二氧化硫與四氯化碳板式蒸餾塔設計

濱州學院化工原理課程設計題 目二硫化碳-四氯化碳浮閥精餾塔的設計系（院） 化學與化工系 專業(yè) 應用化學班級 2009級2班 學生姓名 學 號 指導教師 職 稱 2012年6月6日化工原理(下)課程設計題目：處理量為48000噸/年二氯化碳和四氯化碳體系精餾分離板式塔設計板式精餡塔設計任務書一、 設計題目：二硫化碳-四氯化碳分離精餾分離板式塔設計二、 設計任務及操作條件1、 設計任務：生產(chǎn)能力(進料量)48000噸/年操作周期7200小時/年進料組成32%的二硫化碳和68%的四氯化碳(質(zhì)量分數(shù)，下同)塔頂產(chǎn)品組成餾出液96%的二硫化碳，塔底產(chǎn)品組成釜液2.4%的二硫化碳2、 操作條件操作壓力塔頂壓強為常壓(表壓)進料熱狀態(tài)泡點進料3、 設備型式4、 廠址新鄉(xiāng)地區(qū)三、 設計內(nèi)容：1、 設計方案的選擇及流程說明2、 工藝計算3、 主要設備工藝尺寸設計塔徑及蒸餾段塔板結構尺寸的確定塔板的流體力學校核塔板的負荷性能圖總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4、 輔助設備選型與計算5、 設計結果匯總6、 工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖7、 設計評述目錄TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"摘要 1\o"CurrentDocument"緒論 3\o"CurrentDocument"流程的設計及說明 3\o"CurrentDocument"第一章塔的工藝設計 5精餾塔的物料衡算 51.1原料液、塔頂和塔底的摩爾分率 51.2原料液平均摩爾質(zhì)量 51.3物料衡算 51.4進料熱狀況的確定 5塔板數(shù)的確定 52.1理論板層數(shù)Nt 52.1.1相對揮發(fā)度的求取 52.1.2最小回流比及操作回流比的確定 62.1.3精餾塔的氣液相負荷 62.1.4操作線方程 .72.1.5逐板計算法確定理論塔板數(shù) 72.2實際板層數(shù)的確定 82.2.1液相的平均黏度 82.2.1.1塔頂、塔底溫度的求取 82.2.1.2液相的平均黏度 82.2.1.3精餾段和提餾段相對揮發(fā)度 82.2.1.4全塔效率ET和實際塔板數(shù) 9精餾塔的工藝條件和有關物性數(shù)據(jù)的計算 93.1操作壓力的計算 93.2平均摩爾質(zhì)量計算 93.3平均密度的計算 103.3.1氣相平均密度 103.2.2液相平均密度（部分數(shù)據(jù)見表2） 103.3液體表面張力的計算（部分數(shù)據(jù)見表3） 11精餾塔的塔體工藝尺寸計算 114.1塔徑的計算 11塔板的主要工藝尺寸的計算 125.1溢流裝置的計算 125.1.1溢流堰長 125.1.2溢流堰高hw 125.1.3降液管寬度W』與降液管面積Af 125.1.4降液管底隙高度h 125.2塔板布置 135.2.1邊緣區(qū)寬和安定區(qū)寬 135.2.2開孔區(qū)面積 135.3浮閥數(shù)n與開孔率0 13塔板的流體力學的驗算 146.1塔板壓降 146.1.1干板阻力 146.1.2淹塔 146.2泛點率 14塔板負荷性能圖 147.1霧沫夾帶線 147.2液泛線 157.3液相負荷上限線 167.4漏液線 167.5液相負荷下限線 167.6負荷性能圖 16現(xiàn)將計算結果匯總與下表 17\o"CurrentDocument"第二章熱量衡算 182.1相關介質(zhì)的選擇 182.2蒸發(fā)潛熱衡算 182.2.2塔底熱量 192.3焓值衡算 20\o"CurrentDocument"第三章輔助設備 233.1冷凝器的選型 233.1.1計算冷卻水流量 233.1.2冷凝器的計算與選型 233.2冷凝器的核算 243.2.1管程對流傳熱系數(shù) 243.2.2殼程流體對流傳熱系數(shù) 253.2.3污垢熱阻 263.2.4核算傳熱面積 263.2.5核算壓力降 263.3泵的選型與計算 283.4再沸器的選型與計算 29加熱介質(zhì)的流量 293.4.2再沸器的計算與選型 29\o"CurrentDocument"第四章塔附件設計 304.1接管 30進料 304.1.2回流管 304.1.3塔底出料管 304.1.4塔頂蒸氣出料管 304.2筒體與封頭 31筒體 31封頭 314.3除沫器 314.4裙座 314.5人孔 324.6塔總體高度的設計 324.6.3塔立體高度 32符號一覽表 33參考文獻 35結束語 35摘要化工生產(chǎn)常需進行二元液相混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同，并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設備類型之一。本次設計的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的采用。本設計書對二硫化碳和四氯化碳的分離設備一浮閥精餾塔做了較詳細的敘述，主要包括：工藝計算，輔助設備計算，塔設備等的附圖。浮閥塔因具有優(yōu)異的綜合性能，在設計和選用塔型時常被首選的板式塔。優(yōu)點：①生產(chǎn)能力大，比泡罩塔提高20%——如兌：②操作彈性大，在較寬的氣相負荷范圍內(nèi)，塔板效率變化較小，其操作彈性較篩板塔有較大的改善；③塔板效率較高，因為它的氣液接觸狀態(tài)較好，且氣體沿水平方向吹入液層，霧沫夾帶較小；④塔板結構及安裝較泡罩塔簡單，重量較輕，制造費用低，僅為泡罩塔的60%——80%左右。其缺點：①在氣速較低時，仍有塔板漏液，故低氣速時板效率有所下降；②浮閥閥片有卡死吹脫的可能，這會導致操作運轉及檢修的困難；③塔板壓力降較大，妨礙了它在高氣相負荷及真空塔中的應用。根據(jù)任務設計書，精餾設計的主要設備的工藝計算——物料衡算、工藝參數(shù)的選定、設備的結構設計和工藝尺寸的設計計算，工藝流程圖，主要設備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運算，按逐板計算理論板數(shù)為24,其中精餾段有13塊，提餾段11塊，塔徑為1.0m塔，回流比為2.07。塔頂使用全凝器，部分回流。操作彈性為2.7,通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學驗算，均在安全操作范圍內(nèi)。塔的附屬設備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。用160°C飽和蒸汽加熱，用16C循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。緒論化工生產(chǎn)中常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的?；ト芤后w混合物的分離有多種方法，蒸餾及精餾是其中最常用的一種。蒸餾是分離均相混合物的單元操作之一，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。為實現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應用的核心問題，為此而提出了精餾過程。精餾的核心是回流，精餾操作的實質(zhì)是塔底供熱產(chǎn)生蒸汽回流，塔頂冷凝造成液體回流。我們工科大學生應具有較高的綜合能力、解決實際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設計是一次讓我們接觸并了解實際生產(chǎn)的大好機會，我們應充分利用這樣的機會去認真去對待。而新穎的設計思想、科學的設計方法和優(yōu)秀的設計作品是我們所應堅持努力的方向和追求的目標。流程的設計及說明進料回流罐□口口進料回流罐□口口T塔頂產(chǎn)品〔或冷凝為諧出液）工藝流程：如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預熱器預熱后進入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設置原料槽。產(chǎn)品槽和相應的泵，有時還要設置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時發(fā)現(xiàn)問題和采取相應的措施，常在流程中的適當位置設置必要的儀表。如流量計、溫度計和壓表等，以測量物流的各項參數(shù)。第一章塔的工藝設計1.精餾塔的物料衡算1.1原料液、塔頂和塔底的摩爾分率二硫化碳的摩爾質(zhì)量：76kg/kmol四氯化碳的摩爾質(zhì)量：154kg/kmolv 0.32/76X=F0.32/76+(1-0.32)/154第一章塔的工藝設計1.精餾塔的物料衡算1.1原料液、塔頂和塔底的摩爾分率二硫化碳的摩爾質(zhì)量：76kg/kmol四氯化碳的摩爾質(zhì)量：154kg/kmolv 0.32/76X=F0.32/76+(1-0.32)/154=0.488Xd二0.96/760.96/76+(1-0.96)/154=0.980.024/760.024/76+(1-0.024)/154=0.0471.2原料液平均摩爾質(zhì)量MF=76x0.488+(1-0.488)x154=115.94kg/molMd=0.98x76+(1-0.98)x154=77.56kg/molMW=0.047x76+(1-0.047)x154=150.334kg/mol1.3物料衡算原料處理量:F=480000007200x115.94=57.50kmol-h-1總物料衡算:D+W=57.50kg/mol二硫化碳物料衡算：Dx0.98+Wx0.047=0.488x57.50聯(lián)立得：D=27.18kg/molW=30.32kg/mol1.4進料熱狀況的確定進料方式為泡點進料，q=12.塔板數(shù)的確定2.1理論板層數(shù)Nt2.1.1相對揮發(fā)度的求取由a =（1-七）七，再根據(jù)表1數(shù)據(jù)可得到不同溫度下的揮發(fā)度見表2DX^（1-七）

表1T,K71348.050.02960.0823346.250.06150.1555343.450.11060.2660341.750.14350.3325336.950.25850.4950332.450.39080.6340328.450.53180.7470325.450.66300.8290323.550.75740.8790321.650.86040.9320319.4511表2溫度,K揮發(fā)度溫度,K揮發(fā)度348.052.94332.452.7346.252.81328.452.6343.452.91325.452.46341.752.97323.552.33336.952.81321.652.22貝Ua=如F*"=2.662.1.2最小回流比及操作回流比的確定泡點進料Xq=XF=0.488；由泡點進料Xq=XF=0.488；由y= 四1+(a-1)尤 1+1.66x0.488一.Rmin七—七_0.98Rmin七—七_0.98-0.717y-x=0.717-0.488=1.148即R=1.8Rmin=2.072.1.3精餾塔的氣液相負荷L=RD=2.07x27.18=56.26kmol/hV=(1+R)D=(1+2.07)x27.18=83.44kmol/hL’=L+F46.26+57.5=113.76kmol/h

V’=V=83.44kmol/h2.1.4操作線方程精餾段操作線方程：RX3.24 0.97y= x+——a= x+ =0.764x+0.2288R+1R+13.24+1 3.24+1提餾段操作線方程：L'Wv113.76 30.32y=—x-—X-8344x+8344x0.047=1.36x+0.0172.1.5逐板計算法確定理論塔板數(shù)（1）精餾段利用平衡方程和精餾段操作線方程計算精餾段的塔板數(shù):y1=xD=0.98x1=0.95（用平衡關系）;y2=0.96（用物料衡算，即操作線）x2=0.9（用平衡關系）；y3=0.926（用操作線）x3=0.825（用平衡關系）;y4=0.875（用操作線）x4=0.725（用平衡關系）;y5=0.808（用操作線）x5=0.613（用平衡關系）;y6=0.732（用操作線）x6=0.507（用平衡關系）;y7=0.66（用操作線）x7=0.422（用平衡關系）x7=0.422<x。=0.488所以進料位置在第7塊板（2）提餾段利用相平衡方程和提留段操作線方程計算提留段塔板數(shù):x7=0.422y8=0.56（用物料衡算，即操作線）;y9=0.424（用操作線）;y9=0.424（用操作線）;y10=0.263（用操作線）;y11=0.143（用操作線）;y12=0.063（用操作線）x9=0.206（用平衡關系）x10=0.118（用平衡關系）x11=0.059（用平衡關系）x12=0.025（用平衡關系）七=0.025<x=0.047因此，理論板數(shù)為(12-1)=11層，進料位置為第7層板。2.2實際板層數(shù)的確定2.2.1液相的平均黏度2.2.1.1塔頂、塔底溫度的求取根據(jù)表1內(nèi)插法求取塔頂溫度tD=46.62°C塔底溫度tW=73.92C精餾段平均溫度tM=(46.62+57.68)/2=52.15C2.2.1.2液相的平均黏度進料黏度(57.68°C)：查資料得^cs=0.28mP?s；"ccl=0.64mP?s2 4lgrf=0.488xlg0.28+0.512xlg0.64rf=0.428mPa-s塔頂物料衡算(46.62°C)：查資料得Rcs=0.33mP-s；*ccl=0.71mP?s2 4lgrd=0.98xlg0.33+0.02xlg0.71r=0.335mPa-s塔底物料衡算(73.92°C)：查資料得Rcs=0.25mP?s；Rccl=0.51mP?s24lgr即=0.047xlg0.25+(1-0.047)xlg0.51r=0.493mPa-sTOC\o"1-5"\h\z業(yè)主.響rTi日；壬卜冏 r+r0.335+0.493 ?...精餾段平均黏度R=—d = =0.414mPa-s精2 2提餾段平均黏度R=RW+RF= —=0.461mPa-s提2 22.2.1.3精餾段和提餾段相對揮發(fā)度根據(jù)表1用插值法求得氣相組成塔頂處氣相組成：yD=0.99;進料處氣相組成：yF=0.712塔釜處氣相組成：yW=0.122相對揮發(fā)度塔頂處相對揮發(fā)度由xd由xd=0.98;yD=0.990.99/1-0.99o / =2.021-0.980.98進料處相對揮發(fā)度進料處相對揮發(fā)度由xf由xf=0.488;yF=0.712/1-0.712=2.590.488 1-0.4880.712塔釜處相對揮發(fā)度塔釜處相對揮發(fā)度由x由x巧=0.047;y^=0.122U/1—0」22=2.8170.047 1-0.047精餾段平均相對揮發(fā)度a=a精餾段平均相對揮發(fā)度a=a,+aF=2.02+2.59=2.3052提餾段平均相對揮發(fā)度am(精) 2 2a==2817+2.59—270422.2.1.42.2.1.4全塔效率Et和實際塔板數(shù)全塔效率由公式E全塔效率由公式Et=0.49(叫1)-0-245算得精餾段：Et=0.49(2.305x0.414)-0.245—0.496提餾段：巧了—0.49(2.704x0.461)-0.245—0.464則精餾段實際塔板數(shù)：N精—6/Et—苔=12.1牝13層精餾段實際塔板數(shù)：N精—5/Et—苔卜=10.78總11層3.精館塔的工藝條件和有關物性數(shù)據(jù)的計算3?1操作壓力的計算塔頂操作壓力：PD=101.325Kpa每層塔板壓降：AP=0.7Kpa進料板壓力：PF=101.325+0.7x6=105.525Kpa精餾段平均壓強Pm=(105.525+101.325)/2=103.425Kpa3.2平均摩爾質(zhì)量計算塔頂摩爾質(zhì)量計算由xD=y.=0.98由y= 0^ 得x.=0.95D1 1+(a-1)x 1MVD=0.98x76+(1-0.98)x154—77.56kg/kmol；LDmM=0.95x76+(1-0.95)x154—79.9kg/kmol；

LDm進料摩爾質(zhì)量的計算：xF=0.488由平衡曲線查的：yF=0.717；MVF=0.717X76+(1-0.717)x154=98.074kg/kmol；M訪=0.488x76+(1-0.488)x154=115.94kg/kmol；精餾段平均摩爾質(zhì)量：M(精)二(77.56+98.074)/2=87.82kg/kmol；M(精)=(79.9+115.94)/2=97.92kg/kmol3.3平均密度的計算3.3.1氣相平均密度=P” Vm(^由理想氣態(tài)方程Vm(精) RT得p=pmMvm(精)=103-425x87-82 =3.36kg/m3vm(精)RT8.314X(52.15+273.1)3.2.2液相平均密度（部分數(shù)據(jù)見表2）①塔頂部分依下式:1；p=^a+^b(a為質(zhì)量分率)；其中a=0.96,a=0.04；即：Lmpp A B頊PLLm頊PLLm0.96 0.04 + 1224 1543pl=1234.2kg/m3；②進料板處：加料板液相組成由xF=0.488得a廿=0.32；0.32 1—0.321/p =1206 +-1508 np=1396.12kg/m3；提餾段的平均液相密度：p =(1234.2+1396.12).'2=1315.2kg/m3Lm(提)表2位置溫度（°C）p(CS2)(kg/m3)p(CCl4)(kg/m3)o(cs2)o(cc14)塔頂46.62122415430.9410.059

進料口57.68120615080.2030.797塔釜73.92117714850.02010.97993.3液體表面張力的計算（部分數(shù)據(jù)見表3）液相表面平均張力由式CLm=E七口i計算i=1①塔頂液相平均表面張力的計算：a^=0.98x28.416+0.02x23.669=28.32mN/m；②進料液相平均表面張力的計算a =0.488x26.759+（1-0.488）x22.286=24.47mN/m；表3位置溫度（°C）a （mN/m）a （mN/m）塔頂46.6228.41623.669進料口57.6826.75922.286塔釜73.9224.08920.067精餾段液相平均表面張力為：a（精）=（28.32+24.47/）2=26.395mN/m4.精餾塔的塔體工藝尺寸計算4.1塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為=0.606m=0.0011mVM 83.44=0.606m=0.0011m Vm（精）= 3600p 3600x3.36Vm（精）LM 52.26x97.92 Lm（精）——= 3600p 3600x1315.2Lm（精）初選板間距HT=0.35m，取板上液層高度HL=0.06m故：HT-hL=0.35-0.06=0.29（匕）（匕）（土）2=（02y

Vpv0.606 3.36公式C=C20（二）Q2=0.067（）2=0.036查圖表C20=0.062；26.395）0.2=0.066 ；20Umax=C3.36-3.36 =1.304m/Umax=C3.36取安全系數(shù)為0.7,則:u=0.7xu=0.7x1.304=0.913m/s故塔徑采用標準塔徑D=1.0m;則塔的橫截面積：A=-D2=-1.02=0.785m2T4 4空塔氣速為u=匕=0.606=0.772m/sAt 0.785板間距取0.35m合適塔板的主要工藝尺寸的計算5.1溢流裝置的計算因塔徑D=1.0可采用單溢流、弓形降液管、平形溢流堰，不設進流堰。各計算如下：5.1.1溢流堰長溢流堰長LW取標準化LW=0.7D=0.7m5.1.2溢流堰高hw由hw=hL-how算得，由hw=hL-how算得，耿2.84h= Eow1000how由算得，近似取E=1則耿2.84h= 耿2.84h= Eow1000豈X11000(0.0011x3600\0.7=0.011m取上清液層高度hL=0.06m則hw=0.06-0.011=0.049m5.1.3降液管寬度吧與降液管面積Af有l(wèi)/D=0.7查圖得W,/D=0.15,A.IAt=0.09故：吧=0.15D=0.15；a=0.071At=0.785ahLsahLs0.071x0.350.0011=22.59s(>5s,符合要求5.1.4降液管底隙高度h取液體通過降液管底隙的流速uo=0.1m/s

依式計h0=鼻算降液管底隙高度h0，即:w00.00110.70.00110.7x0.1=0.016mhW-ho=0.049-0.016=0.033m〉0.006m故降液管底隙高度設計合理，采用平形受液盤5.2塔板布置5.2.1邊緣區(qū)寬和安定區(qū)寬因D〈1.5故采用整塊式塔板；邊緣區(qū)寬度w=0.035m，安定區(qū)寬度W=0.065ms5.2.2開孔區(qū)面積兀 x開孔取面積按式A^=2x』R2一x2+--—R2sin-1r其中x=%-(w^+W)=號-(0.015+0.065)=0.285mR=%-W=學-0.035=0.465m故：f 兀 0285\人口=2f0.285J0.4652―0.2752+布0.272sin-1^^^j=0.306m25.3浮閥數(shù)n與開孔率0取閥孔動能因子Fo=10，用下式求孔速u。，uo=Fo/(Q)1/2=10/(3.36)1/2=5.46m/sN==92.96N==92.96 S = —d2u—0.0392x5.464oo4浮閥排列方式為等邊三角形，孔新距t=0.075m按等邊三角形叉排式繪圖得浮閥數(shù)N=93；重新核算動能因數(shù)V 0.606u= s = =5.46m/s°:d2N —0.0392x93

F0=u時=5.46x面&=10,F0變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)。開孔率0=u/u0=0.772/5.46=14.14%塔板的流體力學的驗算6.1塔板壓降6.1.1干板阻力1.825=5.47m/s因u0uoc故按式u0.1751.825=5.47m/s因u0uoc故按式u0.175PLh=19.9…八5.46h=19.9=19.9 =0.0204m1315.2取充氣系數(shù)￡0=0.5則hI=%hL=0.5x0.06=0.03m因液體表面張力在浮閥板中造成的阻力很小，可忽略所以，hp=hc+hI+h6=0.0204+0.03+0=0.0504m則單板壓強降Ap=hp^g=0.0504x1315.2x9.8=649.6Pa<700Pa6.1.2淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，Hd<9(Ht+hW)。即液體通過降液管的壓頭損失：因不設進口堰，故按下式計算，即h=0.153x(4)2=(0.0011一)2=0.00148m液注d lh0.7x0.016Hd=hp+hL+hd=0.0504+0.06+0.00147=0.112m液注取0=0.5；0(Ht+hW)=0.5x(0.35+0.049)=0.1995mHd<0.1995m符合防止淹塔的要求6.2泛點率泛點率=VSx[pv/(PL—PV)]1/2/(0.78KCfAt)x100%泛點率=0.606[3.36/(1315.2-3.36)]"/(0.78x1x0.126x0.785)x100%=39.75%V70%；符合要求塔板負荷性能圖7.1霧沫夾帶線霧沫夾帶線以下式做出:

Vs —+1.36LZ泛點率= 欄_Bv 泛點率按80%計算如下KCFAbZL=D-2Wd=1.0-2x0.15=0.7； 3.36V1315.2—3.36+1.36x0.7LS； 3.36V1315.2—3.36+1.36x0.7LS1x0.126x0.643=0.8整理得:Vs=1.27-18.67Ls (1)由上式知霧沫夾帶線是直線，在操作范圍內(nèi)任取兩個Ls依上式算出相應的VS值列于下表表1Ls.m3/s0.0010.004Vs.m3/s1.251.1957.2液泛線由9(Ht+hw)=hp+?+hd=hc+hI+ho+?+hd確定液泛線帶入各式得：pu2 L 2.84 3600L、9(ht+hw)=5.34v。+0.153(y^)2+(1+8)[h+ E( &)2/3]1W 2pg lh ow1000lTOC\o"1-5"\h\zL wo W其中uo=—X—= X =9V，帶入數(shù)據(jù)得：°：d2N彳0.0392x93 S0.5(0.35f0.049)=5.343,36x81，Vs2+0.153—匕__)2+(1+0.5)[0.04+竺x1x(^60^)2/3](2)2x9.8x1315.2 0.07x0.016 1000 (2)整理得Vs2=2.234—21626L、2—22.5L、溢在操作范圍內(nèi)取若十個LS值，依上式算出相應的Vs值列于下表:表2Ls.m3/s0.0010.004Vs.m3/s1.9871.3217.3液相負荷上限線TOC\o"1-5"\h\z依(L) =AfHT=0.071X035=0.00497m3/s (3)smin 0 57.4漏液線(V) =-d2uN=-d2N-^=-x0.0392x93x-^==0.303m3/sSmin4。。 4。頊p 4 3.36(4)7.5液相負荷下限線2.84”3600(L) E( Smin)2/3=0.006；取E=1，貝U1000 lWL)=l0.006x1000 =Smin3600(2.84X10.7,0.006x1000、 ( )2/3=0.000597m3/s(5)3600 2.84x1根據(jù)本題附表1、2及式(3)(4)(5)可分別做出塔板液相負荷性能圖上的五條線7.6負荷性能圖T—液相負荷下限線T—液相負荷下限線-■一液相負荷上限線*漏液線T—霧沫夾帶線T—液泛線T」OP操作線 線性（op操作線）由上圖查的(V) =1.826；(V).=0.329所以操作彈性=18265.55max min 0329現(xiàn)將計算結果匯總與下表項目精餾段數(shù)值及說明備注塔徑D,m1.0板間距Ht,m0.35塔板形式單溢流弓形降液管整板空塔氣速u,(m/s)0.772堰長lW,m0.7堰高hW，m0.049板上液層高度hL,m0.06降液管底隙高度h。，m0.016浮閥數(shù)N，個93等邊三角形叉排閥孔氣速u。，(m/s)5.46閥孔動能因數(shù)Fo10臨界閥孔氣速u,(m/s)5.46孔心距t/m0.075指同一橫排的孔心距單板壓降^Pp/Pa649.6液體在液降管內(nèi)停留時間6/s15液降管內(nèi)清液層高度Hd/m0.1995泛點率％39.75氣相負荷上限(VS)max/(m3/s)1.826霧沫夾帶控制氣相負荷下限(VS)min/(m3/s)0.329漏液控制操作彈性5.55第二章熱量衡算2.1相關介質(zhì)的選擇加熱介質(zhì)的選擇選用飽和水蒸氣，溫度160r,工程大氣壓為3.69atm。原因：水蒸氣清潔易得，不易結垢，不腐蝕管道。飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應減少，但水蒸氣壓力不宜太高。冷凝劑選冷卻水，溫度20r，溫升16°C。原因：冷卻水方便易得，清潔不易結垢，升溫線越高，用水量越小，但平均溫差小，傳熱面積大，綜合考慮選擇16C。2.2蒸發(fā)潛熱衡算二硫化碳一四氯化碳的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質(zhì)沸點0C蒸發(fā)潛熱KJ/Kg臨界溫度TC/K二硫化碳46.3352552四氯化碳76.8195556.3(1)塔頂熱量VDLDQ=(R+1)xDx(I—I)VDLDC其中LD-I=XxxAH (— —X)DxH其中 r2) r2)0.38V1 1—Tr1AHv2=AHx(t=46.60C二硫化碳:T=(46.62+273.15)/552=0.5793T1=(46.3+273.15)/552=0.5786蒸發(fā)潛熱AH=ahx(1—Tr^)0.38=352x(1—0.5793)0.38=351.78kJ/kgV2V1'1—T] 1—0.5786四氯化碳：T=(46.62+273.15)/556.3=0.5748T1=(76.8+273.15)/556.3=0.629蒸發(fā)潛熱AH=AHX(上土2)0.38=195X(1-0.5748)0.38=205.37kJ/kgV2 V1 1-T 1-0.629D=MxD=77.56x27.=8210J.08 /VDmI-1=XXAH-(1-X)XAH=0.98X351.78-(1-0.98)x205.37=340.64kJ/kgQ=(R+1)xDx(I-1)=(2.0+X)210X.083=40.6瑋kJ2./2010 /2.2.2塔底熱量Qc=(R+1)xWx(I^-1^)其中 Iy-【l=(1-XW)xAHv2-X^xAHv1AHv2=AHv1x(^t^)°?'8W=73.920C二硫化碳：T=(73.92+273.15)/552=0.6286r2T=(46.3+273.15)/552=0.5786r1蒸發(fā)潛熱AH=AHx(^-!*^)0.38=352x(1-0.6286)0.38=335.5kJ/kgV2V1 1-T 1-0.5786四氯化碳：T=(73.92+273.15)/556.3=0.6239T1=(76.8+273.15)/556.3=0.629蒸發(fā)潛熱AH=AHx(上—)0.38=195x(1-0.6239)0.38=196kJ/kgV2 V1 1-T 1-0.629M =79.9kg/kmolW'=M^^xW=91.86x30.32=2422.6kJ/h七―。廣(1-Xw)本氣2-Xw本H1=(1-0.047)X196-0.047x335.5=171.02J/kgQ=(R+1)xW'x(I-I)=(2.07+1)x2422.6x171.02=1.27x106kJ/h2.3焓值衡算由前面的計算過程及結果可知：塔頂溫度、=46.623,塔底溫度t=73.93,進料溫度t=57.68°C。溫度CF46.6257.6873.92二硫化碳kJ/(kmolDk)82.783.889.6四氯化碳kJ/(kmolDk)157.08158.62161.7tD=46.623下：C1=82.7kJ/(kmol-k) C2=157.(kJk(molk)~C=C/D+Cp2-(1-Xd)=82.7x0.98+157.08x(1-0.98)=84.19kJ/(kmol-k)t=73.92CT：Cp1=89.62J/(kmol-k)C2=161.司J/kmolk)C=C/w+CP2- )=89.62x0.047+161.7x(1-0.047)=158.37kJ/(kmol?k)tD=46.62CT：y1=361KJ/kg y2=191.K/JkgT=7x+y(1-x)1D2D=361x0.98+191.7x(1-0.98)=357.61KJ/kgt=73.92CT：Y廣309KJ/kgy2=187.KJk/g丁=yx+y(1-x)=309x0.047+187.53x(1-0.047)=193.24KJ/kg0°C時塔頂氣體上升的焓QV塔頂以0°C為基準。Q=V-C-1+V?y-M=83.44x158.37x46.62+83.44x357.6x77.56=2.93x106KJ/h回流液的焓QR回流液組成與塔頂組成相同。Qr=L?Cp.tD=52.26x155.05x46.62=4.15x105KJ/h塔頂餾出液的焓QDQd=D?C?tD=77.56x158.37x46.62=5.73x105KJ/h冷凝器消耗的焓QCQc=Qv-Qr-Qd=3.02x106—4.07x105—5.73x105=1.942x106kJ/h進料口的焓QF七=57.68CT：Cp1=83.8J/(kmol?k)C2=158.62kJ/(kmol?k)€^=Cp1.Xf+Cp2x(1-xf)=83.8x0.488+158.62x(1-0.488)=122.11KJ/(kmol?K)所以 Qf=F?§*=57.5c122.x115=.68x54.J)5h10 /(6)塔底殘液的焓QWQw=W-C^-匕=30.32x158.37x73.92=3.55x105KJ/h⑺再沸器QbQb=V'?MW-y=[(R+1)xD]xMWxy=[(2.07+1)x27.18]x150.334x193.24=2.42x106kJ/h項目進料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱kJ/(kmolK)122.11—84.19158.37—熱量kJ/h4.05x1051.942x1055.73x1053.55x1052.42x106第三章輔助設備3.1冷凝器的選型本設計冷凝器管殼式冷凝器原因：因本設計冷凝器與被冷凝氣體走管間，對于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式冷凝器，螺旋板式換熱器，以便及時排出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當逆流式流入冷凝器時，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費用。取進口（冷卻水）溫度為t=20Q夏季）冷卻水出口溫度一般不超過40°C，否則易結垢，取出口溫度t2=36°C。泡點回流溫度t=57.68CF被冷凝的氣體的溫度57.68C，冷凝水的平均溫度=20+36=28C。2G=——QG=——Q——c CpX(t2-ti)1.942X1064.176x(36—20)=2.91x104kg/h各自對應的相關物性數(shù)據(jù)項目種類Cp(KJ/(kg.K))p/(kg/m3)四/Pa.sXx103/W.m-1C-1混合氣體1.2262.909.374x10-60.167冷卻后的混合液體1.820804.420.292x10-30.143冷凝水4.176x103W.m-1C-1996.20.8360x10-361.3863.1.1計算冷卻水流量3.1.2冷凝器的計算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方式。At-AtAt-At (57.68-36)-(57.68-20)——2 1_At ^―-m Atin2At1in57*68一3657.68-20=28.95oCQc=KSAt取K=360W/(m2-C)1.942x106kJ/sS=―^e—= ~J_ =51.76心K?△t 3600x0.36kW/(m2?oC)x28.95oC殼徑/mm800管子尺寸(p25mmx2.5mm公稱壓力/Mpa2.5管長3m管子總數(shù)98管城流通面積/m20.0364管程數(shù)1管子排列方式正三角形殼程數(shù)1管中心距/mm32按單管程計時，初步選定換熱器實際換熱面積S0=〃兀d0L=98x兀x0.025x3=54.64m2采用此換熱面積的換熱器，要求過程的總傳熱系數(shù)為Q

c—S0氣1.942x106kJ/s3600x54.64m2x28.95oC=341W/(m2-oC)3.2冷凝器的核算3.2.1管程對流傳熱系數(shù)以=0.02^3 <Re P.pi管程流體流通截面積兀S=-x0.022x98=0.031m2管程流體流速V2.9乂10

u=—= =0.26msiS0.03x13x00996.2i雷諾數(shù)Re=些=0.02x0.262x996.2=6244p0.8360x10-3普朗特數(shù)0.62Pr=空=4.176x103x0.8360x10-3=5630.62a=0.023—Re0.8Pr0.4=0.023x062x62440.8x5.630.4=1547.6W/(m2-oC)/d 0.02i3.2殼程流體對流傳熱系數(shù)a0=0.36__打dupl0.55'、0.14管子正三角形排列，傳熱當量直徑為4(f12-；a0=0.36__打dupl0.55'、0.14管子正三角形排列，傳熱當量直徑為4(f12-；d02) 4x(寫x0.0322—；x0.0252)殼程流通截面積兀x0.025=0.02mA=槌1-嘰)=0.1X0x80=^5t 0.03220.026殼程流體流速、雷諾數(shù)及普朗特數(shù)分別為V(R+1DxMv(2.407x1)=—0=Ap-8=罰?捕s36003.x360.026Re0、0.140.0220x58804.42 =1.x36100.29X2-10Pr=祭=技26x103x9.374x10-6=0.06880.167=0.95于是殼程流體的對流傳熱系數(shù)a。為a0=0.36d打dupYW（旦丫140167=0.36X^-―7X(1.13x106)0.55X(0.0688)1/3x0.95=2496.8W/(m2?oC)3.2.3污垢熱阻查文獻siRso=0.00034(m2?oC)/W=0.00017(m2?oC)/W11dddd以+R0+Ri/+ad0 iii1=354.6W/(m2?oC)+0.00017+0.00034x25+ 501547.6x2012496.8354

K計/K選二|41=1.038故所選換熱器是合適的3.2.4核算傳熱面積1.942x106 =52.64m20.354x28.95x3600而該型號換熱器的實際傳熱面積S0為S=54.64m2>S=52.64m20從傳熱面積的核算中也可知，所選的換熱器是可用的。3.2.5核算壓力降(1)管程壓力降管程壓力降計算的通式為￡AP=(AP+AP)NNi i rsp式中，殼程數(shù)Ns=1，管程數(shù)N=1。Re=業(yè)=0.02x0.262x996.2=6244i日 0.8360x10-3可知管程流體呈湍流狀態(tài)。取管壁粗糙￡=0.1mm，相對粗糙度-=01=0.005，查X-Re關聯(lián)圖可知摩檫因數(shù)d20iX=0.035。所以lp"2 3 996.2x0.2622NP=九一?一=0.035x x =179.5Pa/d2 0.02E=3x號=3x9^^=102.57Pa于是ZAP=(179.5102.>57x)日1P28i(2)殼程壓力降由于殼程流體狀況較復雜，所以計算殼程流體壓力降的表達式很多，計算結果都差不多。現(xiàn)用埃索法來計算殼程壓降。即ZAP=(AP+AP)FN0 1 2ss式中AP―流體橫過管束的壓力降Pa；1AP—流體通過折流擋板缺口的壓力降；2F一殼程壓力降的垢層校正系數(shù)，無因次，對于液體取1.15，對于氣體可取1.0；sN-殼程數(shù)。而 A,=F0n(、+1)罵2AP2B式中F-管子排列方法對壓力降的校正系數(shù)，對正三角形排列F=0.5F0—殼程流體的摩檫系數(shù)，n一橫過管束中心線的管子數(shù)，對三角形排列".1展(式中n為換熱器總管數(shù))；N一折流擋板數(shù)；Bh—折流擋板間距，m;取h=0.15m"0一按殼程流通截面積A0計算的流速，而A0=h(D-nCd0);D一殼徑，m;d。一換熱管外徑，m。本題中，管子的排列方式對壓力影響的校正因數(shù)Fs=1.15，殼層數(shù)Ns=1。管子為正三角形排列，管子排列方法對壓力降的校正系數(shù)F=0.5.橫過管束中心線的管子數(shù)n=1.Kn=1.1798=11c取折流擋板數(shù)N=L-1=3-1=19bh0.15殼程流通截面A0=h(D-nd0)=0.15x(0.8-11x0.025)=0.0788m2由于蒸汽冷凝后變成液體，所以這時涉及到的相關物性數(shù)據(jù)得帶入液態(tài)時的數(shù)據(jù)。(R+1)DxM,=(2.07+1)x27.18x79.9=001^/^3600p?=3600x1234.2x0.0788=. "、=dup=0.019x0.025x804.42=130856_~°ii 0.292x10-3 .f0=5.0R-0.228=5.0x1308.56-0.228=0.974804.42x0.0192于是AP=0.5x0.974x11x(19+1)x 2 =15.56Pa2x0.15、80x4.420.01掘AP=19x(3.-508x = 8P62所以ZAP=15.56+8.62=24.18Pa通過以上壓力降核算可知管程和殼程壓力降都小于所要求的30kPa，所以所選的冷凝器是合適的。3.3泵的選型與計算m由V=—pm=F-M =57.5kmolxh115.94g/kmol6666.kghLFmV=竺=6666kgh=47mh所以查文獻油泵的型號如下：p1396.k1g2ml型號50Y-60B流量9.9m3/h揚程38m轉速2950r/min軸功率2.39kW電機功率5.5kW

效率35%氣蝕余量2.3m泵殼許應力1570/2550Pa結構形式單級懸臂3.4再沸器的選型與計算3.4.1加熱介質(zhì)的流量當t=160均時，查的y=2087.1kg/kJ八Q2.4210Jh、G=—= =1159.kghhy 2087kgk/J3.4.2再沸器的計算與選型At=T-1=160-73.專2 8C.0取K=300W/(m2-oC)S=-^-

KAtm=26.03m22.42x10S=-^-

KAtm=26.03m23600x300x86.08按單管程計時，再沸器選型如下:殼徑/mm400管子尺寸(p25mmx2.5mm公稱壓力/Mpa2.5管長2m管子總數(shù)245管城流通面積0.0174m2管程數(shù)1管子排列方式正三角形殼程數(shù)1管中心距/mm32

第四章塔附件設計4.1接管4.1.1進料進料管的結構類型很多，有直管進料管、T型進料管、彎管進料管。本設計采用直管進料管，管徑計算如下:4VD=兀uF取4VD=兀uF取u=1.6m/sF=57.5kmol-h-1 ，Xf=0.488 ，=0.98X=0.98Xw=0.047，57.5x115.94V== =0.00133m3/ss3600x1396.12D ，4x0.0013=32.5mm\兀x1.64.1.2回流管采用直管回流管，取ur=1.6m/s，R=2.07，L=56.26kmol/h，XD5&26x77.56=0.000982m3/s3600x1234.2-0.000982 “=.； =28mm\0.785x1.64.1.3塔底出料管取u=1.6m/s，直管出料p=——10尸25x79.9_=2.806kg/m3,w l 8.314x(73.92+273.15)W=30.32kmol-h-1Mw=150?334kg/kmolV==‘J32x您334=0.00086m3/ss 3600x1466.96八 4V ：0.00086D=——s= =26.2mm兀u \0.785x1.64.1.4塔頂蒸氣出料管直管出氣，取出口氣速u=20m/s，jd=0.95，MD=79.9kg/kmol

83.44x79.93600x83.44x79.93600x2