(工艺技术)分离醋酸-水混合物常压精馏(筛板)塔的工艺设计

1、化工原理课程设计化工原理课程设计化工原理课程设计化工原理课程设计- -由下面的经验公式估算，即Ap=3(巴2)(6-2)22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AP0的公式，即ZAp=(Ap+Ap)FN(6-3)012ss式中API流体横过管束的压强降，Pa;AP2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。Ap=Ffn(N+1)竺Ap=N(3.5-2h)竺(6-4)10cB22BD2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壳程流体的摩擦系数；0

2、N横过管束中心线的管子数；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换热器总管数。N折流挡板数；Bh折流挡板间距；u按壳程流通截面积A0计算的流速，m/s，而A=h(D-nd)。00c09.2.2管壳式换热器的选型和设计计算步骤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

3、系数K值。f由总传热速率方程Q=KSAt，初步计算出传热面积S,并确定换热器的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。9.3再沸器精馏

4、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7

5、0%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。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。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

6、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14006000Pa6000Pa蒸汽速度/m/s122030505070（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。（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1.52.5m/s。（4）釜液排除管径dW

7、釜液流出的速度一般取0.51.0m/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2040m/s；表压在785kPa以下时，流速取为4060m/s；表压在2950kPa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2

8、025m/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

9、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。（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N=QH-102耳核算泵的轴功率。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0.0817m2受液盘型式普通平地受液盘气体流通面积0.8686m2安定区宽度0.08m回流比10.24边缘区宽度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.

10、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。首先，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、基本概念和基本知识，包括对化工原理课程中的一些精馏知识的理解，也让我懂得了学以致用，培养了自己分析和解决与本课程有关的具体原理所涉及的实际问题的能力。其次通过这次课程设计，对板式塔的工作原理有了初步详细精确话的了解，加深了对设计中所涉及到的一些力学问题和一些有关应力分析、强度设计基本理论的了解。使我们重新复习了所学的专业课，学习了新知识并深入理解，使之应用于实践，将理论知识灵活化，这都将为我以后参加工作实践有很大的

11、帮助。非常有成就感，培养了很深的学习兴趣。这次课程设计我投入了不少时间和精力，我觉得这是完全值得的。我独立思考，勇于创新的能力得到了进一步的加强。由于时间和经验等方面的原因，该设计中还存在很多不足、如对原理的了解还不够全面等等。在本次设计中我也发现了自己的很多不足之处，知道了自己学习中的薄弱环节在哪里，对知识的掌握还存在盲点，总而言之，本次课程设计让我获益匪浅，我相信在以后的专业设计中我能做的更好。十二、主要符号说明Aa塔板开孔（鼓泡）面积K筛板塔的稳定系数Af降液管面积L塔内下降液体的流里Ao筛板面积Ls塔内下降液体的流量AT塔截面积1溢流堰长度wC0流量系数N塔板数D塔顶馏出液流量n-筛孔数D塔径P操作压力do筛孔直径R回流比E液流收缩系数u-空塔气速ET全塔效率（总板效率）ua按开孔区流通面积计算的气速eV雾沫夹带量uo筛孔气速Fa气相动能因子uow漏液点气速g重力加速度V塔内上升蒸汽流里H板间距Vs塔内上升蒸汽流里hc与干板压降相当的液柱高度W釜残液（塔底产品）流里hd与液体流经降液管的压降相当