化工原理课程设计—甲苯与乙苯

1、华北电力大学化工原理课程设计报告题目： 2.8 万吨 / 年甲苯 - 乙苯分离过程筛板精馏装置设计年级： 09 级专业：应用化学设计者姓名：设计单位：可再生能源学院指导老师：覃吴设计时间： 2012 年 7 月 6 日目录第一章概述2第二章设计方案的确定及流程说明32.1 操作条件的确定32.2 确定设计方案的原则42.3 精馏过程工艺流程图5第三章精馏塔的工艺计算63.1 物料衡算63.2 塔板数的确定8错误！未定义书签。第四章塔体主要工艺尺寸的确定104.1 塔的结构设计104.2 塔板主要工艺尺寸的计算16第五章精馏设备的附属设备205.1 回流冷凝器215.2 管壳式换热器的设计与选型

2、225.4 接管直径255.4 加热蒸气鼓泡管265.5 离心泵的选择26第六章心得总结26第七章附录27第一章概述在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。其作用实现气液相或液液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的过程。它广泛用于蒸馏、吸收、萃取、等单元操作，随着石油、化工的迅速发展，塔设备的合理造型设计将越来越受到关注和重视。塔设备有板式塔和填料塔两种形式，下面我们就板式塔中的筛板塔展开叙述。筛板塔是传质过程常用的塔设备，是1932 年提出的，当时主要用于酿造。它的主要优点有：( ) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀

3、塔的 80左右。( ) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10 15。( ) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。( ) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：( ) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。( ) 操作弹性较小 (约 2 3)。( ) 小孔筛板容易堵塞。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。精馏是化工分离中经常遇到的环节。本设计是采用筛板塔对组成结构和性质相似的甲苯和乙苯进行精馏分离。本文详细的介绍了甲苯和乙苯筛板精馏分离的设计过程， 画出了工艺流程图和精馏塔主

4、要设备图形象直观的展现了设计的结果。V 。对于一定的生产能力，即馏第二章设计方案的确定及流程说明2.1 操作条件的确定精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。本设计采用常压蒸馏，塔顶压力为101.3kPa。进料热状态以进料热状况参数 q 表达

5、。进料状态有 5 种，可用进料状态参数 q 值来表示。进料为过冷液体： q1；饱和液体（泡点） ： q 1；气、液混合物： 0 q 1；饱和蒸气（露点） ： q0；过热蒸气： q0。q 值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量 D 和进料量 F 的比值 D/F 有关；对于低温精馏，不论 D/F 值如何，采用较高的 q 值为经济；对于高温精馏， 当 D/F 值大时宜采用较小的 q 值，当 D/F 值小时宜采用 q 值较大的气液混合物。本设计中已制定为冷进料。蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采

6、用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。对于本设计采用间接加热方式。影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量出量 D 一定时， V 的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，

7、即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。（ 1）先求出最小回流比Rmin，取操作回流比为最小回流比的1.12 倍，即 R（ 1.12） Rmin；（ 2）在一定的范围内， 选 5 种以上不同的回流比， 计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当 R=Rmin 时，塔板数为； R Rmin 后，塔板数从无限多减至有限数； R 继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。2.2 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安

8、全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：(1) 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次， 要考虑必需装置的仪表(如温度计、 压强计，流量计等 )及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采

9、取相应措施。(2) 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、

10、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。(3) 保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。2.3 精馏过程工艺流程图精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

11、在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，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动的影响。塔顶冷凝装置根据生产情况决定采用分凝器或全凝器。一般塔顶分凝器对上升蒸汽虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地确定回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。本设计采用全凝气。甲苯乙苯混合液原料到指定温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。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，连续的从再沸器取出部分液

12、体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。（流程图见附录）第三章精馏塔的工艺计算3.1 物料衡算表 3 1 原始液：甲苯和乙苯的混合物原料液处理量28000t/y（ 1y=300d * 24 h/d）原料液（含甲苯）50%（质量分数）原料液温度40 塔顶产品（含甲醇）98%（摩尔分数）塔底残液（含甲醇）5%（摩尔分数）回流比R=1.8Rmin表 3 2 甲苯的物理性质分子质量： 92.14沸

13、点： 110.625 温度密度汽化热比热容黏度( )3表面张力（ KJ）（ Kg/(mol. )mPa.s（ kg/m ）110780.335.2390.1860.24518.41120770.032.6310.1910.22817.34130759.532.0040.1940.21316.27140748.831.3590.1980.20015.23表 3 2 乙苯的物理性质分子质量： 106.17沸点： 136.186 温度密度汽化热比热容黏度( )3 ）表面张力（kg/m（KJ）（ Kg/(mol. )mPa.s110785.837.5470.2170.27819.86120776.23

14、6.9360.2210.25918.81130766.636.3120.2250.24217.81140756.735.6420.2290.22616.82（ 1）料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数原料组成： xF=0.5354馏出液组成： xD=0.98釜出液组成： xW=0.05（ 2）进料量 F=39.4791kmol/h总物料衡算DWF(3-1)易挥发组分物料衡算Fx FDxDWxW(3-2)以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率为Dx D1 00（ 3-3）WxW式中F、 D 、W分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ；xF、xD 、xW分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的

15、摩尔分率。由（ 3-1）和（ 3-2）式得：DF xFxW(3-4)xDxWWF xDxF(3-5)xDxW（ 1）馏出液流量 D=20.6036kmol/h（ 2）釜残液流量 W=18.8755kmol/h（在本设计中给定为q=1.3237 ）精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线，描述该直线的方程称为 q 线方程或进料方程。式中： q进料热状态参数；由于各操作阶段的甲醇和乙醇的质量百分含量已确定，所以根据甲醇和乙醇的质量百分含量，利用表中数据用内插值法求得各组分的温度。表 3-3塔温温度相对挥发度塔顶甲苯的摩尔分数：= 0.9611111.00941.9771进料甲苯的摩尔分数：

16、= 0.5321121.53302.0286塔底甲苯的摩尔分数：=0.0493138.59891.94963.2 塔板数的确定图 3-1如图 3-1 所示 xq=0.59 ;yq=0.75由此可以求出最小回流比Rmin：平衡线方程： yx( 1) x1最小回流比可按ae线的斜率：RminxD ( A)yqRmin 1xD ( A )（3-6）xq故 Rmin=1.4375 R=1.8Rmin=2.5875精馏段操作线方程：yn 1RxnxD1yn 10.7213xn 0.2732（ 3-7）R 1R提馏段操作线方程：yn 1RDFxnFDxW 1.2177xn 0.0109(3-8)( R1)

17、 D( R1) D1.9841xn平衡线方程可写为：yn 110.9841xnx(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)=0.5702<x(q)=0.5900,y(9)=0.7247故第 9 块板进料，下面改用提馏段方程：x(10)=0.5211,y(10)=

18、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，理论塔板数为NT=17 块（含再沸器） 。其中 9 块精馏段理论板，8 块提馏段理论板，第9 块板为进料板。用奥康奈尔法对全塔效率进行估算：因为 y1=xD=0.98,x1=0.9611 （塔顶第一块板）y=0.7247,x=0.5

19、702 （加料板）yw=0.0933 ,xw=0.0493 （塔釜）根据公式： lgLmxi lgi 得：D0.2 3 9m5 P as,F 0.2328mPa·s, w 0.2224mPa·s塔顶和塔釜的算术平均值：由奥康奈尔关联式：L0.2395 0.2328 0.2224Pa·s30.2316求解实际塔板数N= NT117127ET0.5928第四章塔体主要工艺尺寸的确定4.1 塔的结构设计1.查的有关甲苯和乙苯的安托因方程：甲苯： A=6.080 B=1343.94 C=219.58B10.003531478.11ss/ kPa)A10（ T /） 280

20、lg( P(T/K)得： PAC乙苯：B1554.5得： PBs10.16984lg( p s / kPa)A10T / 222.65(T/K)C将 PAs ， PBs ，带入 PAsxAPBsxB P 进行试差，求塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度：塔顶：；x10.9611，试差得 t =111.0P1=101.3+0.7= 102kPa xA1进料板位置： 9精馏段实际板层数：N精8/ 59.28%=13.49,取 13 块板；每层塔板压降：P0.7kPa进料板压力：PF = 101.3+0.7 13=110.4kPa， = =0.5354,试差得=121.53提馏段实际板层数：N 提8 /

21、 59.28% =13.49，取 13 块板；塔釜压力： P101.3+0.7 27= 120.2kPaW塔釜： xAxW0.05 ， PW120.2kPa ，试差得： tW 138.60求得精馏段及提馏段的平均压力及温度：精馏段： tmt1t F111.0121.53116.2722提馏段： tm't1t F138.60121.53130.07222.平均摩尔质量的计算：塔顶： M VDm0.980092(10.9800)10692.28kg / kmol进料板： M VFm0.724792(1 0.7247)10695.85kg / kmol塔釜： M VWm0.093392(10

22、.0933) 106 104.69kg / kmol精馏段平均摩尔质量：M VmM VDmM VFm92.2895.85294.07kg / kmol2提馏段平均摩尔质量：M Vm'M VFmM VWm95.85104.69 100.27kg / kmol22表 4-1 平均摩尔质量的计算塔顶92.28kg/kmol精馏段平均摩尔质94.07kg/kmol92.54kg/kmol量95.52kg/kmol进料板95.85kg/kmol提馏段平均摩尔质100.27kg/kmol98.50kg/kmol量101.95kg/kmol塔釜104.69 kg/kmol105.31 kg/kmol

23、3.平均密度的计算汽相平均密度计算：VmPMRT精馏段汽相平均密度：提馏段汽相平均密度：液相平均密度计算：1WiLi塔顶：A779.2700kg / m3 ， B779.5165kg / m3得：LDm0.95541779.5165kg/m 30.0446779.2700784.8400进料板：A768.3935kg / m3 ， B774.7312kg / m3得：LFmwA11771.5490kg / m3wB0.50000.5000AB768.3935774.73塔釜：=750.2980kg/，= 758.0860kg/得：LFmw A11757.7472 kg / m3wB0.0431

24、0.9569AB750.2980758.0860精馏段液相平均密度：LFm779.5165771.5490775.5328kg / m32'提馏段液相平均密度：LFm771.5490 757.7472764.6481kg / m32表 42液相平均密度的计算塔顶779.2700kg/塔釜750.2980kg/784.8400kg/758.0860kg/0.95540.0431779.5165kg/757.7472kg/进料768.3935kg/精馏段液相平775.5328kg/板均密度774.7312kg/0.7425kg/0.5000提馏段液相平764.6481kg/均密度771.7

25、472kg/0.8602kg/4.液体平均表面张力计算液体平均表面张力按下式计算：Lmxii塔顶： t1 =111.0094=18.3030mN/m ，=19.7550mN/m得：LDmx1A(1 x1 ) B=18.3595N/m进料板： t 2 =121.5330，查手册：A = 17.1763mN/m ， B =18.6570mN/m得：LFmxFA(1 xF ) B 17.8642 mN/m塔釜： tW138.5959，查附录：A = 15.3756mN/m ， B =16.9586mN/m得：LWm = xFA(1 xF ) B =16.8806mN/m精馏段液体表面平均张力：Lm

26、=LDmLFm =17.3724mN/m2'''17.3724mN/m提馏段液体表面平均张力：LWmLFmLm2表 43液体平均表面张力计算111.0094 138.5989 塔顶18.3030mN/m塔釜15.3756mN/m19.7550mN/m16.9586mN/m18.3595mN/m16.8806mN/m121.5330 精馏段液体表面平均张17.3724mN/m17.1763mN/m力进料板18.6570mN/m提馏段液体17.8642 mN/m表面平均张17.3724mN/m力5.液体平均黏度计算：液体平均黏度按下式计算：lgLmxi lgi塔顶： t1

27、= 111.0094A = 0.2433 mPa ，B = 0.2761mPa得：10xi lgi0.2446 mPaLDm进料板： t F = 121.5330，查附录： A = 0.2257mPa, B = 0.2564 mPa得：LFm10xi lgi = 0.2400mPa塔釜： tW =138.5989，查附录： A = 0.2018 mPa ,B = 0.2282mPa得：10xi lgi0.2269mPaLWm精馏段液体平均黏度：提馏段液体平均黏度：Lm'Lm= 0.2423 mPa= 0.2335mPa表 44液体平均黏度计算111.0094 138.5989 0.24

28、33mPa0.2018 mPa塔顶塔釜0.2761mPa0.2282mPa0.2446mPa0.2269 mPa121.5339 精馏段液体平均黏0.2423mPa0.2257mPa度进料板0.2564 mPa提馏段液体平均黏0.2335mPa0.2400mPa度6.气液相体积流率计算精馏段汽相体积流率：VM Vm3Vs=0.7425m /s3600 Vm液相体积流率：=LM Lm=0.0018m 3/s3600 Lm提馏段汽相体积流率：Vs' =0.0018 m3 / s液相体积流率：L's=L' M Lm0.0039 m3 / s3600'Lm表 45气液相

29、体积流率计算0.7425m3 / s0.8602m3/ s0.0018m3 / s0.0039m3/ s7.塔径的确定塔径的确定，需求 umax = CLm Vm ，C 由下式计算： CC 20( L )0.2Vm20取板间距 H T0.55m ，板上清液层高度 hl0.05m ，则 H H T hl0.55 0.05 0.5m（ 1） 精馏段塔径的确定为了便于在计算机上运算，C20 和 H 的关系可以用下述回归式表示：C 20exp( 4.5311.6562H5.5496H 26.4695H 3 )( 0.474675 0.079H1.39H 21.3213H 3 )+( 0.07290.0

30、88307 H0.49123H 20.43196 H 3 )(ln Lv ) 2 式中： H板间无液空间，H H ThL ， m；H T 板间距， m；hL 清液层高度， m；LVL ( L )0.5:V V式中： LV 参数；V 气相流量，m3 / s ；L 液相流量，m3 / s ；V、L 气、液相密度，kg / m3 。得： C20 =0.1167 ,C =0.4555umax = 7.2074m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为： u = 0.77.2074=5.0452m/s则精馏塔塔径 D =4Vs =0,7460mu（ 2） 提馏段塔径的确定：提馏段塔径确定同精馏段，即D=0.

31、9044m（ 3）目前，塔的直径已标准化。所求得的塔径必须圆整到标准值。塔径在1 米以下者，标准化先按 100mm增值变化；塔径在1 米以上者，按200mm增值变化，即1000mm、 1200mm、 1400mm、 1600mm按标准塔径圆整后，D = 1m塔截面积： AT4 D 20.7854m2精馏段实际空塔气速为：uVs0.9454m / sAT'提馏段实际空塔气速为：u'Vs1.0952m/ sAT精馏段高度的计算：Z精（ N精 -1） 0.45（13 -1） 0.455.4m提馏段高度的计算：Z提（ N提 -1） 0.45（13 -1） 0.455.4m每隔 7 层塔

32、板开一人孔，人孔高度为：0.45m 人孔直径为 0.45m人孔数： N P3塔顶空间高度：取 H D1.5H T0.8250m塔底空间高度：取 H Bm ；1.5封头高度：取H 1 =0.5m;裙座高度：取H 23m ；塔高：H 塔高(N NP1)HTNPHPH DH BH1 H2=(2731)0.530.450.82501.50.5317m.4.2 塔板主要工艺尺寸的计算因塔径 D =1m ，可选用单溢流弓形降液管1. 堰长 lW单溢流： lW(0.6 0.8) D ，取 lW0.7 10.7m2. 溢流堰高度因为 h1hwhow选用平直堰，堰上液层高度how 可用 Francis计算：精馏

33、段： l L0.0018 3600 6.48m3 / h图 4-1液体收缩系数计算图l L6.4815.8 ， LW0.70.7lW2.50.72.5D1精馏段：由上图查的：E=1.03 ，则 how=0.0129m取板上清液高度 hl0.05 ，故 hw 0.0371m提馏段： l h'0.0039m3 / h查的 E=1.045 ，则 h0w' =0.0219m取板上清液层高度 hl = 0.05，故 hw'0.02811.降液管高度和截面积AfWd因为 lW / D0.7 ，查下图（弓形降液管参数图）得：0.0850.145DAT所以 Af0.0668m2 ， W

34、d0.1450m弓形液降管参数图依下式验算液体在降液管中的停留时间：精馏段：20.3985s3 5s提馏段：'9.4147 s3 5s故降液管设计合理。2.降液管底隙高度Lh降液管底隙高度依下式计算：h03600lW u0精馏段： uo =0.15m/s提馏段： u0'0.2m/s故降液管底隙高度设计合理。塔板布置1塔板的分块因为 D=1000mm, 塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从 300900mm 时采用整块式塔板；当塔径在800mm 以上时，人已能在塔内进行拆装操作，无须将塔板整块装入。并且，整块式塔板在大塔中刚性也不好，结构显得复杂，故采用分块式

35、塔板；塔径在800 900mm 之间，设计时可按便于制造、安装的具体情况选定。故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3 块。表 4 6 塔板分块数塔径 /mm80012001400160018002000塔板分块数3452边缘区宽度确定溢流堰前的安定区宽度：WS=0.07m ，边缘区宽度：WC=0.04m3开孔区面积计算开孔区面积按下式计算：Aa2(x r 2x2r 2sin 1x )180r其中 xD1(0.14500.07)0.2850m(WdWs )22故 Aa2 0.285(0.4620.2852 )3.140.462sin 1 0.285 0.3674 m21800.464板式塔计算及其

36、排列1）筛孔数n：取筛空的孔径d0 为 5mm ，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm , 取 t / d03 ，故孔中心距 t3.0 515.0mm。筛孔数：11581031891；nt 2Aa2）开孔率：A0 10.08 （在 5 15 范围内）Aa则每层板上的开孔面积 A0 为 A0Aa0.0370m2精馏段：气体通过筛孔的气速为u0Vs20.0517m / sA0提馏段：气体通过筛孔的气速为u 0'V'23.2303m / ssA04.3 流体力学验算气体通过筛板压降相当的液柱高度hphchlh1）干板压降相当的液柱高度hc ：依/ d03/ 50.6 ，查干筛孔的流量系

37、数图得，C0 0.75精馏：由式hc0.051( u0 )2 (V )0.145mC0L提留：有式'u 0'2(V)mhc0.051()0.22C0L2）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl ：精馏段；气相动能因子：由 0与 Fa 关联图查得板上液层充气系数0 =0.58 ，依式 hl0 hL0.0290m提馏段：气相能动因子：''''0hL由 0与 Fa 关联图查得板上液层充气系数0=0.56 ，依式 hl0.028m3) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度h：精馏段：故 hp0.1450.0290.00190.1759m则单板压强：Pphp

38、L g1.3379103 Pa提馏段：故 hp' 0.22 0.028 0.0019 0.2499m对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。精馏段：提馏段：故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。精馏段：由式 uow 4.4C0(0.00560.13hLh ) L / v 5.2825m/ s筛板的稳定性系数 Ku03.75951.5uow提馏段：筛板的稳定性系数K'u0'1.66411.5uow'故在设计负荷下不会产生过量漏液。为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度H d(H T hw )精馏段：hd0.153 ( l

39、 s) 21.9125ml w h0Hd =2.1384m取0.5，则 (HThw )0.2936m提馏段：H d' =1.8690m故H d （）H T h w 在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。第五章 精馏设备的附属设备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。5.1 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。（ 1）整体式如图 5-1(a)和(b)所

40、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 5-1 冷凝器的型式（ 2）自流式如图5-1（ 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 5-1（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。本设计采用强制循环式。5.2 管壳式换热器的设计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。（ 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：pi ( p1p2 ) Ft N sN p(5-1)式中P1、 P2分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起