化工原理课程设计分离醋酸水混合物常压精馏筛板塔的工艺设计.doc

课程编号

化工原理课程设计
板式精馏塔设计

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2023年8月11日
目录

一、设计任务书………………………………………………………………………3
二、概述………………………………………………………………………………5
三、设计条件及重要物性参数………………………………………………………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、重要符号说明…………………………………………………………………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α=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（重要设备尺寸，衡算结果等）；
7) 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、设计图规定
1) 绘制重要装置图，设备技术规定，重要参数，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y—x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
蒸馏是运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成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蒸馏和连续蒸馏。间歇蒸馏是一种不稳态操作，重要应用于批量生产或某些有特殊规定的场合；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朴蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。简朴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。简朴蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离规定不高的体系。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，达成有效分离的目的。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，本书重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规定
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，一方面必须要能使气(汽)、液两相得到充足的接触，以达成较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具有下列各种基本规定：
(１) 气(汽)、液解决量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。
(２) 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。
(３) 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，从而减少操作费用。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。
(４) 结构简朴，材料耗用量小，制造和安装容易。
(５) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
(６) 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。广泛应用于精馏和吸取，有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反映器用于气液相反映过程。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，重要塔型是泡罩塔、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、吸取等单元操作所使用的塔设备中，曾占有重要地位，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。但泡罩塔并不因此失去其应用价值，由于它具有如下优点。
① 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。
② 无泄漏。
③ 液气比的范围大。
④ 不易堵塞，能适应多种介质。
泡罩塔的局限性之处在于结构复杂、造价高、安装维修麻烦以及气相压力降较大。然而，泡罩塔通过长期的实践，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。在解决非腐蚀性物料时，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，并不是重要问题。
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，筛板塔具有下列优点：生产能力大（20％～40％），塔板效率高（10％～15％），压力减少（30％～50％），并且结构简朴，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20～25mm）、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3～8mm，按正三角形排列，孔间距与孔径的比为2.5～5。近年来有用大孔径（10～25mm）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） 结构简朴，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，故不宜解决脏的、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，以完毕加压、常压、减压下的精馏、吸取、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，它重要的改善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。这一改善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。但在解决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、吸取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） 解决能力大 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20％～40％。
（2） 操作弹性大 浮阀可在一定范围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3～5，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400～666.6Pa。
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，以水平方向吹入液层，形成泡沫。浮阀可以随着气速的增减在相称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同样，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。这是由于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规定，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，就得在塔外用钢架结构加强。此外，这些材料在制造、运送、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规定（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，往往只考虑制导致型方面的性能，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、塑料等编织成网，进而制得。总之，选材所考虑得因素较多。

三、设计条件及重要物性参数
１、生产能力
年产量：F＝３万吨/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、产品规定
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、重要物性参数
①. 醋酸的分子量：60.05 ，水的分子量：18.02
②. 醋酸熔点为16.6℃，沸点为117.9℃，密度为1.049g/ml
③. 常压：101.3KPa
④. 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℃的汽化热为40.6KJ/mol(或542cal/g)
⑤. 醋酸——水的相对挥发度为，混合液的表面张力=20mN/m。
⑥. 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：
⑦. 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y
118.2
1.000
1.000
108.2
0.730
0.606
105.3
0.545
0.435
103.8
0.412
0.293
102.8
0.310
0.210
101.9
0.231
0.155
101.3
0.167
0.114
100.9
0.114
0.081
100.5
0.070
0.050
100.2
0.032
0.023
100.0
0.000
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
由于
所以
由于
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α=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 0.9905
0.9912 0.9856
0.9868 0.9784
0.9802 0.9677
0.9705 0.9522
0.9564 0.9300
0.9361 0.8988
0.9077 0.8563
0.8690 0.8008
0.8184 0.7320
0.7558 0.6523
0.6831 0.5664
0.6049 0.4813
0.5274 0.4035
0.4565 0.3373
0.3962 0.2845<0.30
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
0.2375 0.1588
0.1896 0.1242
0.1473 0.0948
0.1114 0.0706
0.0818 0.0512
0.0581 0.0360
0.0395 0.0243
0.0252 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
①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）
由于q=1 所以加料线 =
所以加料线与平衡线交于点（，）=（0.30，0.4142）
②求最小回流比
由于 =
所以 =5.12
③求R
R=2=2×5.12=10.24
④精馏塔的操作方程
由于R=10.24 ，
所以
即
⑤提馏段的操作方程
由于R=10.24，D=0.0050 Kmol/s ，W=0.0125 Kmol/s ，F =0.0175 Kmol/s，
所以
即
⑥在附图1上作出精馏段、提馏段的直线
由图可知：（不涉及塔釜）
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：运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δ=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

①选取平顶溢流堰，取=0.04m
②采用垂直弓型降液管和平地受液盘，取=0.04m
③取液体进出口安定区宽度 边沿宽度
④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，对板压降自身无特殊规定。
（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，故计算结果对的
塔板的稳定系数K=
表白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δ=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β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，对板压降自身无特殊规定。
（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，故计算结果对的
塔板的稳定系数K=
表白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
表白结果对的 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，P135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，故计算结果对的

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当作直线，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，故计算结果对的

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当作直线，连接以上两点即可求得（附图4：线3）

九、辅助设备选型
精馏装置的重要附属设备涉及蒸汽冷凝器、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，缺陷是塔顶结构复杂，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，由于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，进而拟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ΣΔpi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 ΔP1、ΔP2——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Φ25mm×2.5mm的管子取1.4；对Φ19mm×2mm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ΔP1可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降ΔP2由下面的经验公式估算，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ΔP0的公式，即                              (6-3)
式中  ΔP1’——流体横过管束的压强降，Pa；
ΔP2’——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管壳式换热器的选型和设计计算环节
(1)计算并初选设备规格
a．拟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．拟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，并拟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，并拟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规定。若压降不符合规定，要调整流速，在拟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规定为止。
（3）核算总传热系数
计算管程、壳程对流传热系数，拟定污垢热阻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=1.15～1.25，则初选的换热器合适。否则需另设K值，反复以上计算环节。
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8～10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1.3～1.6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
1400～6000Pa
＞6000 Pa
蒸汽速度/m/s
12～20
30～50
50～70
（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0.2～0.5m/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增长。用泵回流时，速度可取1.5～2.5m/s。                         
（3）进料管径dF
料液由高位槽进塔时，料液流速取0.4～0.8m/s。由泵输送时，流速取为1.5～2.5 m/s。
（4）釜液排除管径dW
釜液流出的速度一般取0.5～1.0m/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20～40m/s；表压在785 kPa以下时，流速取为40～60m/s；表压在2950 kPa以上时，流速取为80m/s。
9.5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。但太小不仅增长阻力损失，并且容易堵塞。其孔直径一般为5～10mm，孔距为孔径的5～10倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.2～1.5倍，管内蒸气速度为20～25m/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环节进行：
 （1）拟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，假如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。
 （2）选择泵的类型与型号  一方面应根据输送液体的性质和操作条件拟定泵的类型，然后按已拟定的流量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规定的流量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，但在该条件下相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相应的H-Q曲线下方。此外，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
边沿区宽度
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。一方面，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论、基本概念