化工原理课程设计(doc 42页)debs.docx

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1、化工原理理课程设设计苯-氯苯板板式精馏馏塔的工工艺设计计工艺计算算书目录苯-氯苯苯分离过过程板式式精馏塔塔设计任任务2一设计计题目22二操作作条件22三塔板板类型22四工作作日2五厂址址2六设计计内容22七设计计基础数数据3设计方案案7一设计计方案的的思考77二设计计方案的的特点77三工艺艺流程77苯-氯苯苯板式精精馏塔的的工艺计计算书77一设计计方案的的确定及及工艺流流程的说说明8二全塔塔的物料料衡算88三塔板板数的确确定9四塔的的精馏段段操作工工艺条件件及相关关物性数数据的计计算122五精馏馏段的汽汽液负荷荷计算115六塔和和塔板主主要工艺艺结构尺尺寸的计计算155七塔板板负荷性性能图22

2、0八附属属设备的的的计算算及选型型23筛板塔设设计计算算结果333设计评述述34一设计计原则确确定344二操作作条件的的确定334设计感想想36苯-氯苯苯板式精精馏塔的的工艺设设计苯-氯苯苯分离过过程板式式精馏塔塔设计任任务一设计计题目 设计一一座苯-氯苯连连续精馏馏塔，要要求年产产纯度为为99.8%的的氯苯55t/hh，塔顶顶馏出液液中含氯氯苯不高高于2%。原料料液中含含氯苯为为35%（以上上均为质质量分数数）。二操作作条件1.塔顶顶压强 4kkPa（表表压）；2.进料料热状况况 自自选；3.回流流比 自选；4.塔底底加热蒸蒸汽压力力 5506KKPa(表压)；5.单板板压降不不大于00.7

3、kkPa；三塔板板类型筛板或浮浮阀塔板板（F11型）。四工作作日每年3000天，每每天244小时连连续运行行。五厂址址厂址为安安阳地区区。六设计计内容1.精馏馏塔的物物料衡算算；2.塔板板数的确确定；3.精馏馏塔的工工艺条件件及有关关物性数数据的计计算；4.精馏馏塔的塔塔体工艺艺尺寸计计算；5.塔板板主要工工艺尺寸寸的计算算；6.塔板板的流体体力学验验算；7.塔板板负荷性性能图；8.精馏馏塔接管管尺寸计计算；9.筛塔塔板的工工艺设计计计算结结果总表表对设计过过程的评评述和有有关问题题的讨论论。七设计计基础数数据苯-氯苯苯纯组分分的饱和和蒸气压压数据温度，（）809010011012013013

4、1.80.1133-1kPPa苯760102551350017600225002840029000氯苯148205293400543719760其他物性性数据可可查有关关手册。设计方案案一设计计方案的的思考 通体由由不锈钢钢制造，塔塔节规格格251000mm、高高度0.511.5mm，每段段塔节可可设置112个个进料口口/测温温口，亦亦可结合合客户具具体要求求进行设设计制造造各种非非标产品品。整个个精馏塔塔包括：塔釜、塔塔节、进进料罐、进进料预热热器、塔塔釜液储储罐、塔塔顶冷凝凝器、回回流比控控制器、产产品储罐罐等。塔塔压降由由变送器器测量，塔塔釜上升升蒸汽量量可通过过采用釜釜液温度度或灵敏敏

5、板进行行控制，塔塔压可采采用稳压压阀控制制，并可可装载自自动安全全阀。为为使塔身身保持绝绝热操作作，采用用现代化化仪表控控制温度度条件，并并可在室室温3300范围内内任意设设定。同同时，为为了满足足用户的的科研需需要，每每一段塔塔节内的的温度、塔塔釜液相相温度、塔塔顶气相相温度、进进料温度度、回流流温度、塔塔顶压力力、塔釜釜压力、塔塔釜液位位、进料料量等参参数均可可以数字字显示。二设计计方案的的特点浮浮阀塔应应用广泛泛，对液液体负荷荷变化敏敏感，不不适宜处处理易聚聚合或者者含有固固体悬浮浮物的物物料浮阀阀塔涉及及液体均均布问题题在气液液接触需需冷却时时会使结结构复杂杂板式塔塔的设计计资料更更易

6、得到到，而且且更可靠靠。浮阀阀塔更适适合塔径径不很大大，易气气泡物系系，腐蚀蚀性物系系，而且且适合真真空操作作。三工艺艺流程原料液由由泵从原原料储罐罐中引出出，在预预热器中中预热后后送入连连续板式式精馏塔塔（筛板板塔），塔塔顶上升升蒸汽流流采用强强制循环环式列管管全凝器器冷凝后后一部分分作为回回流液，其其余作为为产品经经冷却至至后送至至产品槽槽；塔釜釜采用热热虹吸立立式再沸沸器提供供气相流流，塔釜釜残液送送至废热热锅炉。 苯-氯氯苯板式式精馏塔塔的工艺艺计算书书一设计计方案的的确定及及工艺流流程的说说明 本设计计任务为为分离苯苯-氯苯苯混合物物。对于于二元混混合物的的分离，应应采用连连续精馏馏

7、过程。设设计中采采用泡点点进料，将将原料液液通过预预热器加加热至泡泡点后送送入精馏馏塔内。塔塔顶上升升蒸汽采采用全凝凝器冷凝凝，冷凝凝液在泡泡点下一一部分回回流至塔塔内，其其余部分分经产品品冷却器器冷却后后送至储储罐。该该物系属属易分离离物系，最最小回流流比较小小，故操操作回流流比取最最小回流流比的22倍。塔塔釜采用用间接蒸蒸汽加热热，塔底底产品经经冷却后后送至储储罐。二全塔塔的物料料衡算（一）料料液及塔塔顶底产产品含苯苯的摩尔尔分率苯和氯苯苯的相对对摩尔质质量分别别为788.111 kgg/kmmol和和1122.566kg/kmool。（二）平平均摩尔尔质量（三）料料液及塔塔顶底产产品的摩

8、摩尔流率率依题给条条件：氯氯苯的产产量是55t/hh,总物料衡衡算： FF = D + WW苯物料衡衡算0.7288F = 0.9866D + 0.00229W F = DD + WW50000/1122.466444.466kmool/hh F1660.669kmmol/h DD1116.223kmmol/h三塔板板数的确确定（一）理理论塔板板数的求求取苯-氯苯苯物系属属于理想想物系，可可采用图图解法求求取，步步骤如下下：1.：平平均相对对挥发度度的求取取=77600/144810225/220513550/229317660/440022550/554328440/771929000/77

9、60=4.42 依据据已经算算出的相相对挥发发度，假设设一系列列的x值值，用平平衡方程程算出对对应的yy值，见见下表x00.0550.1000.2000.3000.4000.5000.6000.700y=4.42xx/1+33.422x00.1990.3330.5330.6550.7550.8220.8770.911可在xy坐标标图上绘绘制出平平衡线与与对角线线 图图3-11 苯苯氯苯混混合液的的xy图在图上，因因泡点进进料，查查得ygg=0.9222，而，。故有有：最小回流流比Rmmin=xD-ygyg-xg=0.3522考虑到精精馏段操操作线离离平衡线线较近，故故取实际际操作的的回流比比为

10、最小小回流比比的2倍倍，即：R=22Rmiin =0.7704求精馏塔塔的汽、液液相负荷荷L=RDD=0.704465.53=46.13kkmoll/hV=(RR+1)D=(0.7704+1)65.53=1111.666kmool/hhL=LL+F=46.13+92.21=1388.344kmool/hhV=VV=1111.666kmmol/h3.求理理论塔板板数精馏段操操作线：y=LLxVV +DDxDV=46.13xx1116.666+665.3330.99861111.666=0.4133x+00.5779提馏段操操作线：提馏段操操作线为为过和两点的的直线。 图33-2 苯-氯苯物物系精

11、馏馏分离理理论塔板板数的图图解图解得块块（不含含釜）。其其中，精精馏段块块，提馏馏段块，第第4块为为加料板板位置。（二）实实际塔板板数1.全塔塔效率选用公式式计算。该该式适用用于液相相粘度为为0.00711.4mmPas的烃烃类物系系，式中中的为全全塔平均均温度下下以进料料组成表表示的平平均粘度度。塔的平均均温度为为0.55(800+1331.88)=1106（取塔塔顶底的的算术平平均值），在在此平均均温度下下查化工工原理附附录111得：，。2.实际际塔板数数（近似似取两段段效率相相同）精馏段：块，取取块提馏段：块，取取块总塔板数数块。四塔的的精馏段段操作工工艺条件件及相关关物性数数据的计计算

12、（一）平平均压强强取每层塔塔板压降降为0.7kPPa计算算。塔顶：加料板：平均压强强（二）平平均温度度依据操作作压力，由由泡点方方程通过过试差法法，计算算出泡点点温度，其其中苯、氯氯苯的饱饱和蒸汽汽压由安安托尼方方程计算算，计算算结果如如下：塔顶温度度80加料板888。（三）平平均分子子量塔顶： ，（查相相平衡图图）加料板：，（查相相平衡图图）精馏段：（四）平平均密度度1.液相相平均密密度 表4-1 组分的的液相密密度（kkg/mm3）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯10399102881018810088997985纯组分在在任何温温度下的

13、的密度可可由下式式计算苯 :氯苯 :式中的tt为温度度，塔顶：进料板：精馏段：2.气相相平均密密度（五）液液体的平平均表面面张力附： 表44-2 组分分的表面面张力（mmN/mm）温度，（）8085110115120131苯21.2220.6617.3316.8816.3315.33氯苯26.1125.7722.7722.2221.6620.44双组分混混合液体体的表面面张力可可按下式式计算：（为A、BB组分的的摩尔分分率）计算得，塔塔顶：；（800）进料板：；（888）精馏段：（六）液液体的平平均粘度度塔顶：查查化工原原理附录录11，在在80下有：加料板：精馏段：五精馏馏段的汽汽液负荷荷计算

14、汽相摩尔尔流率汽相体积积流量汽相体积积流量液相回流流摩尔流流率液相体积积流量液相体积积流量六塔和和塔板主主要工艺艺结构尺尺寸的计计算（一）塔塔径1.初选选塔板间间距及板板上液层层高度，则则：2.按SSmitth法求求取允许许的空塔塔气速（即即泛点气气速）查Smiith通通用关联联图得负荷因子子泛点气速速：m/s3.取安安全系数数为0.7，则则空塔气气速为4.精馏馏段的塔塔径圆整取，此此时的操操作气速速。5.精馏馏塔有效效高度的的计算 精馏段段有效高高度为提馏段有有效高度度为在进料板板上方开开一人孔孔，其高高度为6600mmm故精馏塔塔的高度度为2.255+4.5+00.6=7.335m（二）塔

15、塔板工艺艺结构尺尺寸的设设计与计计算1.溢流流装置采用单溢溢流型的的平顶弓弓形溢流流堰、弓弓形降液液管、凹凹形受液液盘，且且不设进进口内堰堰。 （1）溢溢流堰长长（出口口堰长）取堰上溢流流强度，满满足筛板板塔的堰堰上溢流流强度要要求。 （2）出出口堰高高对平直堰堰由及，查查化工原原理课程程设计图图5-55得，于于是：（满足要要求） （3）降降液管的的宽度和和降液管管的面积积由，查化化原下PP1477图111-166得，即即：，。液体在降降液管内内的停留留时间（满足要要求） （4）降降液管的的底隙高高度液体通过过降液管管底隙的的流速一一般为00.0770.25mm/s，取取液体通通过降液液管底隙

16、隙的流速速，则有有：（不宜小小于0.020.0025mm，本结结果满足足要求）2.塔板板布置 （1）边边缘区宽宽度与安安定区宽宽度边缘区宽宽度：一一般为550775mmm，D 2mm时，可可达1000mmm。安定区宽宽度：规规定m时时mm；m时mmm；本设计取取mm，mmm。 （2）开开孔区面面积式中：3.开孔孔数和开开孔率取筛孔的的孔径，正正三角形形排列，筛筛板采用用碳钢，其其厚度，且且取。故故孔心距距。每层塔板板的开孔孔数（孔孔）每层塔板板的开孔孔率（应在55155%，故故满足要要求）每层塔板板的开孔孔面积气体通过过筛孔的的孔速（三）筛筛板的流流体力学学验算1.塔板板压降 (1)由查图图5

17、-110得=0.7772 (2)气体通通过液层层的阻力力由下式式计算 m/ss查表5-11，得得=0.57. （3）液液体表面面张力的的阻力计计算液体表面面张力所所产生的的阻力 由下式式计算气体通过过每层塔塔板的液液柱高度度为气体通过过每层塔塔板的压压降为（满足工工艺要求求）2.液面面落差对于筛板板塔，液液面落差差很小，且且本案例例的塔径径和液流流量均不不大，故故可忽略略液面落落差的影影响。3.液沫沫夹带式中：=2.550.006=00.155在本设计计中液沫沫夹带量量在允许许范围中中。4.漏液液漏液点的的气速筛板的稳稳定性系系数（不不会产生生过量液液漏）5.液泛泛为防止降降液管发发生液泛泛，

18、应使使降液管管中的清清液层高高度苯氯苯苯物系属属于一般般物系，取取=0.5而板上不设设进口堰堰，则成立，故故不会产产生液泛泛。七塔板板负荷性性能图1.液沫沫夹带线线（1）以气为限限，求关关系如下下 （7-1）式中：将已知数数据代入入式（77-1） （77-2）在操作范范围内，任任取几个个值，依依式（77-2）算算出对应应的值列列于下表表：表7-110.000050.00050.0110.01150.0224.39963.92293.57793.28863.0224依据表中中数据作作出雾沫沫夹带线线（1）2.液泛泛线（22） （77-3） （7-4）在操作范范围内，任任取几个个值，依依式（77-

19、4）算算出对应应的值列列于下表表：表7-220.000050.00050.0110.01150.0223.38853.06692.67752.1111.1依据表中中数据作作出液泛泛线（22）3.液相相负荷上上限线（33）以 （77-5）4.漏液液线（气气相负荷荷下限线线）（44）漏液点气气速整理得： （77-6）在操作范范围内，任任取几个个值，依依式（77-6）算算出对应应的值列列于下表表： 表77-30.000050.00010.0110.01150.6330.6550.8770.966依据表中中数据作作出漏液液线（44）5.液相相负荷下下限线（55）取平堰堰堰上液层层高度mm，。 （7-7

20、）图7-11精馏段段筛板负负荷性能能图 在在负荷性性能图上上，作出出操作点点A，连连接OAA，即作作出操作作线。由由图可看看出，该该筛板的的操作上上线为液液泛控制制，下限限为漏液液控制。由由上图查查得 Vs,maxx=3.17mm3/s VVs,mmin=0.665m33/s故操作弹弹性为：=4.88 八附附属设备备的的计计算及选选型 (一一）塔体体总高度度板式塔的的塔高如如图8-1所示示，塔体体总高度度（不包包括裙座座）由下下式决定定： (8-11)式中 HD塔顶顶空间，mm； HHB塔底底空间，mm； HT塔板板间距，mm； HT开有有人孔的的塔板间间距，mm； HF进料料段高度度，m；

21、Npp实际际塔板数数； S人孔孔数目（不不包括塔塔顶空间间和塔底底空间的的人孔）。（二）塔塔顶空间间HD塔顶空间间（见图图8-11）指塔塔内最上上层塔板板与塔顶顶空间的的距离。为为利于出出塔气体体夹带的的液滴沉沉降，其其高度应应大于板板间距，通通常取HHD为（ 1.552.0）HHT。若图图8-11 塔高高示意图图需要安安装除沫沫器时，要要根据除除沫器的的安装要要求确定定塔顶空空间。（三）人人孔数目目 人孔数数目根据据塔板安安装方便便和物料料的清洗洗程度而而定。对对于处理理不需要要经常清清洗的物物料，可可隔810块块塔板设设置一个个人孔；对于易易结垢、结结焦的物物系需经经常清洗洗，则每每隔46

22、块塔塔板开一一个人孔孔。人孔孔直径通通常为4450mmm（本本设计取取6000mm）。图8-11 板板式塔总总体结构构简图（四）塔塔底空间间HB塔底空间间指塔内内最下层层塔板到到塔底间间距。其其值视具具体情况况而定：当进料料有155分钟缓缓冲时间间的容量量时，塔塔底产品品的停留留时间可可取35分钟钟，否则则需有110115分钟钟的储量量，以保保证塔底底料液不不致流空空。塔底底产品量量大时，塔塔底容量量可取小小些，停停留时间间可取335分分钟；对对易结焦焦的物料料，停留留时间应应短些，一一般取111.5分钟钟。 精馏装装置的主主要附属属设备包包括蒸气气冷凝器器、产品品冷凝器器、塔底底再沸器器、原

23、料料预热器器、直接接蒸汽鼓鼓管、物物料输送送管及泵泵等。前前四种设设备本质质上属换换热器，并并多采用用列管式式换热器器，管线线和泵属属输送装装置。下下面简要要介绍。（五）冷冷凝器 按冷冷凝器与与塔的位位置，可可分为：整体式式、自流流式和强强制循环环式。1.整体体式如图8-2(aa)和(b)所示。将将冷凝器器与精馏馏塔作成成一体。这这种布局局的优点点是上升升蒸汽压压降较小小，蒸汽汽分布均均匀，缺缺点是塔塔顶结构构复杂，不不便维修修，当需需用阀门门、流量量计来调调节时，需需较大位位差，须须增大塔塔顶板与与冷凝器器间距离离，导致致塔体过过高。该型式常常用于减减压精馏馏或传热热面较小小场合。 图图8-

24、22 冷凝凝器的型型式2.自流流式如图8-2（cc）所示示。将冷冷凝器装装在塔顶顶附近的的台架上上，靠改改变台架架的高度度来获得得回流和和采出所所需的位位差。3.强制制循环式式 如图88-2（dd）、（ee）所示示。当冷冷凝器换换热面过过大时，装装在塔顶顶附近对对造价和和维修都都是不利利的，故故将冷凝凝器装在在离塔顶顶较远的的低处，用用泵向塔塔提供回回流液。 需指出出的是，在在一般情情况下，冷冷凝器采采用卧式式，因为为卧式的的冷凝液液膜较薄薄，故对对流传热热系数较较大，且且卧式便便于安装装和维修修。4.管壳壳式换热热器的设设计与选选型 管壳壳式换热热器的设设计与选选型的核核心是计计算换热热器的

25、传传热面积积，进而而确定换换热器的的其它尺尺寸或选选择换热热器的型型号。5.流体体流动阻阻力（压压强降）的的计算（1）管管程流动动阻力 管程阻力力可按一一般摩擦擦阻力公公式求得得。对于于多程换换热器，其其阻力pi等于各各程直管管阻力、回回弯阻力力及进、出出口阻力力之和。一一般情况况下进、出出口阻力力可忽略略不计，故故管程总总阻力的的计算式式为 (8-22)式中：P1、P2分别别为直管管及回弯弯管中因因摩擦阻阻力引起起的压强强降，PPa； Ftt结垢垢校正因因数，对对25mmm2.55mm的的管子取取1.44；对19mmm2mmm的管子子取1.5； NP管程程数； Ns串联联的壳程程数。上式中直

26、直管压强强降P1可按第第一章中中介绍的的公式计计算；回回弯管的的压强降降P2由下面面的经验验公式估估算，即即 （88-3）（2）壳壳程流动动阻力 壳程流流动阻力力的计算算公式很很多，在在此介绍绍埃索法法计算壳壳程压强强降P0的公式式，即 （88-4）式中 P1流体体横过管管束的压压强降，PPa；P2流体体通过折折流板缺缺口的压压强降，PPa；FS壳程压压强降的的结垢校校正因数数；液体体可取11.155，气体体可取11.0。 （88-5）式中： F管子子排列方方法对压压强降的的校正因因数，对对正三角角形排列列F=00.5，对对转角三三角形为为0.44，正方方形为00.3； f0壳程程流体的的摩擦

27、系系数； Nc 横过过管束中中心线的的管子数数；Ncc值可由由下式估估算：管子按正正三角形形排列：管子按正正方形排排列： 式中： n换热热器总管管数。 NB折流流挡板数数； h折流挡挡板间距距； u0按壳壳程流通通截面积积A0计算的的流速，mm/s，而而A0=h(D-nncd0)。6.管壳壳式换热热器的选选型和设设计计算算步骤 (1)计算并并初选设设备规格格a确定定流体在在换热器器中的流流动途径径b根据据传热任任务计算算热负荷荷Q。c确定定流体在在换热器器两端的的温度，选选择列管管换热器器的形式式；计算算定性温温度，并并确定在在定性温温度下的的流体物物性。d计算算平均温温度差，并并根据温温度差

28、校校正系数数不应小小于0.8的原原则，决决定壳程程数。e依据据总传热热系数的的经验值值范围，或或按生产产实际情情况，选选择总传传热系数数K值。f由总总传热速速率方程程Q = KSStm，初步步计算出出传热面面积S，并并确定换换热器的的基本尺尺寸（如如D、LL、n及及管子在在管板上上的排列列等），或或按系列列标准选选择设备备规格（22）计算算管程、壳壳程压强强降 根据初初定的设设备规格格，计算算管程、壳壳程流体体的流速速和压强强降。检检查计算算结果是是否合理理或满足足工艺要要求。若若压降不不符合要要求，要要调整流流速，在在确定管管程数或或折流板板间距，或或选择另另一规格格的换热热器，重重新计算算

29、压强降降直至满满足要求求为止。（3）核核算总传传热系数数计算管程程、壳程程对流传传热系数数，确定定污垢热热阻Rssi和RRso，在在计算总总传热系系数K，比较较K的初初设值和和计算值值，若KK /KK=1.151.225，则则初选的的换热器器合适。否否则需另另设K值值，重复复以上计计算步骤骤。7.再沸沸器 精精馏塔底底的再沸沸器可分分为：釜釜式再沸沸器、热热虹吸式式再沸器器及强制制循环再再沸器。（1）釜釜式式再再沸器如图8-2（aa）和（bb）所示示。（aa）是卧卧式再沸沸器，壳壳方为釜釜液沸腾腾，管内内可以加加热蒸汽汽。塔底底液体进进入底液液池中，再再进入再再沸器的的管际空空间被加加热而部部

30、分汽化化。蒸汽汽引到塔塔底最下下一块塔塔板的下下面，部部分液体体则通过过再沸器器内的垂垂直挡板板，作为为塔底产产物被引引出。液液体的采采出口与与垂直塔塔板之间间的空间间至少停停留810分分钟，以以分离液液体中的的气泡。为为减少雾雾沫夹带带，再沸沸器上方方应有一一分离空空间，对对于小设设备，管管束上方方至少有有3000mm高高的分离离空间，对对于大设设备，取取再沸器器壳径为为管束直直径的11.31.66倍。 （b）是是夹套式式再沸器器，液面面上方必必须留有有蒸发空空间，一一般液面面维持在在容积的的70%左右。夹夹套式再再沸器，常常用于传传热面较较小或间间歇精馏馏中。（2）热热虹吸式式再沸器器如图

31、8-2（cc）、（dd）、（ee）所示示。它是是依靠釜釜内部分分汽化所所产生的的汽、液液混合物物其密度度小于塔塔底液体体密度，由由密度差差产生静静压差使使液体自自动从塔塔底流入入再沸器器，因此此该种再再沸器又又称自然然循环再再沸器。这这种型式式再沸器器汽化率率不大于于40%，否则则传热不不良。（3）强强制循环环再沸器器如图8-2中（ff）所示示。对于于高粘度度液体和和热敏性性气体，宜宜用泵强强制循环环式再沸沸器，因因流速大大、停留留时间短短，便于于控制和和调节液液体循环环量。原料预热热器和产产品冷却却器的型型式不象象塔顶冷冷凝器和和塔底再再沸器的的制约条条件那样样多，可可按传热热原理计计算。

32、图8-22 再再沸器的的型式8.接管管直径 各接接管直径径由流体体速度及及其流量量，按连连续性方方程决定定，即：式中：VVS流体体体积流流量，mm3/ ss； u流体流流速，mm/ ss； d管子直直径，mm。（1）塔塔顶蒸气气出口管管径DVV蒸气出口口管中的的允许气气速UVV应不产产生过大大的压降降，其值值可参照照表8-1。表8-11 蒸气气出口管管中允许许气速参参照表操作压力力（常压压） 常压压14000-60000PPa60000Paa蒸汽速度度/m/s122203055050770（2）回回流液管管径DRR冷凝器安安装在塔塔顶时，冷冷凝液靠靠重力回回流，一一般流速速为0.200.5mm

33、/s，速速度太大大，则冷冷凝器的的高度也也相应增增加。用用泵回流流时，速速度可取取1.552.5m/s。 （3）进进料管径径dF料液由高高位槽进进塔时，料料液流速速取0.400.8mm/s。由由泵输送送时，流流速取为为1.552.5 mm/s。（4）釜釜液排除除管径ddW釜液流出出的速度度一般取取0.551.0m/s。（5）饱饱和水蒸蒸气管饱和水蒸蒸气压力力在2995kPPa（表表压）以以下时，蒸蒸气在管管中流速速取为220440m/s；表表压在7785 kPaa以下时时，流速速取为440660m/s；表表压在229500 kPPa以上上时，流流速取为为80mm/s。9.加热热蒸气鼓鼓泡管加热

34、蒸气气鼓泡管管（又叫叫蒸气喷喷出器）若若精馏塔塔采用直直接蒸气气加热时时，在塔塔釜中要要装开孔孔的蒸气气鼓泡管管。使加加热蒸气气能均匀匀分布与与釜液中中。其结结构为一一环式蒸蒸气管，管管子上适适当的开开一些小小孔。当当小孔直直径小时时，汽泡泡分布的的更均匀匀。但太太小不仅仅增加阻阻力损失失，而且且容易堵堵塞。其其孔直径径一般为为5110mmm，孔距距为孔径径的510倍倍。小孔孔总面积积为鼓泡泡管横截截面积的的1.221.5倍，管管内蒸气气速度为为2025mm/s。加加热蒸气气管距釜釜中液面面的高度度至少在在0.66m以上上，以保保证蒸气气与溶液液有足够够的接触触时间。10.离离心泵的的选择 离

35、心泵泵的选择择，一般般可按下下列的方方法与步步骤进行行： （1）确确定输送送系统的的流量与与压头 液体的的输送量量一般为为生产任任务所规规定，如如果流量量在一定定范围内内波动，选选泵时应应按最大大流量考考虑。根根据输送送系统管管路的安安排，用用柏努利利方程计计算在最最大流量量下管路路所需的的压头。 （2）选选择泵的的类型与与型号 首首先应根根据输送送液体的的性质和和操作条条件确定定泵的类类型，然然后按已已确定的的流量QQe和压头头He从泵的的样本或或产品目目录中选选出合适适的型号号。显然然，选出出的泵所所提供的的流量和和压头不不见得与与管路要要求的流流量Qee和压头头He完全相相符，且且考虑到

36、到操作条条件的变变化和备备有一定定的裕量量，所选选泵的流流量和压压头可稍稍大一点点，但在在该条件件下对应应泵的效效率应比比较高，即即点（QQe、He）坐标标位置应应靠在泵泵的高效效率范围围所对应应的H-Q曲线线下方。另另外，泵泵的型号号选出后后，应列列出该泵泵的各种种性能参参数。 （3）核核算泵的的轴功率率 若输输送液体体的密度度大于水水的密度度时，可可按核算算泵的轴轴功率。综上，所所设计筛筛板的主主要结果果汇总于于下表： 筛板板塔设计计计算结结果序号项目数值1平均温度度tm，842平均压力力Pm，kPPa107.43气相流量量Vs，(mm3/s)1.80044液相流量量Ls，(mm3/s)0

37、.00022995实际塔板板数Npp176有效段高高度Z，mm7.3557塔径D，mm1.54428板间距HHT，m0.4559溢流形式式单溢流10降液管形形式平顶弓形形11堰长lww，m0.96612堰高hww，m0.0448113板上液层层高度hhL，m0.06614堰上液层层高度hhow，mm0.0111915降液管底底隙高度度ho，m0.0229816安定区宽宽度Wss，m0.117边缘区宽宽度Wcc，m0.06618开孔区面面积Aaa，m21.400819筛孔直径径d0，m0.000520筛孔数目目n7228821孔中心距距t，mm0.011522开孔率，%10.1123空塔气速速u

38、，mm/s0.9666524筛孔气速速u0，m/s12.77025稳定系数数K2.04426每层塔板板压降Pp，Paa69027负荷上限限液泛控制制28负荷下限限漏液控制制29液沫夹带带eV，（kkg液/kg气气）0.011130气相负荷荷上限VVs,mmax，mm3/s3.17731气相负荷荷下限VVs,mmin，mm3/s0.65532操作弹性性4.8777 设计计评述一设计计原则确确定工程设计计本身存存在一个个多目标标优化问问题，同同时又是是政策性性很强的的工作。设设计者在在进行工工程设计计时应综综合考虑虑诸多影影响因素素，使生生产达到到技术先先进、经经济合理理的要求求，符合合优质、高高

39、产、安安全、低低能耗的的原则，具具体考虑虑以下几几点。1 满足工艺艺和操作作的要求求 所设计计出来的的流程和和设备能能保证得得到质量量稳定的的产品。由由于工业业上原料料的浓度度、温度度经常有有变化，因因此设计计的流程程与设备备需要一一定的操操作弹性性，可方方便地进进行流量量和传热热量的调调节。设设置必需需的仪表表并安装装在适宜宜部位，以以便能通通过这些些仪表来来观测和和控制生生产过程程。2 满足经济济上的要要求 要节省热热能和电电能的消消耗，减减少设备备与基建建的费用用，如合合理利用用塔顶和和塔底的的废热，既既可节省省蒸汽和和冷却介介质的消消耗，也也能节省省电的消消耗。回回流比对对操作费费用和

40、设设备费用用均有很很大的影影响，因因此必须须选择合合适的回回流比。冷冷却水的的节省也也对操作作费用和和设备费费用有影影响，减减少冷却却水用量量，操作作费用下下降，但但所需传传热设备备面积增增加，设设备费用用增加。因因此，设设计时应应全面考考虑，力力求总费费用尽可可能低一一些。3 保证生产产安全 生产中应应防止物物料的泄泄露，生生产和使使用易燃燃物料车车间的电电器均应应为防爆爆品。塔塔体大都都安装在在室外，为为能抵抗抗大自然然的破坏坏，塔设设备应具具有一定定刚度和和强度。二操作作条件的的确定结合课程程设计的的需要，对对某些问问题作具具体阐述述。1. 操操作压力力精馏操作作通常可可在常压压、加压压和减压压下进行行。确定定操作压压力时，必必须根据据所处理理物料的的性质，兼兼顾技术术上的可可行性和和经济上上的合理理性进行行考虑。采采用减压压操作有有利于分分离相对对挥发度度较大组组分及热热敏性的的物料，但但压力降降低将导导致塔径径增加，同同时还需需要使用用抽真空空的设备备。对于于沸点低低、在常常压下为为气态的的物料，则则应在加