表3-1Antoine常数
物就
A
B
C
内烯
15.7027
1807,53
-26,15
丙烷
15.7260
1872.46
-25.16
表压P=1620kpa,则塔顶绝压
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
YA=P-PB/（PA'-PB'）=0.982
KA=PA/P=1.002933
XA=yA/KA=0.982/1.002933=0.977
同理得yB=0.02,KB=0.838842,XB=yB/KB=0.024
刀X=yA/KA+yB/KB=1.000977
刀y-仁1.000977-仁0.000977<0.001,符合要求
故塔顶温度Ttop=316.1K
塔顶挥发度阿aAB=KA/KB=1.002933/0.838842=1.1956
1.塔底挥发度a'AB
由xn=yn/[a-（a-1）yn]得，xn=0.97618
查资料得表如下：
表41丙烯内烷气液HI第度表Cl721.325KPa）
409（如詔）
eor（切詔）
（雌/詔）
丙烯（L）
178
435
171.55
内烷（L）
166.8
427.6
460.92
内烯CV）
圏+0
内烷（V）
29.5
卩下式对液体混ft物附密度进行怙ST
液相组分质量分数为WA=0.97507WB=0.02493
塔顶液相密度为471.2535kg/m3
气相密度为28.03kg/m3
设理论塔板数位NT=15Q设每块塔板上的压降为100mn液柱。
经计算得latm=21.94mm液柱
塔底压力P=Ptop+NT*100mm=1790.599kpa
设塔底温度为326.0K
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,yB=0.976677所以，塔底温度为326.0K
aAB=KA/KB=1.18447/0.996609=1.1885
aatopa/21.192057
2.计算回流比R
由相平衡方程ye=axe/[1+（a-1）xe]和q线方程q=1,计算得xe=0.65时，ye=0.6888
Rmin=XD-ye/ye-xe=7.496
则R=1.2，Rmin=8.99
3.计算精馏段操作方程
精馏段操作线方程yn+1=R/R+1*xn+XD/R+1代入数据得该精馏操作方程为yn+1=0.9000xn+0.0981
4.计算塔板数经过模拟计算得
所需理论板数为NT=95
理论进料板位置Nf=44
已知总办效率为ET=0.6
进料板位置Nf/0.6=73
所以实际塔板数为Np=（NT-1）/ET=（95-1）/0.6=155实际塔板数和初设塔板数150比较接近，故所设值比较合理
5.塔径计算
两相流动参数二Ls/Vs*V（p1/pv）=0.2195
设间距Ht=0.45m,查图知C20=0.062
气体负荷因子C=C20（o/20）{0.2方}=0.0465
液泛气速Uf=CV（pL-pv/pv）=0.1850/su/Uf=0.64,则u=0.1184m/s
则流道截面积A=Vs/u=1.3849m2
孔隙率Ad/At=0.10,A/At=1-Ad/At=0.90
则At=1.4096/0.90=1.5632
塔径D=V（4At/）=1.4m
查表知D=1.4，Ht=0.45,与设的吻合，则合理。
6.塔高计算
实际板数为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
则釜液高度
△Z=4W/（*D*D）=0.28m
143块塔板，共设8个人孔，每个人孔处板间距增大200mm进料板板间距增大100mn裙坐取3m塔顶与釜液上方气液分离高度取1.5m塔顶与釜液上方气液分离空间高度均取1.5m总塔高Z=69.75+0.28+0.1+8*0.2+1.5*2=74.73m
7.溢流装置设计计算
弓形降液管所占面积Ad=At-A=0.15386
Lw/D=0.73,
降液管宽度Bd=D（1-V[1-（Lw/d）*（Lw/d）]）/2=0.2216m
取底隙h=0.45m
确定堰长Lw=D*0.73=1.4*0.73=1.022m
堰上液头高How=2.84*0.001E（Lh/Lw）2/3=0.028m>6mm
满足E取1的条件
取Hw=0.05m清夜层高度HI由选取的堰高Hw确定
HI二Hw+How=0.05+0.028=0.078m
液流强度Lh/lw=31.5946/1.022=30.91<100
降液管底隙液体流速u=Ls/Iwhb=0.191m/s<0.5m/s,符合要求
8.塔板流动性能的校核
为捋制液沫夹带赧©过大,应便泛点巧£0.8-0.82•荐阀塔板泛点率由以下曲
由塔板上5相密度口二厨』3及堆械间距丸-45叫査图5-1W1】泛心负荷闲数图
»Cf=0.119,根据表5T1【"所捉供数据,本物系的K（g可选取1
塔板匕流道长比
ZL=D-2^=1.4-2X0.222=&957m
液流ibi积旳
Ah=Ar-2^=1.539-2X0.1539=1.231m1
<）,1
2R.03
12535-203
+I.36*O.（X）K7S*O.957
I*OJI9*L231
=0.356
所得泛点率低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带
计算干板阻力
尽=5.34拿型］534*2803*2077=0.0699m
pL2g471,2535*2*9.81
2•塔板清液层阴力勺
取£二0.50,ht=0*5易-0.5*0.0780=0.0390m
：
L克服液体表面张力阻力
h=%=—4"°'*4.7055_=。
QQ01Q562,般可忽略
P夙470,2535*9.81*0.039
由以上3个阻力之和求塔板阻力=0.109m
12.塔板负荷性能图
1.过量液沫夹带线
带入物系参数p,pt=471.2535ig/jw\及已计算出的数擱
ZtL-0n95H8nitKF.Cr_0*119（3847/n~,
得彷-儿03£严1"&此式为一冇投•山两点即可确定，叽如、"
Ibf,J；=167G.52w1/A,半兀=50詔/丙时，几1409.由此两点作过虽
液沫央带线•
2.液相下限线
H）w=2.84*0.001E（Lh/lw）2/3=0.006
取E=1,lw=1.022,Lh=3.07lw=3.14/h
此为液相下限线
3.严重漏液线
内动能內了©<5时，仑发生严币術液，故取F后计算相应气和流武匕
%=3600Aa%
英屮叫二叩历乍f阿
叫二WOOO竝/阿临帕出亦4”此式为一平行厶的直线，即严重漏械线.也称为气相下限线*
3.液相上限线
保证液体在降液管中有一址的停留时问。
令心彳件二5小则降液管箴大诡晁厶
为Lh=720Ht^=49.85m3/ftr该线为一平存£轴的线•
3.7.5降液管液泛线
汨曙降液営内泡沐上升至上层塔板时，即发竺了降液管液泛匚根抑:
際腋菅液泛的条件*得一卞降液管液泛I况下的关系.
制"尸+心J=血+打俩+心+町+hj
为遍免降般管液泛，鬧使羈巧十农*）>治+h（}iy+A++Ai?
将上式中九—成均表示为和岭的雷数关系•整理即获得瞬液管液泛线的关系式。
*/=九+民+虬
（f}'
虬审=28处10"E工rE=1
l^irj
二1」8*10
曲前ini的校樓可丸n由农mi張力影响所致的帕力也在打中所占l匕例很小、在幕理中川忽略不计.将孔…如，町代入整理得
14*10^（^）2+4.26*10_J（^）7+L18*1）■=0丹广+悴」.勺如
A叭仁AA
代入数据整理得
k784XiO~71.7X4*10丁丫”」99+5.579WO6/./=0.225
计舜出降液管液泛线h6点得表3-3
表3-3障液管蔽泛线数据
L*/（/h）
0
10
20
30
40
F,/（mJ7A）
1123.04
107L84
1036.97
1002.y7
43
92張31
由表3-3中数据作出降液借的液泛线-
N7"塔板负荷性能图
将以上务条线标绘在同一％-匚直角坐标系中，塔板的负荷性诡图如图E所汎
4、精馏塔主体设备设计计算
4.1、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6-2（&）和（b）所示。
（a）是卧式再沸器，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8〜10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1.3〜1.6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流右。
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6-2（c）、（D）、（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
4.2、管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择
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栏
（6-7）式中：
Vs——流体体积流量，m/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蒸气岀口管中允许气速参照表
操作压力（绝压）
常压
1400〜6000Pa
>6000Pa
蒸汽速度/m/s
12〜20
30〜50
50〜70
（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0.2〜0.5n/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1.5〜2.5m/s。
（3）进料管径dF
料液由高位槽进塔时，料液流速取0.4〜0.8n/s。
由泵输送时，流速取为
1.5〜2.5n/so
（4）釜液排除管径dw
釜液流出的速度一般取0.5〜1.0m/So
（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20〜40m/s;表压在785kPa以下时，流速取为40〜60m/s;表压在2950kPa以上时，流速取为80n/s。
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5〜10mm孔距为孔径的5〜10倍。
小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.2〜1.5倍,管蒸气速度为20〜25ms。
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。
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，然后按已确定的流量Q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Q和压头H完全
相符，且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量，所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（Q、H）坐标位置应靠在泵
的高效率围所对应的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吐kW核
102'
算泵的轴功率。
第六节：
辅助设备的计算及选型
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。
回流冷凝器
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6-1（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6-1冷凝器的型式
（2）自流式
如图6-1（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6-1（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。
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。
.1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。
对于多程换热器，其阻力2Ap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
P（P1P2）RNsNp
（6-1）
式中AP1、AP2――分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；
Ft——结垢校正因数，对①25mnx2.5mm勺管子取1.4;对①19mnx2mm勺管子取1.5;
NP――管程数；
NS――串联的壳程数。
上式中直管压强降△P可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降△P2由下面的经验公式估算，即
P2
（6-2）
（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△R的公
式，即
Po（PlP2）FsNs
（6-3）
式中△Pi——流体横过管束的压强降，Pa；
△R――流体通过折流板缺口的压强降，Pa；
2
u0
2
2
u0
2
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
Pi
P2'
Ff°nc（Nb1）
Nb（3.5一）
D
（6-4）
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；
f0壳程流体的摩擦系数；
2——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：
nc1.1A（6-5）
管子按正方形排列：
nc1.19n（6-6）
式中n――换热器总管数。
N折流挡板数；
h――折流挡板间距；
U0按壳程流通截面积A计算的流速，m/s，而A）=h（D-ncd。
）
2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“，初步计算出传热面积S,
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