(工藝技術)分離醋酸-水混合物常壓精餾(篩板)塔的工藝設計

1、化工原理課程設計化工原理課程設計化工原理課程設計化工原理課程設計- -由下面的經(jīng)驗公式估算，即Ap=3(巴2)(6-2)22殼程流動阻力殼程流動阻力的計算公式很多，在此介紹埃索法計算殼程壓強降AP0的公式，即ZAp=(Ap+Ap)FN(6-3)012ss式中API流體橫過管束的壓強降，Pa;AP2流體通過折流板缺口的壓強降，Pa;FS殼程壓強降的結(jié)垢校正因數(shù)；液體可取1.15，氣體可取1.0。Ap=Ffn(N+1)竺Ap=N(3.5-2h)竺(6-4)10cB22BD2式中F管子排列方法對壓強降的校正因數(shù)，對正三角形排列F=0.5，對轉(zhuǎn)角三角形為0.4，正方形為0.3；f殼程流體的摩擦系數(shù)；0

2、N橫過管束中心線的管子數(shù)；Nc值可由下式估算：C管子按正三角形排列：n=L1(6-5)c管子按正方形排列：n=1.19打(6-6)c式中n換熱器總管數(shù)。N折流擋板數(shù)；Bh折流擋板間距；u按殼程流通截面積A0計算的流速，m/s，而A=h(D-nd)。00c09.2.2管殼式換熱器的選型和設計計算步驟計算并初選設備規(guī)格a確定流體在換熱器中的流動途徑b根據(jù)傳熱任務計算熱負荷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；計算定性溫度,并確定在定性溫度下的流體物性。d計算平均溫度差，并根據(jù)溫度差校正系數(shù)不應小于0.8的原則，決定殼程數(shù)。e依據(jù)總傳熱系數(shù)的經(jīng)驗值范圍，或按生產(chǎn)實際情況，選擇總傳熱

3、系數(shù)K值。f由總傳熱速率方程Q=KSAt，初步計算出傳熱面積S,并確定換熱器的m基本尺寸（如D、L、n及管子在管板上的排列等），或按系列標準選擇設備規(guī)格。（2）計算管程、殼程壓強降根據(jù)初定的設備規(guī)格，計算管程、殼程流體的流速和壓強降。檢查計算結(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，重新計算壓強降直至滿足要求為止。（3）核算總傳熱系數(shù)計算管程、殼程對流傳熱系數(shù)，確定污垢熱阻Rsi和Rso,在計算總傳熱系數(shù)K，比較K的初設值和計算值，若K/K=1.151.25，則初選的換熱器合適。否則需另設K值，重復以上計算步驟。9.3再沸器精餾

4、塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器及強制循環(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，管內(nèi)可以加熱蒸汽。塔底液體進入底液池中，再進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內(nèi)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810分鐘，以分離液體中的氣泡。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應有一分離空間，對于小設備，管束上方至少有300mm高的分離空間，對于大設備，取再沸器殼徑為管束直徑的1.31.6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7

5、0%左右。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中。熱虹吸式再沸器如圖6-2(c)、(D)、(e)所示。它是依靠釜內(nèi)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。強制循環(huán)再沸器如圖6-2中(f)所示。對于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強制循環(huán)式再沸器，因流速大、停留時間短，便于控制和調(diào)節(jié)液體循環(huán)量。原料預熱器和產(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，可按傳熱原理計算。圖6-2再沸器的型式9.4接管直徑各接管直徑由流體速度及其流量，按連續(xù)性方

6、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14006000Pa6000Pa蒸汽速度/m/s122030505070（2）回流液管徑DR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/s。（4）釜液排除管徑dW

7、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/s。9.5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，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?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(nèi)蒸氣速度為2

8、025m/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間。9.6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(nèi)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(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。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

9、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（Qe、He）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=QH-102耳核算泵的軸功率。十、設計結(jié)果匯總表塔板數(shù)30塊溢流堰長0.77m板間距0.45m溢流堰型式平頂溢流堰塔板直徑1.1m降液管結(jié)構(gòu)普通弓型降液管溢流管面積0.0817m2受液盤型式普通平地受液盤氣體流通面積0.8686m2安定區(qū)寬度0.08m回流比10.24邊緣區(qū)寬度0.04m孔徑6mm弓形降液盤寬度0.305m孔間距0.018m弓形受液盤寬度0.

10、305m開孔率0.1024降液管底部間隙高度0.04m溢流堰高0.4m十一、設計小結(jié)通過這次課程設計，我有了很多收獲。首先，通過這一次的課程設計，我進一步鞏固和加深了所學的基本理論、基本概念和基本知識，包括對化工原理課程中的一些精餾知識的理解，也讓我懂得了學以致用，培養(yǎng)了自己分析和解決與本課程有關的具體原理所涉及的實際問題的能力。其次通過這次課程設計，對板式塔的工作原理有了初步詳細精確話的了解，加深了對設計中所涉及到的一些力學問題和一些有關應力分析、強度設計基本理論的了解。使我們重新復習了所學的專業(yè)課，學習了新知識并深入理解，使之應用于實踐，將理論知識靈活化，這都將為我以后參加工作實踐有很大的

11、幫助。非常有成就感，培養(yǎng)了很深的學習興趣。這次課程設計我投入了不少時間和精力，我覺得這是完全值得的。我獨立思考，勇于創(chuàng)新的能力得到了進一步的加強。由于時間和經(jīng)驗等方面的原因，該設計中還存在很多不足、如對原理的了解還不夠全面等等。在本次設計中我也發(fā)現(xiàn)了自己的很多不足之處，知道了自己學習中的薄弱環(huán)節(jié)在哪里，對知識的掌握還存在盲點，總而言之，本次課程設計讓我獲益匪淺，我相信在以后的專業(yè)設計中我能做的更好。十二、主要符號說明Aa塔板開孔（鼓泡）面積K篩板塔的穩(wěn)定系數(shù)Af降液管面積L塔內(nèi)下降液體的流里Ao篩板面積Ls塔內(nèi)下降液體的流量AT塔截面積1溢流堰長度wC0流量系數(shù)N塔板數(shù)D塔頂餾出液流量n-篩孔數(shù)D塔徑P操作壓力do篩孔直徑R回流比E液流收縮系數(shù)u-空塔氣速ET全塔效率（總板效率）ua按開孔區(qū)流通面積計算的氣速eV霧沫夾帶量uo篩孔氣速Fa氣相動能因子uow漏液點氣速g重力加速度V塔內(nèi)上升蒸汽流里H板間距Vs塔內(nèi)上升蒸汽流里hc與干板壓降相當?shù)囊褐叨萕釜殘液（塔底產(chǎn)品）流里hd與液體流經(jīng)降液管的壓降相當