醋酸水（101.3MPa）的汽-液平衡组成表可作出平衡线（附图1）因为q=1 所以加料线 =所以加料线与平衡线交于点（，）=（0.30，0.4142）求最小回流比 因为 = 所以 =5.12求R R=2=25.12=10.24精馏塔的操作方

20、程 因为R=10.24 ，所以即提馏段的操作方程 因为R=10.24，D=0.0050 Kmol/s ，W=0.0125 Kmol/s ，F =0.0175 Kmol/s，所以即在附图1上作出精馏段、提馏段的直线 由图可知：（不包括塔釜）加料板由上至下第20块板，精馏段共需19块板，提馏段共需10块板4.3实际塔板计算 板效率：利用奥康奈尔的经验公式 其中： 塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度 塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度， 根据醋酸-水（101.3MPa）的汽-液平衡组成表可画出温度组成图（附图2）由 ， 可由图上推得 此时,由粘度图(参见化工原理上册P276)查出： ，所以（第35块板

21、进料）五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算已知:塔径计算中板间距由附图1得第20块加料板=0.30，对照附图2得此时 t= 此时 根据温度，查阅化工原理上册P262表格和P272图可知 液体分子量： 气体分子量： 根据筛板塔的泛点关联图（化工原理下册，P129图10-42），得 （表面张力=20mN/m）由液体表面张力共线图（化工原理上册，P274图）可知，液泛速度： 取泛点百分率为0.8选择单流型塔板，取0.7D根据弓形降液管的宽度和面积（参见化工原理下册，P127图10-40） 调整到D=1.1m实际泛点百分率：六、塔板工艺设计选取平顶溢流堰，取=0.04m采取垂直弓型降液管和平地受液盘，取=0.

22、04m取液体进出口安定区宽度 边缘宽度取孔径 孔间距t=0.018m 由弓型降液管的宽度和面积（参见化工原理下册，P127图10-40），可推得 七、塔板的校核7.1精馏段（a）板压降的校核取板厚=6mm 由干板孔流系数图(参见化工原理下册，P132图10-45),查得=0.850 由液流收缩系数图(参见化工原理下册，P134图10-48)得E=1.03 由充气系数和动能因子间的关系图(参见化工原理下册，P132图10-46)得=0.56本设计常压操作，对板压降本身无特殊要求。（b）液沫夹带量的校核按 和泛点百分率0.665由液沫夹带关联图(参见化工原理下册，P132图10-47),得（c）溢

23、流液泛条件校核=0.04m =0.01255m =0.0632m =0（忽略液面落差） 醋酸和水不易起泡=0.8降液管内泡沫层高度不会发生溢流液泛（d）液体在降液管内停留时间校核 不会产生严重气泡夹带（e）漏液点的校核 设漏液点的孔速 ，相应的动能因子 由筛板漏液点关联图(参见化工原理下册，P135图10-49)，查得漏液点的干板压降=0.0093m液柱，由此求出漏液点孔速为此计算值与假定值相接近，故计算结果正确塔板的稳定系数K=表明塔板有足够的操作弹性7.2提馏段 由附图1查得 =0.138 =0.207液体分子量：气体分子量：根据温度，查化工原理上册P262和P272图可知， 根据筛板塔的

24、泛点关联图(参见化工原理下册，P129图10-42)，查得=0.08（表面张力=20mN/m）（a）降压板的校核 由液流收缩系数图(参见化工原理下册，P134图10-48)得E=1.047由充气系数和动能因子间的关系(参见化工原理下册，P132图10-46)，得=0.58本设计常压操作，对板压降本身无特殊要求。（b）液沫夹带量的校核按 由液体表面张力共线图(参见化工原理上册，P274图10-46)，得 液泛速度：泛点百分率：由液沫夹带关联图得（c）溢流液泛条件校核=0.04m =0.0208m =0 =0.0917m醋酸和水不易起泡降液管内泡沫层高度不会发生溢流液泛（d）液体在降液管内停留时间

25、校核不会产生严重气泡夹带（e）漏液点的校核设漏液点的孔速m/s 相应的动能因子由筛板漏液点关联图(参见化工原理下册，P135图10-49)，查得漏液点的干板压降 =0.0099m液柱此计算值与假定值相接近，故计算结果正确塔板的稳定系数K=表明塔板有足够的操作弹性八、塔板负荷性能8.1精馏段（a）液相下限线 令m 并假设修正系数E=1.02 则 可由液流收缩系数(参见化工原理下册，P134图10-48),得E=1.02表明结果正确 得附图3：线4（b）液相上限线 取停留时间3s得附图3：线5（c）漏液线第一点： 第二点： 设漏液点的孔速 ，相应的动能因子 由筛板漏液点关联图(参见化工原理下册，P

26、135图10-49)，查得漏液点的干板压降=0.0205m液柱，由此求出漏液点孔速为此计算值与假定值相接近，故计算结果正确则两点可得漏液线（附图3：线2）（d）过量液沫夹带线第一点：取 令 由液沫夹带关联图(参见化工原理下册，P132图10-47)，得泛点百分率为0.77 第二点：取 由液沫夹带关联图(参见化工原理下册，P132图10-47)，得泛点百分率为0.79 由筛板塔的泛点关联图(参见化工原理下册，P129图10-42)，得两点可得过量液沫夹带线（附图3：线1）（e）溢流液泛线第一点：取 可由液流收缩系数得E=1.13第二点：取 可由液流收缩系数得E=1.17若同样将溢流液泛线近似看成

27、直线，连接以上两点即可求得（附图3：线3）8.2提馏段（a）液相下限线 与精馏段相同 附图4：线4（b）液相上限线 与精馏段相同 附图4：线5（c）漏液线第一点： 第二点： 设漏液点的孔速m/s 相应的动能因子由筛板漏液点关联图(参见化工原理下册，P135图10-49)，查得漏液点的干板压降 =0.021m液柱此计算值与假定值相接近，故计算结果正确则两点可得漏液线（附图4：线2）（d）过量液沫夹带线 第一点：取 令由液沫夹带关联图(参见化工原理下册，P132图10-47)，得泛点百分率为85% 第二点：取 由液沫夹带关联图(参见化工原理下册，P132图10-47)，得泛点百分率为86% 由筛板

28、塔的泛点关联图(参见化工原理下册，P129图10-42)，得两点可得过量液沫夹带线（附图4：线1）（e）溢流液泛线第一点：取 可由液流收缩系数得E=1.13第二点：取 可由液流收缩系数得E=1.17若同样将溢流液泛线近似看成直线，连接以上两点即可求得（附图4：线3）九、辅助设备选型精馏装置的主要附属设备包括蒸汽冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。9.1回流冷凝器按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。图 6-1冷凝器的型式（1）整体式如图6-1(a)和(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成

29、一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。（2）自流式如图6-1（c）所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。（3）强制循环式如图6-1（d）、（e）所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。9.2管壳式换热器的设计

30、与选型管壳式换热器的设计与选型的核心是计算换热器的传热面积，进而确定换热器的其它尺寸或选择换热器的型号。9.2.1流体流动阻力（压强降）的计算（1）管程流动阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其阻力pi等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般情况下进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为 (6-1)式中P1、P2分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；Ft结垢校正因数，对25mm2.5mm的管子取1.4；对19mm2mm的管子取1.5；NP管程数；Ns串联的壳程数。上式中直管压强降P1可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降P2由下面的经验公式估算

31、，即 (6-2)（2）壳程流动阻力壳程流动阻力的计算公式很多，在此介绍埃索法计算壳程压强降P0的公式，即 (6-3)式中P1流体横过管束的压强降，Pa；P2流体通过折流板缺口的压强降，Pa；FS壳程压强降的结垢校正因数；液体可取1.15，气体可取1.0。 (6-4)式中F管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5，对转角三角形为0.4，正方形为0.3；壳程流体的摩擦系数；横过管束中心线的管子数；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换热器总管数。折流挡板数；h折流挡板间距；按壳程流通截面积A0计算的流速，m/s，而。9.2.2管

32、壳式换热器的选型和设计计算步骤(1)计算并初选设备规格a确定流体在换热器中的流动途径b根据传热任务计算热负荷Q。c确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定性温度，并确定在定性温度下的流体物性。d计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。e依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选择总传热系数K值。f由总传热速率方程，初步计算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸（如D、L、n及管子在管板上的排列等），或按系列标准选择设备规格。（2）计算管程、壳程压强降 根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压强降。检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压

33、降不符合要求，要调整流速，在确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止。（3）核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻Rsi和Rso，在计算总传热系数K，比较K的初设值和计算值，若K /K=1.151.25，则初选的换热器合适。否则需另设K值，重复以上计算步骤。9.3再沸器精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。（1）釜式式再沸器如图6-2（a）和（b）所示。（a）是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通

34、过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留810分钟，以分离液体中的气泡。为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有300mm高的分离空间，对于大设备，取再沸器壳径为管束直径的1.31.6倍。（b）是夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。（2）热虹吸式再沸器如图6-2（c）、（D）、（e）所示。它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽

35、化率不大于40%，否则传热不良。（3）强制循环再沸器如图6-2中（f）所示。对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。图6-2 再沸器的型式9.4接管直径 各接管直径由流体速度及其流量，按连续性方程决定，即： （6-7）式中：VS流体体积流量，m3/ s；u流体流速，m/ s；d管子直径，m。（1）塔顶蒸气出口管径DV蒸气出口管中的允许气速UV应不产生过大的压降，其值可参照表6-1。表6-1 蒸气出口管中允许气速参照表操作压力（绝压）常压14006

36、000Pa6000Pa蒸汽速度/m/s122030505070（2）回流液管径DR冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为0.20.5m/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取1.52.5m/s。 （3）进料管径dF料液由高位槽进塔时，料液流速取0.40.8m/s。由泵输送时，流速取为1.52.5m/s。（4）釜液排除管径dW釜液流出的速度一般取0.51.0m/s。（5）饱和水蒸气管饱和水蒸气压力在295kPa（表压）以下时，蒸气在管中流速取为2040m/s；表压在785kPa以下时，流速取为4060m/s；表压在2950kPa以上时，流速取为80m/s。9.5加

37、热蒸气鼓泡管加热蒸气鼓泡管（又叫蒸气喷出器）若精馏塔采用直接蒸气加热时，在塔釜中要装开孔的蒸气鼓泡管。使加热蒸气能均匀分布与釜液中。其结构为一环式蒸气管，管子上适当的开一些小孔。当小孔直径小时，汽泡分布的更均匀。但太小不仅增加阻力损失，而且容易堵塞。其孔直径一般为510mm，孔距为孔径的510倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.21.5倍，管内蒸气速度为2025m/s。加热蒸气管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保证蒸气与溶液有足够的接触时间。9.6离心泵的选择离心泵的选择，一般可按下列的方法与步骤进行：（1）确定输送系统的流量与压头 液体的输送量一般为生产任务所规定，如果流量在一定范围内

38、波动，选泵时应按最大流量考虑。根据输送系统管路的安排，用柏努利方程计算在最大流量下管路所需的压头。（2）选择泵的类型与型号 首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型，然后按已确定的流量Qe和压头He从泵的样本或产品目录中选出合适的型号。显然，选出的泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量Qe和压头He完全相符，且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量，所选泵的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即点（Qe、He）坐标位置应靠在泵的高效率范围所对应的H-Q曲线下方。另外，泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。（3）核算泵的轴功率 若输送液体的密度大于水的密度时，可按 核算泵的轴功率。十、设计结果汇总表塔板数30块溢流堰长0.77m板间距0.45m溢流堰型式平顶溢流堰塔板直径1.1m降液管结构普通弓型降液管溢流管面积0.0817受液盘型式普通平地受液盘气体流通面积0.8686安定区宽度0.08m回流比10.24边缘区宽度0.04m孔径6mm弓形降液盘宽度0.305m孔间距0.018m弓形受液盘宽度0.305m开孔率0.1024降液管底部间隙高度0.04m溢流堰高0.4m十一、设计小结通过这次课程设计，我有了很多收获。首先，通过这一次的课程设计，我进一步巩固和加深了所学的基本理