板式精餾塔項目設(shè)計方案

1、<p><b>　　板式精餾塔設(shè)計方案</b></p><p>　　第三節(jié) 精餾方案簡介</p><p>　　(1) 精餾塔的物料衡算；</p><p>　　(2) 塔板數(shù)的確定：</p><p>　　(3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物件數(shù)據(jù)的計算；</p><p>　　(4) 精餾塔的塔

2、體工藝尺寸計算；</p><p>　　(5) 塔板主要工藝尺寸的計算；</p><p>　　(6) 塔板的流體力學(xué)驗算：</p><p>　　(7) 塔板負(fù)荷性能圖；</p><p>　　(8) 精餾塔接管尺寸計算；</p><p>　　(9) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖；</p><p>　　(10)

3、 繪制精餾塔設(shè)計條件圖；</p><p>　　(11) 對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。</p><p>　　設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明</p><p>　　原料液由泵從原料儲罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱至84℃后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽</p><p>　　流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)

4、冷卻至25℃后送至產(chǎn)品槽；塔釜</p><p>　　采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。</p><p>　　第四節(jié)：精餾工藝流程草圖及說明</p><p>　　一 、流程方案的選擇</p><p>　　生產(chǎn)流程方案的確定：</p><p>　　原料主要有三個組分：C2°、C3＝、C3

5、76;，生產(chǎn)方案有兩種：（見下圖A，B）如任務(wù)書規(guī)定：</p><p>　　C2° C3＝ C3° iC4° iC4＝ ∑</p><p>　　W% 5.00 73.20 20.80 0.52 0.48 100</p><p>　　圖（A）為按揮發(fā)度遞減順序采

6、出，圖（B）為按揮發(fā)度遞增順序采出。在基本有機(jī)化工生產(chǎn)過程中，按揮發(fā)度遞減的順序依次采出餾分的流程較常見。因各組分采出之前只需一次汽化和冷凝，即可得到產(chǎn)品。而圖（B）所示方法中，除最難揮發(fā)組分外。其它組分在采出前需經(jīng)過多次汽化和冷凝才能得到產(chǎn)品，能量（熱量和冷量）消耗大。并且，由于物料的內(nèi)循環(huán)增多，使物料處理量加大，塔徑也相應(yīng)加大，再沸器、冷凝器的傳熱面積相應(yīng)加大，設(shè)備投資費(fèi)用大，公用工程消耗增多，故應(yīng)選用圖（A）所示的是生產(chǎn)方案。&l

7、t;/p><p>　　2.工藝流程分離法的選擇：</p><p>　　在工藝流程方面，主要有深冷分離和常溫加壓分離法。脫乙烷塔，丙烯精制塔采用常溫加壓分離法。因為C2，C3在常壓下沸點較低呈氣態(tài)采用加壓精餾沸點可提高，這樣就無須冷凍設(shè)備，可使用一般水為冷卻介質(zhì)，操作比較方便工藝簡單，而且就精餾過程而言,獲得高壓比獲得低溫在設(shè)備和能量消耗方面更為經(jīng)濟(jì)一些，但高壓會使釜溫增加，引起重組分的聚合，使

8、烴的相對揮發(fā)度降低，分離難度加大?？墒巧罾浞蛛x法需采用制冷劑來得到低溫，采用閉式熱泵流程，將精餾塔和制冷循環(huán)結(jié)合起來，工藝流程復(fù)雜。綜合考濾故選用常溫加壓分離法流程。</p><p><b>　　二、 工藝特點：</b></p><p>　　脫乙烷塔：根據(jù)原料組成及計算:精餾段只設(shè)四塊浮伐 塔板,塔頂采用分凝器、全回流操作</p><

9、;p>　　丙烯精制塔：混合物借精餾法進(jìn)行分離時它的難易程度取決于混合物的沸點差即取決于他們的相對揮發(fā)度丙烷－丙烯的沸點僅相差5—6℃所以他們的分離很困難,在實際分離中為了能夠用冷卻水來冷凝丙烯的蒸氣經(jīng)常把C3餾分加壓到20大氣壓下操作，丙烷－丙烯相對揮發(fā)度幾乎接近于1在這種情況下，至少需要120塊塔板才能達(dá)到分離目的。建造這樣多板數(shù)的塔， 高度在45米以上是很不容易的，因而通常多以兩塔串連應(yīng)用，以降低塔的高度。</p>

10、<p><b>　　三、操作特點：</b></p><p>　　1、 壓力：采用不凝氣外排來調(diào)節(jié)塔內(nèi)壓力，在其他條件不變的情況下，不凝氣排放量越大、塔壓越低：不凝氣排放量越小、塔壓越高。正常情況下壓力調(diào)節(jié)主要靠調(diào)節(jié)伐自動調(diào)節(jié)。</p><p>　　2、塔低溫度：恒壓下，塔低溫度是調(diào)節(jié)產(chǎn)品質(zhì)量的主要手段，釜溫是釜壓和物料組成決定的，塔低溫度主要靠重沸器加熱

11、汽來控制。當(dāng)塔低溫度低于規(guī)定值時，應(yīng)加大蒸汽用量以提高釜液的汽化率塔低溫度高于規(guī)定值時，操作亦反。</p><p><b>　　四、改革措施：</b></p><p>　　丙烯精制塔頂冷卻器由四臺串聯(lián)改為兩臺并聯(lián)，且每臺冷卻器設(shè)計時采用的材質(zhì)較好，管束較多，傳熱效果好。</p><p>　　五、設(shè)想： 若本裝置采用DCS控制

12、操作系統(tǒng)，這樣可以使操作</p><p>　　者一目了然，可以達(dá)到集中管理，分散控制的目的。能夠使信息反饋及時，使裝置平穩(wěn)操作，提高工作效率。為了降低能耗丙烯塔可以采用空冷 。</p><p>　　第五節(jié)：精餾工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計</p><p>　　精餾塔的工藝設(shè)計計算，包括塔高、塔徑、塔板各部分尺寸的設(shè)計計算，塔板的布置，塔板流體力學(xué)性能的校核及繪出塔板的性能

13、負(fù)荷圖。</p><p>　　1 物料衡算與操作線方程</p><p>　　通過全塔物料衡算，可以求出精餾產(chǎn)品的流量、組成和進(jìn)料流量、組成之間的關(guān)系。物料衡算主要解決以下問題：</p><p>　?。?）根據(jù)設(shè)計任務(wù)所給定的處理原料量、原料濃度及分離要求（塔頂、塔底產(chǎn)品的濃度）計算出每小時塔頂、塔底的產(chǎn)量；</p><p>　?。?）在加料熱

14、狀態(tài)q和回流比R選定后，分別算出精餾段和提餾段的上升蒸汽量和下降液體量；</p><p>　　（3）寫出精餾段和提餾段的操作線方程，通過物料衡算可以確定精餾塔中各股物料的流量和組成情況，塔內(nèi)各段的上升蒸汽量和下降液體量，為計算理論板數(shù)以及塔徑和塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)提供依據(jù)。</p><p>　　通常，原料量和產(chǎn)量都以kg/h或噸/年來表示，但在理想板計算時均須轉(zhuǎn)換為kmol/h。在設(shè)計時，汽液流量

15、又須用m3/s來表示。因此要注意不同的場合應(yīng)使用不同的流量單位。</p><p><b>　　2、塔物料衡算</b></p><p><b>　　F=D+W</b></p><p>　　FXf=DXD+WXw</p><p>　　則代入數(shù)據(jù)為64=D+W</p><p>　　

16、64*65%=D*98%+W*2%</p><p>　　解得D=42.09375kmol/h，W=21.90625kmol/h</p><p><b>　　塔內(nèi)氣、液相流量</b></p><p>　　精餾段：L=RD,V=L+D</p><p>　　提留段：L’=L+F, V’=V</p><p&

17、gt;<b>　　3.熱量衡算</b></p><p>　　再沸器熱流量：qr=V’rv</p><p>　　再沸器加熱蒸汽質(zhì)量流量：Gr=Qr/rR</p><p>　　冷凝器熱流量：Qc=Vrv</p><p>　　冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：Gc=Qc/Cv(t1-t2)</p><p><

18、;b>　　塔板數(shù)的計算</b></p><p><b>　　相對揮發(fā)度</b></p><p>　　利用試差法求相對揮發(fā)度</p><p>　　表壓P=1620kpa,則塔頂絕壓Ptop=1.62+0.101325=1.721325kpa</p><p>　　LnPA’=15.7027-1807.53/

19、316.1-26.15</p><p>　　PA’=12948.48mmHg=1726.373kpa</p><p>　　同理得PB’=10830.29mmHg=1443.921kpa</p><p>　　Y A=P-PB’/(PA’-PB’)=0.982</p><p>　　KA=PA’/P=1.002933</p><

20、p>　　XA=y A/KA=0.982/1.002933=0.977</p><p>　　同理得y B=0.02,KB=0.838842,XB=y B/KB=0.024</p><p>　　∑X=y A/KA+y B/KB=1.000977</p><p>　　∑y-1=1.000977-1=0.000977<0.001,符合要求</p>

21、<p>　　故塔頂溫度Ttop=316.1K</p><p>　　塔頂揮發(fā)度阿a AB=KA/KB=1.002933/0.838842=1.1956</p><p><b>　　塔底揮發(fā)度a’AB</b></p><p>　　由xn=yn/[a-(a-1)yn]得，xn=0.97618</p><p><

22、b>　　查資料得表如下：</b></p><p>　　液相組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)為WA=0.97507，WB=0.02493</p><p>　　塔頂液相密度為471.2535kg/m3</p><p>　　氣相密度為28.03kg/m3</p><p>　　設(shè)理論塔板數(shù)位NT=150，設(shè)每塊塔板上的壓降為100mm液柱。</p

23、><p>　　經(jīng)計算得latm=21.94mm液柱</p><p>　　塔底壓力P=Ptop+NT*100mm=1790.599kpa</p><p>　　設(shè)塔底溫度為326.0K</p><p>　　由lnPA’=A-B/(T+C)得, lnPA’=15.7027-1807.53/(326.0-26.15)</p><p&

24、gt;　　PA’=15908,14mmHg=2120.91kpa</p><p>　　同理得PB’=13385.06mmHg=1784.527kpa</p><p>　　所以XA=P-PB’/PA’-PB’=0.996609, y B=0.976677</p><p>　　所以，塔底溫度為326.0K</p><p>　　a AB=KA/K

25、B=1.18447/0.996609=1.1885</p><p><b>　　計算回流比R</b></p><p>　　由相平衡方程ye=a xe/[1+(a-1)xe]和q線方程q=1,</p><p>　　計算得xe=0.65時，ye=0.6888</p><p>　　Rmin=XD-ye/ye-xe=7.496&

26、lt;/p><p>　　則R=1.2，Rmin=8.99</p><p><b>　　計算精餾段操作方程</b></p><p>　　精餾段操作線方程yn+1=R/R+1*xn+XD/R+1</p><p>　　代入數(shù)據(jù)得該精餾操作方程為yn+1=0.9000xn+0.0981</p><p><

27、;b>　　計算塔板數(shù)</b></p><p><b>　　經(jīng)過模擬計算得</b></p><p>　　所需理論板數(shù)為NT=95</p><p>　　理論進(jìn)料板位置Nf=44</p><p>　　已知總辦效率為ET=0.6</p><p>　　進(jìn)料板位置Nf/0.6=73</

28、p><p>　　所以實際塔板數(shù)為Np=(NT-1)/ET=(95-1)/0.6=155</p><p>　　實際塔板數(shù)和初設(shè)塔板數(shù)150比較接近，故所設(shè)值比較合理。</p><p><b>　　塔徑計算</b></p><p>　　兩相流動參數(shù)=Ls/Vs*√(p1/pv)=0.2195</p><p&g

29、t;　　設(shè)間距Ht=0.45m,查圖知C20=0.062</p><p>　　氣體負(fù)荷因子C=C20（ó/20）{0.2方}=0.0465</p><p>　　液泛氣速Uf=C√(p L-pv/pv)=0.1850/s</p><p>　　u/Uf=0.64,則u=0.1184m/s</p><p>　　則流道截面積A=Vs/u=1

30、.3849 m2</p><p>　　孔隙率Ad/At=0.10,A/At=1-Ad/At=0.90</p><p>　　則At=1.4096/0.90=1.5632</p><p>　　塔徑D=√（4At/）=1.4m</p><p>　　查表知D=1.4，Ht=0.45,與設(shè)的吻合，則合理。</p><p><

31、;b>　　塔高計算</b></p><p>　　實際板數(shù)為155，塔有效高度Z=0.45*155=69.75m</p><p>　　釜液流出量W=21.90625kom/h=1072.08kg/h=0.2978kg/s</p><p><b>　　則釜液高度</b></p><p>　　Z=4W/(*D

32、*D) =0.28m</p><p>　　143塊塔板，共設(shè)8個人孔，每個人孔處板間距增大200mm</p><p>　　進(jìn)料板板間距增大100mm裙坐取3m</p><p>　　塔頂與釜液上方氣液分離高度取1.5m</p><p>　　塔頂與釜液上方氣液分離空間高度均取1.5m</p><p>　　總塔高Z=69.7

33、5+0.28+0.1+8*0.2+1.5*2=74.73m</p><p><b>　　溢流裝置設(shè)計計算</b></p><p>　　弓形降液管所占面積Ad=At-A=0.15386</p><p>　　Lw/D=0.73,</p><p>　　降液管寬度Bd=D(1-√[1- (Lw/d)* (Lw/d)])/2=0.

34、2216m</p><p>　　取底隙h=0.45m</p><p>　　確定堰長Lw=D*0.73=1.4*0.73=1.022m</p><p>　　堰上液頭高How=2.84*0.001E(Lh/Lw)2/3=0.028m>6mm</p><p><b>　　滿足E取1的條件</b></p>&

35、lt;p>　　取Hw=0.05m,清夜層高度Hl由選取的堰高Hw確定</p><p>　　Hl=Hw+How=0.05+0.028=0.078m</p><p>　　液流強(qiáng)度Lh/lw=31.5946/1.022=30.91<100</p><p>　　降液管底隙液體流速u=Ls/lwhb=0.191m/s<0.5m/s,符合要求</p>

36、;<p><b>　　塔板流動性能的校核</b></p><p>　　所得泛點率低于0.8，故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶</p><p><b>　　計算干板阻力</b></p><p>　　由以上3個阻力之和求塔板阻力=0.109m</p><p>　　12.塔板負(fù)荷性能圖</p&

37、gt;<p><b>　　1.過量液沫夾帶線</b></p><p><b>　　2.液相下限線</b></p><p>　　How=2.84*0.001E(Lh/lw)2/3=0.006</p><p>　　取E=1,lw=1.022,Lh=3.07lw=3.14/h</p><p>

38、;<b>　　此為液相下限線</b></p><p><b>　　3.嚴(yán)重漏液線</b></p><p><b>　　3.液相上限線</b></p><p>　　4、精餾塔主體設(shè)備設(shè)計計算</p><p><b>　　4.1、再沸器</b></p&g

39、t;<p>　　精餾塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器及強(qiáng)制循環(huán)再沸器。</p><p><b>　?。?）釜式式再沸器</b></p><p>　　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(jìn)入底液池中，再進(jìn)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

40、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8～10分鐘，以分離液體中的氣泡。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應(yīng)有一分離空間，對于小設(shè)備，管束上方至少有300mm高的分離空間，對于大設(shè)備，取再沸器殼徑為管束直徑的1.3～1.6倍。</p><p>　?。╞）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70%左右。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中。</p

41、><p>　?。?）熱虹吸式再沸器</p><p>　　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。</p><p>　?。?）強(qiáng)制循環(huán)再沸器</p><p>　

42、　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(qiáng)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。</p><p>　　原料預(yù)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。 </p><p>　　圖6-2 再沸器的型式</p><p>　　4.2、管路尺寸的確定、管路阻力計算及泵

43、的選擇</p><p><b>　　接管直徑</b></p><p>　　各接管直徑由流體速度及其流量，按連續(xù)性方程決定，即：</p><p>　?。?-7）式中：VS——流體體積流量，m3/ s；</p><p>　　u——流體流速，m/ s；</p><p>　　d——管子直徑，m。</

44、p><p>　?。?）塔頂蒸氣出口管徑DV </p><p>　　蒸氣出口管中的允許氣速UV應(yīng)不產(chǎn)生過大的壓降，其值可參照表6-1。</p><p>　　表6-1 蒸氣出口管中允許氣速參照表</p><p>　?。?）回流液管徑DR</

45、p><p>　　冷凝器安裝在塔頂時，冷凝液靠重力回流，一般流速為0.2～0.5m/s，速度太大，則冷凝器的高度也相應(yīng)增加。用泵回流時，速度可取1.5～2.5m/s。 </p><p><b>　?。?）進(jìn)料管徑dF</b></p><p>　　料液由高位槽進(jìn)塔時，料液流速取0.4～0.8m/s。由泵輸

46、送時，流速取為1.5～2.5 m/s。</p><p>　?。?）釜液排除管徑dW</p><p>　　釜液流出的速度一般取0.5～1.0m/s。</p><p><b>　?。?）飽和水蒸氣管</b></p><p>　　飽和水蒸氣壓力在295kPa（表壓）以下時，蒸氣在管中流速取為20～40m/s；表壓在785 kP

47、a以下時，流速取為40～60m/s；表壓在2950 kPa以上時，流速取為80m/s。</p><p><b>　　加熱蒸氣鼓泡管</b></p><p>　　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(dāng)?shù)拈_一些小孔。當(dāng)小孔直徑小時，汽泡分布的更均勻。但太小不僅

48、增加阻力損失，而且容易堵塞。其孔直徑一般為5～10mm，孔距為孔徑的5～10倍。小孔總面積為鼓泡管橫截面積的1.2～1.5倍，管內(nèi)蒸氣速度為20～25m/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。</p><p><b>　　離心泵的選擇</b></p><p>　　離心泵的選擇，一般可按下列的方法與步驟進(jìn)行：</p&g

49、t;<p>　?。?）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(wù)所規(guī)定，如果流量在一定范圍內(nèi)波動，選泵時應(yīng)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。</p><p>　?。?）選擇泵的類型與型號 首先應(yīng)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

50、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，所選泵的流量和壓頭可稍大一點，但在該條件下對應(yīng)泵的效率應(yīng)比較高，即點（Qe、He）坐標(biāo)位置應(yīng)靠在泵的高效率范圍所對應(yīng)的H-Q曲線下方。另外，泵的型號選出后，應(yīng)列出該泵的各種性能參數(shù)。</p><p>　?。?）核算泵的軸功率 若輸送液體的密度大于水的密度時，可按核算泵的軸功率。</p><p>　　第

51、六節(jié)：輔助設(shè)備的計算及選型</p><p>　　精餾裝置的主要附屬設(shè)備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、塔底再沸器、原料預(yù)熱器、直接蒸汽鼓管、物料輸送管及泵等。前四種設(shè)備本質(zhì)上屬換熱器，并多采用列管式換熱器，管線和泵屬輸送裝置。下面簡要介紹。</p><p><b>　　回流冷凝器</b></p><p>　　按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流

52、式和強(qiáng)制循環(huán)式。</p><p><b>　　（1）整體式</b></p><p>　　如圖6-1(a)和(b)所示。將冷凝器與精餾塔作成一體。這種布局的優(yōu)點是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，不便維修，當(dāng)需用閥門、流量計來調(diào)節(jié)時，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)致塔體過高。</p><p>　　該型式常用于減壓精餾

53、或傳熱面較小場合。</p><p>　　圖6-1 冷凝器的型式</p><p><b>　　（2）自流式</b></p><p>　　如圖6-1（c）所示。將冷凝器裝在塔頂附近的臺架上，靠改變臺架的高度來獲得回流和采出所需的位差。</p><p><b>　　（3）強(qiáng)制循環(huán)式</b></p&

54、gt;<p>　　如圖6-1（D）、（e）所示。當(dāng)冷凝器換熱面過大時，裝在塔頂附近對造價和維修都是不利的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠(yuǎn)的低處，用泵向塔提供回流液。</p><p>　　需指出的是，在一般情況下，冷凝器采用臥式，因為臥式的冷凝液膜較薄，故對流傳熱系數(shù)較大，且臥式便于安裝和維修。</p><p>　　管殼式換熱器的設(shè)計與選型</p><p>　

55、　管殼式換熱器的設(shè)計與選型的核心是計算換熱器的傳熱面積，進(jìn)而確定換熱器的其它尺寸或選擇換熱器的型號。</p><p>　　.1流體流動阻力（壓強(qiáng)降）的計算</p><p>　?。?）管程流動阻力 </p><p>　　管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。對于多程換熱器，其阻力ΣΔpi等于各程直管阻力、回彎阻力及進(jìn)、出口阻力之和。一般情況下進(jìn)、出口阻力可忽略不計，故管程

56、總阻力的計算式為</p><p><b>　　(6-1)</b></p><p>　　式中 ΔP1、ΔP2——分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強(qiáng)降，Pa；</p><p>　　Ft——結(jié)垢校正因數(shù)，對Φ25mm×2.5mm的管子取1.4；對Φ19mm×2mm的管子取1.5；</p><p>&l

57、t;b>　　NP——管程數(shù)；</b></p><p>　　Ns——串聯(lián)的殼程數(shù)。</p><p>　　上式中直管壓強(qiáng)降ΔP1可按第一章中介紹的公式計算；回彎管的壓強(qiáng)降ΔP2由下面的經(jīng)驗公式估算，即</p><p><b>　　(6-2)</b></p><p><b>　?。?）殼程流動阻力&

58、lt;/b></p><p>　　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(qiáng)降ΔP0的公式，即</p><p><b>　　(6-3)</b></p><p>　　式中 ΔP1’——流體橫過管束的壓強(qiáng)降，Pa；</p><p>　　ΔP2’——流體通過折流板缺口的壓強(qiáng)降，Pa；</p>

59、<p>　　FS——殼程壓強(qiáng)降的結(jié)垢校正因數(shù)；液體可取1.15，氣體可取1.0。</p><p><b>　　(6-4)</b></p><p>　　式中 F——管子排列方法對壓強(qiáng)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；</p><p>　　f0——殼程流體的摩擦系數(shù)；</p>&

60、lt;p>　　Nc ——橫過管束中心線的管子數(shù)；Nc值可由下式估算：</p><p>　　管子按正三角形排列： (6-5)</p><p>　　管子按正方形排列： (6-6)</p><p>　　式中 n——換熱器總管數(shù)。</p

61、><p>　　NB——折流擋板數(shù)；</p><p>　　h——折流擋板間距； </p><p>　　u0——按殼程流通截面積A0計算的流速，m/s，而A0=h(D-ncd0)。</p><p>　　2管殼式換熱器的選型和設(shè)計計算步驟</p><p>　　(1)計算并初選設(shè)備規(guī)格</p><p>　　

62、a．確定流體在換熱器中的流動途徑</p><p>　　b．根據(jù)傳熱任務(wù)計算熱負(fù)荷Q。</p><p>　　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。</p><p>　　d．計算平均溫度差，并根據(jù)溫度差校正系數(shù)不應(yīng)小于0.8的原則，決定殼程數(shù)。</p><p>　　e．依據(jù)總傳熱系數(shù)的經(jīng)

63、驗值范圍，或按生產(chǎn)實際情況，選擇總傳熱系數(shù)K值。</p><p>　　f．由總傳熱速率方程Q = KSΔtm，初步計算出傳熱面積S，并確定換熱器的基本尺寸（如D、L、n及管子在管板上的排列等），或按系列標(biāo)準(zhǔn)選擇設(shè)備規(guī)格。</p><p>　?。?）計算管程、殼程壓強(qiáng)降</p><p>　　根據(jù)初定的設(shè)備規(guī)格，計算管程、殼程流體的流速和壓強(qiáng)降。檢查計算結(jié)果是否合理或滿

64、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(qiáng)降直至滿足要求為止。</p><p>　　（3）核算總傳熱系數(shù)</p><p>　　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(shè)值和計算值，若K’ /K=1.15～1.25，則初選的換熱器合適。否則需另設(shè)K值，重復(fù)以上計算步驟。</p&

65、gt;<p>　　第七節(jié)：設(shè)計結(jié)果一覽表</p><p>　　1、操作條件及物性系數(shù)</p><p>　　操作壓力： 塔頂 1.62MPa 塔底1.69 MPa</p><p>　　操作溫度： 塔頂 塔底</p><p>　　塔板主要工藝尺寸水力學(xué)核算</p><p>　

66、　第八節(jié)：對本設(shè)計的評述</p><p>　　作為本學(xué)期難得的一次大型作業(yè)報告，我個人而言，收獲良多，首先是看到了自己的不足，例如一些以前學(xué)習(xí)過的內(nèi)容能夠得到復(fù)習(xí)，畢竟差不多一年過去了，CAD課程內(nèi)容所教授的內(nèi)容，許多都已經(jīng)不記得了，通過這次大型課題報告，讓我們重新學(xué)習(xí)和掌握CAD課程。而且由于類似這種大型作業(yè)報告，需要考慮多方面的問題，必須多方面考慮周全，所以這次作業(yè)，也讓我在做事方面想得更加周全，面面俱到，這

67、對于我們這些學(xué)生而言，是非常難得的。</p><p>　　本人參照了指導(dǎo)老師給我們的指導(dǎo)資料，并參考了其他學(xué)長的個人設(shè)計格式，查閱了較多的關(guān)于本專業(yè)的相關(guān)資料文獻(xiàn)，花費(fèi)了不少的時間勉強(qiáng)完成了這個設(shè)計方案，但由于個人專業(yè)知識缺乏和時間上比較倉促，所以未能完成得很好。</p><p>　　通過這次課程設(shè)計使我充分理解到化工原理課程的重要性和實用性，更特別是對精餾原理及其操作各方面的了解和設(shè)計，

68、對實際單元操作設(shè)計中所涉及的個方面要注意問題都有所了解。通過這次對精餾塔的設(shè)計，不僅讓我將所學(xué)的知識應(yīng)用到實際中，而且對知識也是一種鞏固和提升充實。在老師和同學(xué)的幫助下，及時的按要求完成了設(shè)計任務(wù)，通過這次課程設(shè)計，使我獲得了很多重要的知識，同時也提高了自己的實際動手和知識的靈活運(yùn)用能力。</p><p>　　至此，對于里面一些不當(dāng)?shù)牟僮骷皵?shù)據(jù)，我總結(jié)出了以下原因：</p><p>　　物

69、料平衡的影響和制約</p><p>　　根據(jù)精餾塔的總物料衡算可知，不能任意增減，否則進(jìn)、出塔的兩個組分的量不平衡，必然導(dǎo)致塔內(nèi)組成變化，操作波動，使操作不能達(dá)到預(yù)期的分離要求。</p><p><b>　　塔頂回流的影響</b></p><p>　　回流比是影響精餾塔分離效果的主要因素，生產(chǎn)中經(jīng)常用回流比來調(diào)節(jié)、控制產(chǎn)品的質(zhì)量。</p&

70、gt;<p><b>　　進(jìn)料熱狀況的影響</b></p><p>　　當(dāng)進(jìn)料狀況（xF和q）發(fā)生變化時，應(yīng)適當(dāng)改變進(jìn)料位置，并及時調(diào)節(jié)回流比R。一般精餾塔常設(shè)幾個進(jìn)料位置，以適應(yīng)生產(chǎn)中進(jìn)料狀況，保證在精餾塔的適宜位置進(jìn)料。如進(jìn)料狀況改變而進(jìn)料位置不變，必然引起餾出液和釜殘液組成的變化。</p><p><b>　　塔釜溫度的影響</b&

71、gt;</p><p>　　釜溫是由釜壓和物料組成決定的。精餾過程中，只有保持規(guī)定的釜溫，才能確保產(chǎn)品質(zhì)量。因此釜溫是精餾操作中重要的控制指標(biāo)之一。</p><p><b>　　5、操作壓力的影響</b></p><p>　　塔的壓力是精餾塔主要的控制指標(biāo)之一。在精餾操作中，常常規(guī)定了操作壓力的調(diào)節(jié)范圍。塔壓波動過大，就會破壞全塔的氣液平衡和物

72、料平衡，使產(chǎn)品達(dá)不到所要求的質(zhì)量。</p><p>　　第九節(jié)：工藝流程簡圖</p><p><b>　　第十節(jié)：參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　《塔的工藝計算》,石油化工工業(yè)部石油化工規(guī)劃設(shè)計院編寫，1981年，石油工業(yè)出版社出版。</p><p>　　姚玉英主編,《化工原理》上、下冊，天津大學(xué)化工原理教研室編，