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過程工藝與設備課程設計 丙烯——丙烷精餾塔設計 課程名稱： 化工原理課程設計 班 級： 姓 名 ： 學 號 ： 指導老師： 完成時間： 前 言 本設計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設備、管路設計和控制方案共7章。 說明中對精餾塔的設計計算做了詳細的闡述，對于再沸器、輔助設備和管路的設計也做了正確的說明。 鑒于設計者經(jīng)驗有限，本設計中還存在許多錯誤，希望各位老師給予指正 感謝老師的指導和參閱！ 目錄 第一節(jié)：標題 丙烯—丙烷板式精餾塔設計 第二節(jié)：丙烯—丙烷板式精餾塔設計任務書 第三節(jié)：精餾方案簡介 第四節(jié)：精餾工藝流程草圖及說明 第五節(jié)：精餾工藝計算及主體設備設計 第六節(jié)：輔助設備的計算及選型 第七節(jié)：設計結果一覽表 第八節(jié)：對本設計的評述 第九節(jié)：工藝流程簡圖 第十節(jié)：參考文獻 第一章 任務書 設計條件 1、 工藝條件： 飽和液體進料 進料丙烯含量 (摩爾百分數(shù))。 塔頂丙烯含量 釜液丙烯含量 總板效率為0.6 2、 操作條件： 塔頂操作壓力1.62MPa(表壓) 加熱劑及加熱方法：加熱劑——熱水 加熱方法——間壁換熱 冷卻劑：循環(huán)冷卻水 回流比系數(shù)：R/Rmin=1.2 3、塔板形式：浮閥 4、處理量：F=50kml/h 5、安裝地點：煙臺 6、塔板設計位置：塔頂 安裝地點：煙臺。 處理量：64kmol/h 產(chǎn)品質(zhì)量：進料 65% 塔頂產(chǎn)品 98% 塔底產(chǎn)品 <2% 1、工藝條件：丙烯—丙烷 飽和液體進料 進料丙烯含量 65% (摩爾百分數(shù)) 塔頂丙烯含量 98% 釜液丙烯含量 <2% 總板效率為0.6 2、操作條件： 塔頂操作壓力1.62MPa(表壓) 加熱劑及加熱方法： 加熱劑——熱水 加熱方法——間壁換熱 冷卻劑：循環(huán)冷卻水 回流比系數(shù)：1.2 1.4 1.6 3、塔板形式：浮閥 4、處理量：F=64kml/h 5、安裝地點：煙臺 6、塔板設計位置：塔頂 第二章 精餾過程工藝及設備概述 精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用，精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離，該過程是同時傳熱，傳質(zhì)的過程。為實現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存，輸送，傳熱，分離，控制等的設備，儀表。 1、精餾裝置流程 原料（丙烯和丙烷的混合液體）經(jīng)進料管由精餾塔中的某一位置（進料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。將塔頂蒸汽凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂?；亓饕簭乃斞厮飨?，在下降過程中與來自塔底的上升蒸汽多次逆向接觸和分離。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。 2,、工藝流程 （1）物料的儲存和運輸 精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐，泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。 （2）必要的檢測手段 為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當位置設置必要的儀表，以及時獲取壓力，溫度等各項參數(shù)。 另外，常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。 （3）調(diào)節(jié)裝置 由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調(diào)節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，可設雙調(diào)節(jié)，即自動和手動兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時進行切換。 3、設備簡介及選用 精餾塔選用浮筏塔，配以立式熱虹吸式再沸器。 （1）精餾塔 精餾塔是一種圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置沒有進料板。本設計為浮筏塔，它已廣泛的應用于精餾，吸收，解吸等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮筏，可以根據(jù)氣體或液體的大小上下浮動，自動調(diào)節(jié)。 （2）再沸器 再沸器的作用是將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)汽液兩相間接觸傳質(zhì)得以進行。本設計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。 第三章 精餾塔工藝設計 第一節(jié) 設計條件 1、 工藝條件： 飽和液體進料，進料丙烯含量 (摩爾百分數(shù))。 塔頂丙烯含量 ，釜液丙烯含量 ，總板效率為0.6。 2、操作條件： （1）塔頂操作壓力1.62MPa(表壓) 加熱劑及加熱方法：加熱劑——熱水 加熱方法——間壁換熱 冷卻劑：循環(huán)冷卻水 回流比系數(shù)：R/Rmin=1.2 3、塔板形式：浮閥 4、處理量：F=50kml/h 5、安裝地點：煙臺 6、塔板設計位置：塔頂 第二節(jié) 精餾過程工藝計算 1、全塔物料衡算 qnDh+qnWh=qnFh qnDhxd+qnWhxw=qnFhxf 解得： qnDh =32.81kmol/h ; qnWh=17.19kmol/h 2、塔頂、塔底溫度確定 ①、塔頂壓力Pt=1620+101.325=1721.325KPa； 假設塔頂溫度Tto=316K 經(jīng)泡點迭代計算得塔頂溫度Tt=316.145K 查P-T-K圖 得KA、KB 因為YA=0.98 結果小于10-3。 所以假設正確，得出塔頂溫度為316.145。用同樣的計算，可以求出其他塔板溫度。 α1=KA/KB=1.15 ②、塔底溫度 設NT=120（含塔釜）則NP=(NT-1)/0.6 =198 按每塊阻力降100液柱計算 pL=470kg/m3 則P底=P頂+1201009.81000 =1838.925KPa 假設塔頂溫度Tto=324K 經(jīng)泡點迭代計算得塔頂溫度T=324.37K 查P-T-K圖 得KA、KB 因為XA=0.02 結果小于10-3。 所以假設正確，得出塔頂溫度為324.37。用同樣的計算，可以求出其他塔板溫度。 α2=KA/KB=1.116 所以相對揮發(fā)度α=（α1+α2）/2=1.133 3、回流比計算 泡點進料：q=1 q線：x=xf = 65% 代入數(shù)據(jù)，解得 xe=0.65;ye=0.677; R=1.2Rmin=13.47 =62.33 (1) 精餾塔的物料衡算； (2) 塔板數(shù)的確定： (3) 精餾塔的工藝條件及有關物件數(shù)據(jù)的計算； (4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算； (5) 塔板主要工藝尺寸的計算； (6) 塔板的流體力學驗算： (7) 塔板負荷性能圖； (8) 精餾塔接管尺寸計算； (9) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖； (10) 繪制精餾塔設計條件圖； (11) 對設計過程的評述和有關問題的討論。 設計方案的確定及工藝流程的說明 原料液由泵從原料儲罐中引出，在預熱器中預熱至84℃后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽 流采用強制循環(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)冷卻至25℃后送至產(chǎn)品槽；塔釜 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。 第四節(jié)：精餾工藝流程草圖及說明 一 、流程方案的選擇 1. 生產(chǎn)流程方案的確定： 原料主要有三個組分：C2、C3＝、C3，生產(chǎn)方案有兩種：（見下圖A，B）如任務書規(guī)定： C2 C3＝ C3 iC4 iC4＝ ∑ W% 5.00 73.20 20.80 0.52 0.48 100 圖（A）為按揮發(fā)度遞減順序采出，圖（B）為按揮發(fā)度遞增順序采出。在基本有機化工生產(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，塔徑也相應加大，再沸器、冷凝器的傳熱面積相應加大，設備投資費用大，公用工程消耗增多，故應選用圖（A）所示的是生產(chǎn)方案。 2.工藝流程分離法的選擇： 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備和能量消耗方面更為經(jīng)濟一些，但高壓會使釜溫增加，引起重組分的聚合，使烴的相對揮發(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)結合起來，工藝流程復雜。綜合考濾故選用常溫加壓分離法流程。 二、 工藝特點： 1、 脫乙烷塔：根據(jù)原料組成及計算:精餾段只設四塊浮伐 塔板,塔頂采用分凝器、全回流操作 2、 丙烯精制塔：混合物借精餾法進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用，以降低塔的高度。 三、操作特點： 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)。 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汽來控制。當塔低溫度低于規(guī)定值時，應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。 四、改革措施： 丙烯精制塔頂冷卻器由四臺串聯(lián)改為兩臺并聯(lián)，且每臺冷卻器設計時采用的材質(zhì)較好，管束較多，傳熱效果好。 五、設想： 若本裝置采用DCS控制操作系統(tǒng)，這樣可以使操作 者一目了然，可以達到集中管理，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 。 第五節(jié)：精餾工藝計算及主體設備設計 精餾塔的工藝設計計算，包括塔高、塔徑、塔板各部分尺寸的設計計算，塔板的布置，塔板流體力學性能的校核及繪出塔板的性能負荷圖。 1 物料衡算與操作線方程 通過全塔物料衡算，可以求出精餾產(chǎn)品的流量、組成和進料流量、組成之間的關系。物料衡算主要解決以下問題： （1）根據(jù)設計任務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； （2）在加料熱狀態(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； （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)以及塔徑和塔板結構參數(shù)提供依據(jù)。 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。在設計時，汽液流量又須用m3/s來表示。因此要注意不同的場合應使用不同的流量單位。 2、塔物料衡算 F=D+W FXf=DXD+WXw 則代入數(shù)據(jù)為64=D+W 64*65%=D*98%+W*2% 解得D=42.09375kmol/h，W=21.90625kmol/h 塔內(nèi)氣、液相流量 精餾段：L=RD,V=L+D 提留段：L’=L+F, V’=V 3.熱量衡算 再沸器熱流量：qr=V’rv 再沸器加熱蒸汽質(zhì)量流量：Gr=Qr/rR 冷凝器熱流量：Qc=Vrv 冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：Gc=Qc/Cv(t1-t2) 塔板數(shù)的計算 相對揮發(fā)度 利用試差法求相對揮發(fā)度 表壓P=1620kpa,則塔頂絕壓Ptop=1.62+0.101325=1.721325kpa LnPA’=15.7027-1807.53/316.1-26.15 PA’=12948.48mmHg=1726.373kpa 同理得PB’=10830.29mmHg=1443.921kpa Y A=P-PB’/(PA’-PB’)=0.982 KA=PA’/P=1.002933 XA=y A/KA=0.982/1.002933=0.977 同理得y B=0.02,KB=0.838842,XB=y B/KB=0.024 ∑X=y A/KA+y B/KB=1.000977 ∑y-1=1.000977-1=0.000977<0.001,符合要求 故塔頂溫度Ttop=316.1K 塔頂揮發(fā)度阿a AB=KA/KB=1.002933/0.838842=1.1956 1. 塔底揮發(fā)度a’AB 由xn=yn/[a-(a-1)yn]得，xn=0.97618 查資料得表如下： 液相組分質(zhì)量分數(shù)為WA=0.97507，WB=0.02493 塔頂液相密度為471.2535kg/m3 氣相密度為28.03kg/m3 設理論塔板數(shù)位NT=150，設每塊塔板上的壓降為100mm液柱。 經(jīng)計算得latm=21.94mm液柱 塔底壓力P=Ptop+NT*100mm=1790.599kpa 設塔底溫度為326.0K 由lnPA’=A-B/(T+C)得, lnPA’=15.7027-1807.53/(326.0-26.15) PA’=15908,14mmHg=2120.91kpa 同理得PB’=13385.06mmHg=1784.527kpa 所以XA=P-PB’/PA’-PB’=0.996609, y B=0.976677 所以，塔底溫度為326.0K a AB=KA/KB=1.18447/0.996609=1.1885 2. 計算回流比R 由相平衡方程ye=a xe/[1+(a-1)xe]和q線方程q=1, 計算得xe=0.65時，ye=0.6888 Rmin=XD-ye/ye-xe=7.496 則R=1.2，Rmin=8.99 3. 計算精餾段操作方程 精餾段操作線方程yn+1=R/R+1*xn+XD/R+1 代入數(shù)據(jù)得該精餾操作方程為yn+1=0.9000xn+0.0981 4. 計算塔板數(shù) 經(jīng)過模擬計算得 所需理論板數(shù)為NT=95 理論進料板位置Nf=44 已知總辦效率為ET=0.6 進料板位置Nf/0.6=73 所以實際塔板數(shù)為Np=(NT-1)/ET=(95-1)/0.6=155 實際塔板數(shù)和初設塔板數(shù)150比較接近，故所設值比較合理。 5. 塔徑計算 兩相流動參數(shù)=Ls/Vs*√(p1/pv)=0.2195 設間距Ht=0.45m,查圖知C20=0.062 氣體負荷因子C=C20（/20）{0.2方}=0.0465 液泛氣速Uf=C√(p L-pv/pv)=0.1850/s u/Uf=0.64,則u=0.1184m/s 則流道截面積A=Vs/u=1.3849 m2 孔隙率Ad/At=0.10,A/At=1-Ad/At=0.90 則At=1.4096/0.90=1.5632 塔徑D=√（4At/）=1.4m 查表知D=1.4，Ht=0.45,與設的吻合，則合理。 6. 塔高計算 實際板數(shù)為155，塔有效高度Z=0.45*155=69.75m 釜液流出量W=21.90625kom/h=1072.08kg/h=0.2978kg/s 則釜液高度 △ Z=4W/(*D*D) =0.28m 143塊塔板，共設8個人孔，每個人孔處板間距增大200mm 進料板板間距增大100mm裙坐取3m 塔頂與釜液上方氣液分離高度取1.5m 塔頂與釜液上方氣液分離空間高度均取1.5m 總塔高Z=69.75+0.28+0.1+8*0.2+1.5*2=74.73m 7. 溢流裝置設計計算 弓形降液管所占面積Ad=At-A=0.15386 Lw/D=0.73, 降液管寬度Bd=D(1-√[1- (Lw/d)* (Lw/d)])/2=0.2216m 取底隙h=0.45m 確定堰長Lw=D*0.73=1.4*0.73=1.022m 堰上液頭高How=2.84*0.001E(Lh/Lw)2/3=0.028m>6mm 滿足E取1的條件 取Hw=0.05m,清夜層高度Hl由選取的堰高Hw確定 Hl=Hw+How=0.05+0.028=0.078m 液流強度Lh/lw=31.5946/1.022=30.91<100 降液管底隙液體流速u=Ls/lwhb=0.191m/s<0.5m/s,符合要求 8. 塔板流動性能的校核 所得泛點率低于0.8，故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶 計算干板阻力 由以上3個阻力之和求塔板阻力=0.109m 12.塔板負荷性能圖 1.過量液沫夾帶線 2.液相下限線 How=2.84*0.001E(Lh/lw)2/3=0.006 取E=1,lw=1.022,Lh=3.07lw=3.14/h 此為液相下限線 3.嚴重漏液線 3.液相上限線 4、精餾塔主體設備設計計算 4.1、再沸器 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制循環(huán)再沸器。 （1）釜式式再沸器 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。塔底液體進入底液池中，再進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，再沸器上方應有一分離空間，對于小設備，管束上方至少有300mm高的分離空間，對于大設備，取再沸器殼徑為管束直徑的1.3～1.6倍。 （b）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。 （2）熱虹吸式再沸器 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。 （3）強制循環(huán)再沸器 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。 原料預熱器和產(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。 圖6-2 再沸器的型式 4.2、管路尺寸的確定、管路阻力計算及泵的選擇 接管直徑 各接管直徑由流體速度及其流量，按連續(xù)性方程決定，即： （6-7）式中：VS——流體體積流量，m3/ s； u——流體流速，m/ s； d——管子直徑，m。 （1）塔頂蒸氣出口管徑DV 蒸氣出口管中的允許氣速UV應不產(chǎn)生過大的壓降，其值可參照表6-1。 表6-1 蒸氣出口管中允許氣速參照表 操作壓力（絕壓） 常壓 1400～6000Pa ＞6000 Pa 蒸汽速度/m/s 12～20 30～50 50～70 （2）回流液管徑DR 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增加。用泵回流時，速度可取1.5～2.5m/s。 （3）進料管徑dF 料液由高位槽進塔時，料液流速取0.4～0.8m/s。由泵輸送時，流速取為1.5～2.5 m/s。 （4）釜液排除管徑dW 釜液流出的速度一般取0.5～1.0m/s。 （5）飽和水蒸氣管 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 kPa以下時，流速取為40～60m/s；表壓在2950 kPa以上時，流速取為80m/s。 加熱蒸氣鼓泡管 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。其結構為一環(huán)式蒸氣管，管子上適當?shù)拈_一些小孔。當小孔直徑小時，汽泡分布的更均勻。但太小不僅增加阻力損失，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。 離心泵的選擇 離心泵的選擇，一般可按下列的方法與步驟進行： （1）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)任務所規(guī)定，如果流量在一定范圍內(nèi)波動，選泵時應按最大流量考慮。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。 （2）選擇泵的類型與型號 首先應根據(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，但在該條件下對應泵的效率應比較高，即點（Qe、He）坐標位置應靠在泵的高效率范圍所對應的H-Q曲線下方。另外，泵的型號選出后，應列出該泵的各種性能參數(shù)。 （3）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。 第六節(jié)：輔助設備的計算及選型 精餾裝置的主要附屬設備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、塔底再沸器、原料預熱器、直接蒸汽鼓管、物料輸送管及泵等。前四種設備本質(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。 回流冷凝器 按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流式和強制循環(huán)式。 （1）整體式 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，缺點是塔頂結構復雜，不便維修，當需用閥門、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，導致塔體過高。 該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場合。 圖6-1 冷凝器的型式 （2）自流式 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。 （3）強制循環(huán)式 如圖6-1（D）、（e）所示。當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的低處，用泵向塔提供回流液。 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。 管殼式換熱器的設計與選型 管殼式換熱器的設計與選型的核心是計算換熱器的傳熱面積，進而確定換熱器的其它尺寸或選擇換熱器的型號。 .1流體流動阻力（壓強降）的計算 （1）管程流動阻力 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、出口阻力之和。一般情況下進、出口阻力可忽略不計，故管程總阻力的計算式為 (6-1) 式中 ΔP1、ΔP2——分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強降，Pa； Ft——結垢校正因數(shù)，對Φ25mm2.5mm的管子取1.4；對Φ19mm2mm的管子取1.5； NP——管程數(shù)； Ns——串聯(lián)的殼程數(shù)。 上式中直管壓強降ΔP1可按第一章中介紹的公式計算；回彎管的壓強降ΔP2由下面的經(jīng)驗公式估算，即 (6-2) （2）殼程流動阻力 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降ΔP0的公式，即 (6-3) 式中 ΔP1’——流體橫過管束的壓強降，Pa； ΔP2’——流體通過折流板缺口的壓強降，Pa； FS——殼程壓強降的結垢校正因數(shù)；液體可取1.15，氣體可取1.0。 (6-4) 式中 F——管子排列方法對壓強降的校正因數(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； f0——殼程流體的摩擦系數(shù)； Nc ——橫過管束中心線的管子數(shù)；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——換熱器總管數(shù)。 NB——折流擋板數(shù)； h——折流擋板間距； u0——按殼程流通截面積A0計算的流速，m/s，而A0=h(D-ncd0)。 2管殼式換熱器的選型和設計計算步驟 (1)計算并初選設備規(guī)格 a．確定流體在換熱器中的流動途徑 b．根據(jù)傳熱任務計算熱負荷Q。 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。 d．計算平均溫度差，并根據(jù)溫度差校正系數(shù)不應小于0.8的原則，決定殼程數(shù)。 e．依據(jù)總傳熱系數(shù)的經(jīng)驗值范圍，或按生產(chǎn)實際情況，選擇總傳熱系數(shù)K值。 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），或按系列標準選擇設備規(guī)格。 （2）計算管程、殼程壓強降 根據(jù)初定的設備規(guī)格，計算管程、殼程流體的流速和壓強降。檢查計算結果是否合理或滿足工藝要求。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，重新計算壓強降直至滿足要求為止。 （3）核算總傳熱系數(shù) 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K值，重復以上計算步驟。 第七節(jié)：設計結果一覽表 1、操作條件及物性系數(shù) 操作壓力： 塔頂 1.62MPa 塔底1.69 MPa 操作溫度： 塔頂 塔底 名 稱 數(shù) 值 塔頂氣相密度 28.03kg/m3 塔頂液相密度 471.2535kg/m3 氣相體積流量 590.379 液相體積流量 31.595 塔頂液相表面張力 4.761 2、 塔板主要工藝尺寸水力學核算 第八節(jié)：對本設計的評述 作為本學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，例如一些以前學習過的內(nèi)容能夠得到復習，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，讓我們重新學習和掌握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，這對于我們這些學生而言，是非常難得的。 本人參照了指導老師給我們的指導資料，并參考了其他學長的個人設計格式，查閱了較多的關于本專業(yè)的相關資料文獻，花費了不少的時間勉強完成了這個設計方案，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。 通過這次課程設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計，對實際單元操作設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計，不僅讓我將所學的知識應用到實際中，而且對知識也是一種鞏固和提升充實。在老師和同學的幫助下，及時的按要求完成了設計任務，通過這次課程設計，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用能力。 至此，對于里面一些不當?shù)牟僮骷皵?shù)據(jù)，我總結出了以下原因： 1、 物料平衡的影響和制約 根據(jù)精餾塔的總物料衡算可知，不能任意增減，否則進、出塔的兩個組分的量不平衡，必然導致塔內(nèi)組成變化，操作波動，使操作不能達到預期的分離要求。 2、 塔頂回流的影響 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。 3、 進料熱狀況的影響 當進料狀況（xF和q）發(fā)生變化時，應適當改變進料位置，并及時調(diào)節(jié)回流比R。一般精餾塔常設幾個進料位置，以適應生產(chǎn)中進料狀況，保證在精餾塔的適宜位置進料。如進料狀況改變而進料位置不變，必然引起餾出液和釜殘液組成的變化。 4、 塔釜溫度的影響 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之一。 5、操作壓力的影響 塔的壓力是精餾塔主要的控制指標之一。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料平衡，使產(chǎn)品達不到所要求的質(zhì)量。 第九節(jié)：工藝流程簡圖 第十節(jié)：參考文獻 《塔的工藝計算》,石油化工工業(yè)部石油化工規(guī)劃設計院編寫，1981年，石油工業(yè)出版社出版。 姚玉英主編,《化工原理》上、下冊，天津大學化工原理教研室編，1995年8版，天津科學技術出版社出版。 《化學工程手冊》第13篇，氣液傳質(zhì)設備，《化學工程手冊》編輯委員會編寫，1984年，化學工業(yè)出版社出版。 長江大學付家新主編《化工原理課程設計》； 天津大學化工原理教研室編《化工原理課程設計》。