苯-氯苯板式精馏塔地实用工艺设计

1、化工原理课程设计苯 - 氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书目录苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 . 1一设计题目 1二操作条件 1三塔板类型 1四工作日 2五厂址 错 误! 未定义书签。六设计容 2七设计基础数据 2符号说明 . 2设计方案 . 5一设计方案的思考 5二设计方案的特点 5三工艺流程 5苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书 . 5一设计方案的确定及工艺流程的说明 5二全塔的物料衡算 6三塔板数的确定 6四塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 9五精馏段的汽液负荷计算 错 误! 未定义书签。六塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 12七塔板负荷性能图 17八附属设备的的计算及选型 21

2、筛板塔设计计算结果 . 30设计评述 . 31一设计原则确定 31二操作条件的确定 32设计感想 . 33苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计苯 - 氯苯分离过程板式精馏塔设计任务一设计条件年产纯度为 99.5%的氯苯 4 万吨，原料液为苯和氯苯的的混合液，其中氯苯含 量中为 38%（质量百分数），其余为苯，采用泡点进料，要求塔顶氯苯含量不高 于2%精馏塔顶压强为4kPa（表压），单板压降不大于0.7kPa，采用300天/年 工作日连续生产。二操作条件1. 塔顶压强4kPa （表压）；2. 进料热状况，泡点进料；3. 回流比，自选；4压降不大于 0.7kPa；三塔板类型筛板或浮阀塔板（ F1 型）四工

3、作日每年300天，每天24小时连续运行五计容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. 设计计算结果总表。六.计基础数据苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据温度，C)8090100110120130131.8Pi X0.133-1kPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性数据可查有关手册。符号说明：a填料的有效比表面积，卅/m3at 填料的总比表面积，川/m3 aw填料

4、的润湿比表面积，川/m3a塔板开孔区面积，m a 降液管截面积，m a筛孔总面积，m a 塔截面积，m co流量系数，无因次C计算umax时的负荷系数，m/sd填料直径，mdo 筛孔直径，m D 塔径， mdl液体扩散系数，m/s dv气体扩散系数，m/sev液沫夹带量，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 /(s.m1/2)Fo筛孔气相动能因子，g重力加速度，9.81m/s2h填料层分段高度，mHETP 关联式常数h1 进口堰与降液管间的水平距离，mhe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高度，mhf 塔

5、板上鼓泡层高度， mhi与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱hL 板上清液层高度，mhmax允许的最大填料层高度，mho降液管的低隙高度，m how堰上液层高度，m hw出口堰高度，m h' w进口堰高度，mh s 与克服表面力的压降相当的液柱高度，m液柱H板式塔高度，mHB Hd HD HF HO HP溶解系数，kmol/(m3 kPa) 塔底空间高度， m降液管清液层高度， m 塔顶空间高度， m进料板处塔板间距， m g气相总传质单元高度，m 人孔处塔板间距， m塔板间距， mH1封头高度， 裙座高度，HET等板高度，mkG 气膜吸收系数，kmol/ (m?h?kPa)kL 液膜

6、吸收系数，m/h K稳定系数，无因次Kg 气膜吸收系数kmol/ (m?h?kPa)l w堰长，mLh液体体积流量，m/h Ls液体体积流量，m/hLw润湿速率，m/ ( m?h)m n相平衡常数，无因次筛孔数目NOG气相总传质单元数，NT理论板层数P操作压力， PaP压力降， PaPP气体通过每层筛板的压降， Par 鼓泡区半径， mu空塔气速， m/SuF泛点气速， m/Su0气体通过筛孔的速度， m/SU0, min漏液点气速，m/Su'0液体通过降液管底隙的速度， m/SU液体喷淋密度，m3/ ( m2?h)UL液体质量通量，kg / (m?h)Umin最小液体喷淋密度， m3

7、/(m2?h)Uv气体质量通量，k / (m?h)Vh气体体积流量， m/hVS气体体积流量， m/hwL液体质量流量，kg /hwV-气体质量流量，kg /hWc边缘无效区宽度， mWd弓形降液管宽度， mx液相摩尔分数X液相摩尔比y气相摩尔分数Y气体摩尔比Z填料层高度 ， m充气系数，无因次；筛板厚度， m£ -空隙率，无因次B液体在降液管停留时间， S11-粘度， Pa?Sp -密度， kg/m3CT-表面力， N/m© -开孔率或孔流系数，无因次 -填料因子， l/m液体密度校正系数，无因次下标max最大的min最小的L液相V气相设计方案设计方案的思考通体由不锈钢制

8、造，塔节规格 25100mm高度0.51.5m,每段塔节可 设置12个进料口 /测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产 品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷 凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通 过采用釜液温度或灵敏板进行控制， 塔压可采用稳压阀控制， 并可装载自动安全 阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温300E 围任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节的温度、塔釜液相温 度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进 料量等参数均可以数字显示。二设

9、计方案的特点浮阀塔应用广泛， 对液体负荷变化敏感， 不适宜处理易聚合或者含有固体悬 浮物的物料浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔 的设计资料更易得到，而且更可靠。浮阀塔更适合 塔径不很大，易气泡物系， 腐蚀性物系，而且适合真空操作。三工艺流程原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔（筛 板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液， 其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流， 塔釜残液送至废热锅炉。苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书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

10、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， 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。全塔的物料衡算（一）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/kmolXf62/78.1162/78.11 38/112.610.702Xd98/78.1198/78.11 2/112.610.9860.2/78.11

11、Xw0.2/78.11 99.8/112.61(二)平均摩尔质量0.00288MF= 78.11 x 0.702 + (1 - 0.702) X 112.61 = 88.39kg/kmolM D 78.11 0.98610.986112.61 78.59kg/kmolMw 78.11 0.0028810.00288112.61 112.5kg/kmol依题给条件：一年以300 天，天以 24小时计，有： W = 40000t/a5555.6kg/h，全塔物料衡算:F '= D'+ W0.38F '= 0.02D'+ 0.998WF'= 15092.7kg

12、/hF=15092.7/88.39 = 170.75kmol/hD'= 9537.1kg/hD=9537.1/78.59 = 121.35kmol/hW = 5555.6kg/hW=5555.6/112.5 = 49.38kmol/h（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率三塔板数的确定（一）理论塔板数Nt的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取Nt，步骤如下:1. 根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x y依据X Pt Pb / Pa Pb , y PAX/Pt，将所得计算结果列表如下:表3-1相关数据计算温度，C)8090100110120130131

13、.8苯760102513501760225028402900Pi氯苯1482052934005437197600.670.440.260.120.01两相摩尔X17257900.910.780.610.370.07分率y1354610本题中，塔压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对x y平衡关系的影响完全可以忽略。2. 确定操作的回流比R将表3-1中数据作图得xy曲线。图3-1苯一氯苯混合液的x y图RmXDyeye Xe0.986 0.9250 2740.9250.702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

14、流比的2 倍，即：R 2Rm 2 0.2740.548求精馏塔的汽、液相负荷L=RD=0.548X 121.35=66.50 kmol/hV=(R+1)D=(0.548+1) X 121.35=187.85 kmol/hL' =L+F=66.50+170.75=237.25 kmol/hV =V=187.85 kmol/h3. 求理论塔板数精馏段操作线：yRXXD0.35x0.64R 1R 1提馏段操作线：yL X VWVXw1.26x0.000757提馏段操作线为过 0.00288,0.00288和0.702,0.884两点的直线图解得Nt 9.5 1 8.5块（不含釜）。其中，精馏

15、段Nt1 3块，提馏段Nt2 5.5块，第4块为加料板位置。（二）实际塔板数Np1. 全塔效率Et选用Et 0.17 0.616log阳公式计算。该式适用于液相粘度为 0.071.4mPa s的烃类物系，式中的 尿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 X （80+131.8）=106 C （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：ma 0.24mPa s,阳0.34mPa s。mAXFB 1 xF 0.24 0.7020.3410.7020.2698Et 0.17 0.616 log m 0.170.616 log 0.26980.522.实际

16、塔板数N p（近似取两段效率相同）精馏段：“门3/0.525.77 块，取 Np1 6 块提馏段：Np25.5/0.5210.58块，取 Np2 11 块四.塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强Pm塔顶压强Pd 4 101.3 105.3kPa，取每层板的压降为 错误！未找到引用源则进料板的压强为：Pf 6 0.7 105.3 109.5kPa，塔底压强为：PW FF 10 0.7 216.5kPa，精馏段平均操作压强为：错误!未找到引用源。=：'r 109.5 216.5“c, 一Fm（提）-163kPa提馏段平均操作压强为：2（2）温度tm根据操作压强,经计算得

17、塔顶,tD 82.50C，进料板温度tF 92 0C，塔底：tw 130.6 °C，则精馏段平均温度：tm,精82.592287.25 °C，提馏段的平均温度：切提92 130.062111.3 °C。(3)平均分子量M塔顶：Xd y 0.986, X1 0.92MvDm 0.986 78.114 (1 0.986) 112.559 78.59Kg / KmolM LDM0.9278.11(10.92)112.5680.866 kg / kmol进料板：Yf0.89，错误!未找到引用源。M VFM0.8978.11(10.89)112.5681.8995kg /

18、kmolM VLM0.6378.11(10.63)112.5690.8586 kg / kmol塔底：xw 0.00288 ,错误!未找到引用源。错误!未找到引用源。M LWM 0.00288 78.1141 0.00288 112.559 112.46Kg / Kmol则精馏段平均分子量: 错误!未找到引用源。 错误!未找到引用源。 提馏段平均分子量：错误！未找到引用源。M 'lm90.8565 112.4572101.657 kg / kmol(4)平均密度 m1.液相密度Lm液相平均密度依下式计算，即错误!未找到引用源塔顶：错误!未找到引用源LA812Kg / m3，LB1030

19、Kg / m3，塔顶：错误!未找到引用源。LA752. 5Kg/ m3，LB980. 00Kg/ m3，加料板：由错误!未找到引用源LA801Kg / m3LB1022Kg / m3由1aAaB （ a为质量分率）LmLALB故塔顶:0. 986LmD8120.014，即 LmD1030814. 413Kg / m3 ；塔底:0. 0020840.997916LmW752.5980,即 LmW979. 38Kg /进料板,由加料板液相组成Xa0.731aA0. 6378. 11LmF0.6378.0. 5416801Lm (精)11(10. 63)0. 4584，故1022814.413889

20、.136112. 560. 5416LmF889. 136Kg/ m3851.77Kg/m3提馏段平均液相密度:979.38889.136Lm( 提)934.258kg/2. 气相密度由理想气体状态方程计算可得PM M VMVM精TMR108.1 80.24598.31487.25 273.152.859kg / mVM提PM M VMTMR115.1 96.88538.314111.3 273.153.489kg / m(5)液体表面力A BmAX ABX B由tD 92C查手册得错误!未找到引用源。，W 如N/砧,顶=加由 错 误 ！ 未 找 到 引 用 源。tF92°C，查手册

21、得A顶=21mN/m,B顶=26.1mN / m由 tW 130.6C，查手册得A顶=14.75mN /m,b顶=20.4mN /mLFM0.63 19.8 0.37 25.121.761mN /mLWM0.025 14.75 0.9975 20.420.386mN / mLDM0.986 210.014 26.121.0714mN/m错误!未找到引用源。精馏段平均表面力：lm 21.0714 21.761 21.4162mN/m错误！未找到2引用源。提馏段平均表面力:LM21.761 20.386221.0735mN/m（6）液体粘度LmlmXI ilog Mm =工科log 4由错误!未找

22、到引用源。错误！未找到引用源。由 错 误 ！ 未 找至V引 用 源。，tF 92°C，查手册得，A进, B进错误！未找到引用源。错误!未找到引用源。由错误!未找到引用源。，错误!未找到引用源。log LDM 0.986log 0.3+0.014log 0.4, LDMl log LFM0.63log 0.275 0.37log 0.365, LFMlog LWM 0.025log 0.19 0.9975log 0.24, LWM 0.24mpa.s 精馏段平均液相粘度：错误!未找到引用源。提馏段平均液相粘度：错误!未找到引用源。六塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（一）塔径1. 初选塔板

23、间距Ht 450mm及板上液层高度hL 60mm，贝U:Ht hL0.45 0.06 0.39m2. 按Smith法求取允许的空塔气速Umax （即泛点气速Uf ）Lsvs0.00229850.191.8042.880.0218查Smith通用关联图得C200.080.2负荷因子CC20200.08 空7200.20.0805泛点气速：Umax C v L V / V0.0805. 850.19 2.88 /2.881.3808m/s3. 取安全系数为0.7，则空塔气速为u 0.7umax 0.9665 m/s4. 精馏段的塔径D4乂厂口, 4 1.804/3.14 0.9665 1.542m

24、圆整取D 1600mm，此时的操作气速u 0.9665m/s。5. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精（N精 1 Ht （6 1） 0.45 2.25m提馏段有效高度为Z提（N提1） Ht1°4545m在进料板上方开一人孔，其高度为600mm故精馏塔的高度为Z Z 精 Z 提 2.25+4.5+0.6=7.35m（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1. 溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口堰。（1）溢流堰长（出口堰长）lw取 lw 0.6D0.6 1.60.96m堰上溢流强度 Lh /lw 8.24/0.96 8.583m3/ m h 100

25、130m3/ m h，满足筛板塔的堰上溢流强度要求（2）出口堰高hwhL how对平直堰how0.00284E Lh/lw2/3由lw/D 0.6及Lh/iw58.24/0.962-59.13，查化工原理课程设计图5-5得E 1，于是：2/3h0.00284 18.24/0.960.0119m0.006m （满足要求）hwhL h°w 0.06 0.0119 0.0481m（3）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由 lw/D 0.6，查化原下 P147 图 11-16 得 Wd/D 0.11, Af /At 0.056，即:2 2 2Wd 0.176m，At 0.785D2.01m，

26、Af 0.11256m。液体在降液管的停留时间AfHT/Ls 0.11256 0.45/0.0022922.12s 5s （满足要求）（4）降液管的底隙高度ho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uo 0.08m/s，则有：hoLsl wUo0.002290.96 0.080.0298m（ ho不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）2. 塔板布置（1）边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws边缘区宽度 Wc: 一般为5075mm D >2m时，Wc可达100mm安定区宽度 Ws :规定D 1.5m时Ws 75 mm D 1.5m时Ws 100

27、mm本设计取 Wc 60 mm Ws 100 mm(2) 开孔区面积Aa222.1 XAa2 x. R xR sin1 0.5240.740180R2 0.524. 0.742 0.52420.742 sin1801.408m2式中：x D/2 Wd Ws 0.80.1760.1000.524mR D/2 Wc 0.8 0.0600.740m3. 开孔数n和开孔率©取筛孔的孔径do 5mm，正三角形排列,筛板采用碳钢，其厚度 S 3mm ,且取t/do 3.0。故孔心距t 3 5 15mm每层塔板的开孔数n1155 1 03 AAat21155 10321.408 7228 (孔)1

28、5每层塔板的开孔率©0.907t/do 20.907V0.101 ( ©应在515%故满足要求)每层塔板的开孔面积AAa0.101 1.4080.142m22相 0051C-(2)气体通过液层的阻力hl由下式计算气体通过筛孔的孔速uo Vs/A。1.804/0.14212.70m/s(三) 筛板的流体力学验算1. 塔板压降(1) 由 d。/5/3 1.67查图 5-10 得 Co=O.772212.702.880.0510.0468 m0.772850.19hlhLUaVs1.8040.95 m/sAt Af2.01 0.11256F 05v1/2 1/20.95 .2.8

29、81.61kg/(s m )查表 5-11，得 B =0.57.hlhL(hw how) 0.57(0.0481 0.0119) 0.0342m 液柱(3) 液体表面力的阻力h计算液体表面力所产生的阻力h由下式计算h Lgd02°.67 10 30.0020m液柱850.19 9.810.005气体通过每层塔板的液柱高度为hp hc hl h 0.04680.03420.00200.083m 液柱气体通过每层塔板的压降为PpLghp850.19 9.81 0.083692.25Pa0.69kPa 0.7kPa (满足工艺要求)2. 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液

30、流量均不大，故可忽略液 面落差的影响。3.25.7 10 6 uaHthf5.7 10 620.67 10 30.950.45 2.5 0.063.23. 液沫夹带5.7 10 63.2UaeHt hf式中：hf2.5hL=2.5 X 0.06=0.150.011kg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围中。4. 漏液漏液点的气速Uomuom 4.4Co 1 0.00560.13h h l / v4.4 0.772 . 0.0056 0.13 0.06 0.002 850.19/2.886.23m/s筛板的稳定性系数K 电1272.041.5 (不会产生过量液

31、漏)Uom6.245. 液泛为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度HdHt苯一氯苯物系属于一般物系，取©=0.5Ht hw0.5 0.45 0.04810.25m而 Hd hp hL hd板上不设进口堰，则2 2Ls0.00213hd0.153-0.1530.001mlwho1.12 0.0238Hd 0.0830.060.0010.144mHdHt hw成立，故不会产生液泛。七塔板负荷性能图1.液沫夹带线（1）以e 0.1kg液/kg气为限，求VLs关系如下3.2(7-1 )5.7 10 6 uaHthf式中：uaAt Af2.01 0.112560.53Vshf2.5九2

32、.5 hwh°w2/32.5 0.04810.00284 E3600Ls2.5 0.04810.002843600 Ls2/30.121.71L2/3S0.96将已知数据代入式(7-1 )63.25.7 100.53Vs32 /320.67 10 3 0.50.12 1.71L；(7-2)Vs 4.52420.359 L?3在操作围，任取几个Ls值，依式（7-2 ）算出对应的Vs值列于下表:表7-1Ls,m3/s0.00050.0050.010.0150.02Vs, m3/s4.3963.9293.5793.2863.024依据表中数据作出雾沫夹带线（1）(7-3)2.液泛线（2）

33、H Thwh phwhowhd0.00284E2/33600Ls0.002843600Ls0.962/30.6855L?320.051 Uo Co20.051Co Ao0.0510.772 0.1422.88850.1920.01438Vs2 /3hhw how0.57 0.0481 0.6855L；0.02742 0.3907L?3h 0.00222/30.01438V20.3907L；0.029422hd0.153 丄l w ho°.153 両Ls0.0298186.95L；0.5 0.45 0.048120.01438Vs0.6855LS/32 /30.3907Ls0.0294

34、2 0.04812186.95L；22 /32Vs 11.93 74.84 Ls13000.7Ls(7-4)在操作围，任取几个Ls值，依式（7-4 ）算出对应的Vs值列于下表:Ls, m3/s0.00050.0050.010.0150.02Vs, m3/s3.3853.0692.6752.111.1表7-2依据表中数据作出液泛线（2）3.液相负荷上限线（3）AiHt 5LsLs,maxHAf045 0.112560.01m3/s(7-5)4.漏液线（气相负荷下限线）（4）hLhwhow2/3how 0.00284E Lh /lw漏液点气速Uom 4.4Co 0.0056 0.131h l /

35、vVs, min 4.4 Co Ao,0.00560.13 h 0.00284E LhwL w4.4 0.772 0.1420.0056 0.13 0.0481 0.00284 13600Ls 乜0.960.002 850.19/2.88整理得:V2 is,min6.103L?30.59(7-6)在操作围，任取几个Ls值，依式（7-6）算出对应的Vs值列于下表:表7-3Ls,m3/s0.00050.0010.010.015Vs,m3/s0.630.650.870.96依据表中数据作出漏液线（4）5.液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度how0.006 m, E 1.0。0.00284E360

36、0Ls,min2/30.00284 13600 Ls0.962/30.006(7-7)Ls,min 8.19 104m3/s图7-1精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点 A,连接0A即作出操作线。由图可看出，该筛板 的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得3Vs,max=3.17m/S3Vs,min=0.65m/S故操作弹性为：仏mx=4.88V s, m in八设计计算结果总表浮阀塔工艺设计计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强pm1、Pm2kPa108.9163各段平均温度tm1、t m2C87.25111.3平均流量气相Vs1、VS2m3/s1.030

37、.55液相Ls1、Ls2m3/s0.0014232.235 10 3实际塔板数N pl、N p2块713板间距HTm0.450.45塔径D1、D2mm1.0221.022空塔气速nU、2m/s0.9110.701塔板溢流形式-单溢流型单溢流型溢 流 装 置溢流管型式-平顶弓形溢流堰平顶弓形溢流堰堰长l wm0.7920.65堰咼hwm0.06297m0.0528m底隙高度hom0.0144m/s0.0231m/s阀孔阀孔数目N个95105孑L径Rm0.390.39阀孔气速U01、 U 02m/s5.854m/s5.285m/s开孔率-%10.03%11.09%单板压强降-kPa0.70.7气相

38、最大负荷Vmaxm /s0.6510.004气相最小负荷Vminm /s0.42260.1926操作弹性-2.98748.0八.附属设备的的计算及选型（一）塔体总高度板式塔的塔高如图8-1所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定：H Hd （Np 2 S） Ht S Ht Hf Hb（8-1）式中h塔顶空间，mh b塔底空间，mh t塔板间距，mh t 开有人孔的塔板间距，mh f进料段高度，mn p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）。（二）塔顶空间塔顶空间（见图8-1 ）指塔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，通常取为（1.

39、52.0 ） Hr。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。（三）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 450m（本设计取600m）板式塔总体结构简图(四) 塔底空间HB塔底空间指塔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

40、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。(五) 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8-2(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8-2冷凝器

41、的型式2. 自流式如图8-2 (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8-2(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。4. 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。5. 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

42、。对于多程换热器，其阻力工 p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 ( PiP2)RNsNp(8-2)式中： Pi>A R分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；F t结垢校正因数，对25mM 2.5mm的管子取1.4 ;对19mM 2mm的管子取1.5 ;N p管程数；N s串联的壳程数。上式中直管压强降A R可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降AR由下面的经验公式估算，即2cUP232(8-3)(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A(8-4)Po ( PiP

43、2)FsNs式中 Pl'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1.0PiP2'Ff°n JNb 1)Nb(3.5 )D2u 022u 02(8-5)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 ；f 0壳程流体的摩擦系数；Nc横过管束中心线的管子数；2值可由下式估算:管子按正三角形排列：nc 1.1. n管子按正方形排列：nc 1.19齐式中：n 换热器总管数。Nb折流挡板数；h折流挡板间距；u 0按壳程流通截面积

44、 A计算的流速，m/s，而A=h(D-ncd°)6. 管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 = KSA tm,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

45、) 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FL,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。7. 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8-2 (a)和(b)所示。(a)是卧式再沸

46、器，壳方为釜液沸腾，管可以 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!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8-2 (c)、(d)、(

47、e)所示。它是依靠釜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 8-2 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，可按传热原理计算冶ca再沸器的型式8. 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: d怦式中：Vs流体体积流量，rml s ；u流体流速，m/ s ；

48、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1400-6000Pa>6000Pa蒸汽速度/m/s12 2030 5050 70(2) 回流液管径0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1.5 2.5 m/s o(4) 釜液排除管径dw釜液流出的速度一般取 0.51.0m/s o(5

49、) 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。9. 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5 10倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.21.5 倍,管蒸气速度为2025m/So 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。10. 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，如果流量在一定围波动，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