化工原理课程设计.doc

本书符号说明英文字母Aa 塔板开孔区面积,m2；Af 降液管截面积,m2；A0 筛孔总面积,m2；AT 塔截面积,m2；c0 流量系数,无因次；C 计算umax时的负荷系数,m/s；CS 气相负荷因子,m/s；d 填料直径,m；d0筛孔直径,m；D 塔径,m；ev 液体夹带量,kg（液）/kg（气）；E 液流收缩系数,无因次；ET 总板效率,无因次；F 气相动能因子,kg1/2/(sm1/2）；F0 筛孔气相动能因子，kg1/2/(sm1/2) ；g重力加速度,9.81m/ s2；h填料层分段高度,m；HELP关联式常数；h1 进口堰与降液管间的水平距离,m；hc 与干板压降相当的液柱高度,m液柱；hd 与液体流过降液管的压降相当的液柱hf 塔板上鼓泡层高度,m；h1 与板上液层阻力相当的液柱高度,m；hL 板上清液层高度,m；h0 降液管的底隙高度,m；hOW堰上液层高度,m；hW 出口堰高度,m；h,W进口堰高度,m；h与阻力表面张力的压降相当的液柱高度,m液柱；H板式塔高度,m；Hd降液管内清液层高度,m；HD塔顶空间高度,m；HF进料板处塔板间距,m；HP人孔处塔板间距,m；HT塔板间距,m；HETP-等板高度,m；K 稳定系数,无因次；LW堰长,m；Lh 液体体积流量,m3/h；Ls 液体体积流量,m3/s；Lw 润湿速率,m3/(ms)；m 相平衡系数,无因次；n 筛孔数目；NT理论板层数；P 操作压力,Pa；P压力降,Pa；PP气体通过每层筛板的降压,Pa；t筛孔的中心距,m；u空塔气速,m/s；uF 泛点气速,m/s；u0气体通过筛孔的速度,m/s；u0, min漏液点气速,m/s；u0液体通过降液管底隙的速度,m/s；Vh气体体积流量,m3/h；Vs气体体积流量,m3/s；wL液体质量流量,kg/s；wV气体质量流量,kg/s；Wc边缘无效区宽度,m；Wd弓形降液管宽度,m；Ws泡沫区宽度,m；x 液相摩尔分数；X液相摩尔比；y气相摩尔分数；Y气相摩尔分比；Z板式塔的有效高度,m；填料层高度,m。下标max最大的；min最小的；L 液相的；V 气相的希腊字母筛板厚度,m；液体在降液管内停留时间,s； 粘度,mPas；开孔率或孔流系数，无因次；表面张力,N/m；密度,kg/m3； 苯氯苯板式精馏塔工艺设计 目 录第一章 前言11.精馏及精馏流程12.精馏的分类13.精馏操作的特点14.塔板的类型与选择2第二章 设计任务书21.设计题目22.操作条件23.塔板类型24.工作日35.厂址36.设计内容37.设计基础数据3第三章 设计内容31.设计方案的确定及工艺流程的说明32.全塔的物料衡算32.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率32.2平均摩尔质量42.3料液及塔顶底产品的摩尔流率43.塔板数的确定44.塔的精馏段操作工艺条件及计算64.1平均压强pm64.2平均温度tm64.3平均分子量74.4平均密度74.5液体的平均表面张力84.6液体的平均粘度85.精馏塔的塔体工艺尺寸计算95.1塔径的计算95.2精馏塔有效高度的计算106.塔板工艺结构尺寸的设计与计算106.1溢流装置计算106.2塔板布置117.筛板的流体力学验算127.1塔板压降127.2液面落差和液沫夹带137.3漏液137.4液泛138.塔板负荷性能图148.1漏液线148.2液沫夹带线148.3液相负荷下限线158.4液相负荷上限线158.5液泛线15第四章 附属设备的选型及计算171.塔体总高度172.塔顶空间HD173.人孔数目174.塔底空间HB185.冷凝器186.再沸器216.1釜式式再沸器216.2热虹吸式再沸器226.3强制循环再沸器227.接管直径227.1塔顶蒸气出口管径DV227.2回流液管径DR227.3进料管径dF227.4釜液排除管径dW227.5饱和水蒸气管227.6.加热蒸气鼓泡管228.离心泵的选择238.1确定输送系统的流量与压头238.2选择泵的类型与型号238.3核算泵的轴功率23第五章 设计过程的评述和讨论231.回流比的选择232.塔高和塔径233.进料状况的影响244.热量衡算和节能245.精馏塔的操作和调节24附：251.设计筛板结果汇总表252.参考文献253.课程设计心得26 化工原理课程设计苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计第一章 前言1.精馏及精馏流程精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的:1)获得馏出液塔顶的产品；2)将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等；3)脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备叫做精馏塔。精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔顶上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品。根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。2.精馏的分类按操作方式可分为:间歇式和连续式，工业上大多数精馏过程都是采用连续稳定的操作过程。化工中的精馏操作大多数是分离多组分溶液。多组分精馏的特点：1)能保证产品质量，满足工艺要求，生产能力大；2)流程短，设备投资费用少；3)耗能量低，收率高，操作费用低；4) 操作管理方便。 3.精馏操作的特点 从上述对精馏过程的简单介绍可知，常见的精馏塔的两端分别为汽化成分的冷凝和液体的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，精馏操作又有如下特点：1)沸点升高 精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。2)物料的工艺特性 精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。3)节约能源 精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。4.塔板的类型与选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类 ，工业应用以错流式 塔板为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板、筛孔塔板和浮阀塔板。我们应用的是浮阀塔板，因为它是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。它具有结构简单，制造方便，造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大，因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。第二章 设计任务书1.设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯40000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为38%（以上均为质量%）。2.操作条件1)塔顶压强4kPa（表压）；2)进料热状况，自选；3)回流比，自选；4)塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)；5)单板压降不大于0.7kPa；3.塔板类型筛板或浮阀塔板（F1型）。4.工作日每年300天，每天24小时连续运行。5.厂址厂址为天津地区。6.设计内容1)精馏塔的物料衡算；2)塔板数的确定；3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5)塔板主要工艺尺寸的计算；6)塔板的流体力学验算；7)塔板负荷性能图；8)精馏塔接管尺寸计算；9)绘制生产工艺流程图；10)绘制精馏塔设计条件图；11)绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。7.设计基础数据表1 苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据温度，（）8090100110120130131.80.133-1kPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性数据可查有关手册。第三章 设计内容1.设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.全塔的物料衡算2.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。 2.2平均摩尔质量MF 78.110.702(10.702)112.6188.39kg/kmol2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，得： W,40000t/（30024）h5555.56kg/h，全塔物料衡算：釜底液： W=5555.56（kg/h）/112.51（kg/kmol）=49.38kmol/h总物料恒算： F=D+49.38苯物料恒算： F0.702=D0.986+0.0028849.38联立解得： F170.94kmol/h D121.56kmol/h3.塔板数的确定3.1理论塔板数的求取苯-氯苯物系属理想物系，可用梯级图解法（MT）,求取NT，步骤如下：3.1.1平衡曲线的绘制根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取。依据 ，将所得计算结果如列表2：表2苯-氯苯的相平衡数据温度，（）8090100110120130131.80.133kpa 苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710图1 苯氯苯混合液的x-y图本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小，所以其对xy平衡关系的影响完全可以忽略。将上表中数据作图得xy曲线。3.1.2操作回流比的确定在图（图1）上，因，查得，而，。故有：考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：精馏塔的汽、液相负荷：L=RD=0.73121.56=88.74kmol/hV=(R+1)D=(0.73+1)121.56=210.30kmol/hL=L+F=88.74+170.44=259.68kmol/hV=V=210.30kmol/h3.1.3理论塔板数的确定精馏段操作线为过（0.986,0.986）和（0,0.471）两点的直线。精馏段操作线: 提馏段操作线为过和两点的直线。提馏段操作线： 采用图解法求得理论塔板数，如图2总理论板层数：（含再沸器）。精馏段： 提馏段： 进料板位置：NF=4图2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解3.1.4实际塔板数选用公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPas的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为0.5(80+131.8)=106（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：，。 实际塔板数精馏段： 块提馏段： 块总塔板数：块4.塔的精馏段操作工艺条件及计算4.1平均压强pm塔顶压强：进 料 板： 平均压强： 4.2平均温度tm依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度: tD=81.1进料板温度: tF=82.3。平均温度： tm4.3平均分子量塔顶： ，（查图2）加料板：，（查图2）精馏段：4.4平均密度 4.4.1液相平均密度纯组分在不同温度下的密度可由下式计算，计算结果见表3。表3 组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130 kg/m3苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985苯： 推荐：氯苯： 推荐：式中的t为温度塔顶： 进料： 进料板液相的质量分率： 精馏段：4.4.2汽相平均密度 4.5液体的平均表面张力双组分混合液体的表面张力可按下式计算：为A、B组分的摩尔分率表4 组分的表面张力（mN/m）温度，（）8085110115120131 mN/m苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4根据表4可以算出：塔顶： ；（81.1）LD,m=0.98621.10+0.01425.82=21.11mN/m进料板： ； （82.3）LF,m=0.68520.98+0.31525.75=22.48mN/m精馏段： 4.6液体的平均粘度液相平均粘度依下式计算:lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算：查化工原理附录11，在81.1下有： A=0.321mPas ，B=0.414mPas lgLD,m=0.986lg(0.321)+0.014lg(0.414)解得： LDm=0.398 mPas 进料板液相平均粘度的计算:在82.3下，查得：A=0.298mPas ，B=0.404mPaslgLF,m=0.685lg(0.298)+0.315lg(0.404)解得： LFm=0.327mPas精馏段液相平均表面张力为,Lm=（0.398+0.327）/2=0.363 mPas 加料板： 精馏段： 5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由式中的C由式5-5计算，其中C20由化工原理课程设计教材图5-1查取，图的横坐标为取板间距HT=0.50m，板上液层高度hL=0.06m，则HT-hL=0.50-0.006=0.44m查图5-1得C20=0.092取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为：D=1.4m塔塔截面积为： AT=/4D2=1.54m2实际空塔气速为:5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度：Z精=（N精-1）HT=（6-1）0.4=2m提馏段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（15-1）0.4=5.6m在进料板上方开一人孔,其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：Z=Z精+Z提+0.8=2+5.6+0.8=8.4m6.塔板工艺结构尺寸的设计与计算6.1溢流装置计算因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。6.1.1溢流堰长取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。6.1.2出口堰高对平直堰 ，由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：满足要求。取板上清液层高度hL=60mm6.1.3降液管的宽度 和降液管的面积由，查图5-7得，即：依教材中式5-9验算液体在降液管中停留时间,即:可以满足要求。6.1.4降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：降液管底隙高度设计合理。故选用凹型受液盘，深度6.2塔板布置6.2.1塔板的分块因D800mm故塔板采用分块式。查表5-3得，塔板分为3块。6.2.2边缘区宽度的确定取边缘区宽度：一般为5075mm，D 2m时，可达100mm。安定区宽度：规定 m时， mm； m时，mm本设计取： mm，mm。6.2.3开孔区面积式中: 故： 6.2.4筛孔计算及其排列由于处理的物系无腐蚀性，可先用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正在角形排列，取孔中心距t为每层塔板的开孔数为：每层塔板的开孔率为： 在515%之间，故满足要求。每层塔板的开孔面积：气体通过筛孔的孔速：7.筛板的流体力学验算7.1塔板压降7.1.1干板阻力h0的计算干板阻力h0由式5-19计算，即由d0查图5-10得C0=0.772。故：液注7.1.2气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由式5-20计算，即查表5-11，得=0.52.7.1.3液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 由式5-23计算，即气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为： 满足工艺要求。7.2液面落差和液沫夹带对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带量由式5-24计算，即式中： =2.50.06=0.15=0.032kg液/kg气0.1kg液/kg气，满足要求（在本设计中液沫夹带量在允许范围中）。7.3漏液对筛板塔斯社，漏液点的气0,m速可由式5-25计算：即 实际孔速 u0=16.26m/su0,m筛板的稳定性系数:即不会产生过量液漏。7.4液泛为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯氯苯物系属于一般物系，取=0.5而： 板上不设进口堰，则0.225m成立，故不会产生液泛。8.塔板负荷性能图8.1漏液线漏液点气速0m=Vs,m/A0，整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：表 漏液线数据Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s0.4610.4660.4700.474依据表5中数据作出漏液线（见图3a）8.2液沫夹带线以气为限，求Ls-Vs关系如下： （1）式中： , 故将已知数据代入式（1） （2）在操作范围内，任取几个值，依式（2）算出对应的值列于下表：依据表6中数据作出雾沫夹带线（图3b）表6雾沫夹带线数据Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s2.2742.2332.1942.1588.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。由式5-7得，并取E=1则:据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（图3c）8.4液相负荷上限线以=4s作为液相在降液管中停留时间的下限，由式5-9得s故: 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（图3d）8.5液泛线令由；联立得：忽略h，将how与hS，hd与LS，hC与VS的关系代入上式，并整理得将有关的数据代入，得：故，或 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表7表7液泛线数据Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s0.4000.3760.3510.325由上表数据即可作出液泛线（图3e）根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3所示。在负荷性能图上，作出操作点A（Ls，Vs），连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图3查得：图3 精馏段筛板的负荷性能图故操作弹性为：第四章 附属设备的选型及计算1.塔体总高度 板式塔的塔高如图4所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定： 式中 HD塔顶空间，m；HB塔底空间，m；HT塔板间距，m；HT开有人孔的塔板间距，m； HF进料段高度，m； Np实际塔板数；S人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。2.塔顶空间HD 塔顶空间（见图4），是指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（1.52.0）HT。若图8-1 塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。3.人孔数目 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔810块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔46块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm（本设计取600mm）。图4 板式塔总体结构简图4.塔底空间HB塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取35分钟，否则需有1015分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取35分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取11.5分钟。 精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、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。下面简要介绍。5.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。整体式 如图5(a)和(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。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。图5 冷凝器的型式 自流式 如图5（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。强制循环式 如图5（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。 需注意：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。5.1管壳式换热器的设计 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。计算步骤如下：（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Q = KStm，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。流体流动阻力（压强降）的计算5.1.1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 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，即 5.1.2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。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； f0壳程流体的摩擦系数； Nc 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： 管子按正方形排列： 式中： n 换热器总管数。 NB 折流挡板数； h 折流挡板间距； u0 按壳程流通截面积A0计算的流速，m/s，而A0=h(D-ncd0)。6.再沸器图6再沸器的型式 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。6.1釜式式再沸器如图6（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。6.2热虹吸式再沸器如图6（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。这种型式再沸器汽化率不大于40%，否则传热不良。6.3强制循环再沸器如图6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。 7.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： 式中：VS流体体积流量，m3/ s； u 流体流速，m/ s； d 管子直径，m。7.1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8-1。表8-1 蒸气出口管中允许气速参照表操作压力（常压）常压1400-6000Pa6000Pa蒸汽速度/m/s1220305050707.2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。 7.3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1.52.5 m/s。7.4釜液排除管径dW釜液流出的速度一般取0.51.0m/s。7.5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785 kPa以下时，流速取为4060m/s；表压在2950 kPa以上时，流速取为80m/s。7.6.加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。8.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：8.1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。8.2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。 8.3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。第五章 设计过程的评述和讨论1.回流比的选择回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.12倍。我们计算的回流比为0.365，故我们取的回流比R=2Rmin=0.73。2.塔高和塔径影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质塔板结构及操作条件三个方面。物性性质主要是指黏度密度表面张力扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验数据。因此，我们通过经验数据和查表在综合算得塔径为1.40m，塔高为8.4m。3.进料状况的影响由于不同进料状况的影响，使从进料板上升蒸汽量及下降液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提留段的液体量发