处理量为12吨小时的二硫化碳和四氯化碳分离精馏塔设计书

- 1 - 处理量为 12吨 /小时的二硫化碳和四氯化碳分离精馏塔设计书 第一章 程的设计及说明图 1 板式精馏塔的工艺流程简图 工艺流程：如图 1 所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原 料槽。 - 2 - 产品槽和相应的泵 ,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。 知参数】 : 主要基础数据 : 表 1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质 项目 分子式 分子量 沸点 ( ) 密度3/二硫化碳 276 氯化碳 454 2 液体的表面加力 (单位 :mN/m) 温度 8 硫化碳 氯化碳 3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据 液相中二硫化碳摩尔分率 x 气相中二硫化碳摩尔分率 y 液相中二硫化碳摩尔分率 x 气相中二硫化碳摩尔分率 y 0 塔依据 工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。对于一个具体的分离过程，通常按以下五项标准进行综合评价： （ 1） 通过能力大，即单位塔截面能够处理得气液负荷高； （ 2） 塔板效率高； （ 3） 塔板压降低； - 3 - （ 4） 操作弹性大； （ 5） 结构简单，制造成本低。 而筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟， 具体优点如下： （ 1）结构简单、金属耗量少、造价低廉。 （ 2）气体压降小、板上液面落差也较小。 （ 3）塔板效率较高， 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔。 因此对于苯和甲苯物系，有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔较为适宜。 第二章 【设计计算】 馏流程的确定 二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图 1 所示。 的物料衡算 (一 )、料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率 0 . 3 4 7 6 0 . 2 0 30 . 3 4 7 6 ( 1 0 . 3 4 ) 1 5 4 0 . 9 7 7 6 0 . 9 4 10 . 9 7 7 6 ( 1 0 . 9 7 ) 1 5 4 0 . 0 4 7 6 0 . 0 2 0 10 . 0 4 7 6 ( 1 0 . 0 4 ) 1 5 4 （二）、平均分子量 0 . 3 4 7 6 ( 1 0 . 3 4 ) 1 5 4 1 2 7 . 4 80 . 9 7 7 6 ( 1 0 . 9 7 ) 1 5 4 7 8 . 3 40 . 0 4 7 6 ( 1 0 . 0 4 ) 1 5 4 1 5 0 . 8 8 （三）、物料衡算 每小时处理摩尔量 1 2 0 0 0 1 2 0 0 0 9 4 . 1 3 /1 2 7 . 4 8FF k m o l - 4 - 总物料衡算 D W F 易挥发组分物料衡算 0 . 9 7 0 . 0 4 0 . 3 4D W F 联立以上三式可得： 3 0 /6 3 /9 4 /D km o l hW km o l hF km o l h板数的确定 （一）理论板 根据二硫化碳 四氯化碳 气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求全塔温度： 塔顶温度 4 6 . 34 6 . 3 4 8 . 5 4 6 . 5 41 0 0 . 0 8 6 . 0 4 9 8 . 5 1 0 0 . 0D Dt t 进料温度 58 塔釜温度 7 6 . 77 4 . 9 7 3 . 1 7 6 . 6 50 2 . 9 6 0 . 0 7 7 6 0W Wt t 精馏段平均温度() 5 2 . 2 72 精 = 提馏段平均温度() 6 7 . 3 32提 根据二硫化碳 四氯化碳 气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求汽相组成： 塔顶处汽相组成 4 8 . 5 4 6 . 5 4 6 . 6 5 4 6 . 5 9 9 . 2 69 3 . 2 1 0 0 . 0 1 0 0 . 0DD 进料处汽相组成 - 5 - 5 9 . 3 5 5 . 3 5 8 5 9 . 3 6 7 . 0 7 %6 3 . 4 7 4 . 7 6 3 . 4FF 塔釜处汽相组成 7 4 . 9 7 3 . 1 7 6 . 7 7 3 . 1 4 . 3 %8 . 2 3 1 5 . 5 5 1 5 . 5 5WW 相对挥发度的求解 塔顶处 相对挥发度 0 . 9 9 2 6 1 0 . 9 9 2 60 . 9 7 ; 0 . 9 9 2 6 / 2 . 0 4 2 80 . 9 7 由 x 得 进料处 相对挥发度 0 . 6 7 0 7 1 0 . 6 7 0 70 . 3 4 ; 0 . 6 7 0 7 / 1 . 9 5 70 . 3 4 由 x 得 塔釜处 相对挥发度 0 . 0 4 3 1 0 . 0 4 30 . 0 4 ; 0 . 0 4 3 / 1 . 9 20 . 0 4 由 x 得 精馏段平均相对挥发度() 2 . 0 02 精 = 提馏段平均相对挥发度() 1 . 9 42 提 （ 1） 平衡线方程 2 . 8 81 ( 1 ) 1 . 8 8 （ 2） q 线方程 1111 9 1 0 . 2x （ 3）最小回流比 - 6 - 依公式m i 9 7 0 . 5 8 1 3 1 . 5 8 9 40 . 5 8 1 3 0 . 3 2 7 3 取操作回流比m i 1 . 5 8 9 4 3 . 1 7 8 8 (4) 精馏段操作线方程3 . 1 7 8 8 0 . 9 7 0 . 7 6 0 7 0 . 2 3 5 71 1 3 . 1 7 8 8 1 3 . 1 7 8 8 1x x (5)提馏段操作线方程 提馏段操作线过点 c,()q 线方程的交点 d，连接 c、 d 即为提馏段操作线方程。 图 2 二硫化碳、四氯化碳的 及图解理论板 上作图解得： ( 9 )层 （不包括塔釜），其中精馏段为 5 层，提馏段为 . (二 ) 全塔效率 1 7 0 . 6 1 6 l - 7 - 塔内的平均温度为 ,该温度下的平均粘度m0 . 3 4 0 . 6 6 0 . 3 3 0 . 3 0 . 6 6 0 . 6 8 1 . 4 2 8m A B 故 : 0 . 1 7 0 . 6 1 6 l g 1 . 4 2 8 0 . 4 3 (三 ) 实际板数 N 精馏段 : 5 / 1 2精 层提馏段 : 3 . 5 / 9提 层第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算 工艺条件及物性数据计算 (一 ) 操作压强的计算 顶压强 +每层塔板压降 P=： 进料板压强： 0 釜压强： 馏段平均操作压强： 109.5 提馏段平均操作压强： P m = (三 ) 平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量的计算：由 xd=平衡曲线 ,得 . 9 7 7 6 ( 1 0 . 9 7 ) 1 5 4 8 4 . 9 6 /M k g k m o l L D m 0 . 9 2 7 7 6 ( 1 0 . 9 2 7 ) 1 5 4 7 5 . 0 7 /M k g k m o l ； 进料摩尔质量的计算： 平衡曲线查的： ； V F m 0 . 5 8 2 7 6 ( 1 0 . 5 8 2 ) 1 5 4 9 8 . 9 8 /M k g k m o l ； . 3 8 8 7 6 ( 1 0 . 3 8 8 ) 1 5 4 1 2 3 . 7 4 /M k g k m o l ； 塔釜 摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： 1x= W m 0 . 0 4 7 6 4 ( 1 0 . 0 4 ) 1 5 4 1 5 0 . 8 8 /M k g k m o l - 8 - L W m 0 . 1 2 7 7 6 ( 1 0 . 1 2 7 ) 1 5 4 1 4 4 . 1 /M k g k m o l 精馏段平均摩尔质量： V m ( ) ( 8 4 . 9 6 9 8 . 9 8 ) 2 9 1 . 9 7 /M k g k m o l 精； L m ( ( 7 5 . 0 7 1 2 3 . 7 4 ) 2 9 9 . 4 0 5 /M k g k m o l 精 )； 提馏段平均摩尔质量： V m ( ) ( 9 8 . 9 8 1 5 0 . 8 8 ) 2 1 2 4 . 5 4 /M k g k m o l 提 ； L m ( ) ( 1 2 3 . 7 4 1 4 4 . 1 ) 2 1 3 3 . 9 2 /M k g k m o l 提 ； （四 ) 平均密度计算： m 不同温度下2位置温度 （） 2()3( / )m 4()3( / )m 2()()顶 224 1543 料口 58 1206 1508 釜 177 1485 、液相密度 塔顶部分 依下式： 1 L B （ 为质量分率）；其中 A =B = 即： 30 . 9 4 1 0 . 0 5 91 1 2 6 9 . 5 /1 2 2 4 1 5 4 3L m L m k g m ； 进料板处：由加料板液相组成：由 - 9 - 30 . 2 0 3 1 0 . 2 0 31 1 5 0 3 . 3 /1 2 0 6 1 5 0 8L F m L F m k g m ； 塔釜处液相组成：由 30 . 0 2 0 1 1 0 . 0 2 0 11 1 5 2 4 . 2 /1 1 7 7 1 4 8 5L W m L W m k g m 故 精馏段平均液相密度： 3L ( ) ( 7 5 3 . 4 8 6 7 . 9 ) 2 8 1 0 . 7 /m k g m 精 ； 提馏段的平均液相密度： 3L ( ) ( 1 6 2 7 . 5 1 5 1 3 . 3 ) 2 1 5 7 2 . 4 /m k g m 提； 2、气相密度 精馏段的平均气相密度 V m ( ) 3V m ( ) p 1 0 9 . 5 9 1 . 9 7 3 . 7 8 /8 . 3 1 4 ( 5 2 . 2 5 2 7 3 . 1 )m M k g 精精 提馏段的平均气相密度 V m ( ) 3V m ( )p 1 1 6 . 8 1 2 4 . 5 4 5 . 1 4 /8 . 3 1 4 ( 6 7 . 2 5 2 7 3 . 1 )mM k g 提提（五）液体平均表面张力 m的计算 不同温度下2位置温度 （） 2()( / )m 4()( / )m 塔顶 料口 58 釜 相平均表面张力依下式计算，及x - 10 - 塔顶液相平均表面张力的计算 ： L D m 0 . 9 7 2 8 . 4 1 6 0 . 0 3 2 3 . 6 6 9 2 8 . 7 3 /m N m ； 进料液相平均表面张力的计算 L D m 0 . 3 4 2 6 . 7 5 9 ( 1 0 . 3 4 ) 2 2 . 2 8 6 2 3 . 7 7 4 /m N m ； 塔釜 液相平均表面张力的计算 L W m 0 . 0 5 2 4 . 0 8 9 ( 1 0 . 0 5 ) 2 0 . 0 6 7 2 0 . 0 8 3 /m N m ； 则： 精馏段液相平均表面张力为： m ( ) /m N m 精 (2= m ( ) ( 2 3 . 7 7 4 2 0 . 0 8 3 ) 2 2 1 . 9 2 8 /m N m 提液体平均粘度的计算相平均粘度依下式计算，即Lm i ； 塔顶 液相平均粘度的计算，由由手册得： 0 A m P a s ； 0 . 7 1B m P a s ； 0 . 9 7 0 . 3 3 0 . 0 3 0 . 7 1 0 . 4 1 4L D m m P a s ； 进料板液相平均粘度的计算：由8手册得： 0 A m P a s ； 0 . 6 4B m P a s ； 0 . 3 4 0 . 2 8 0 . 6 6 0 . 6 4 0 . 5 1 7 6L F m m P a s ； 塔釜液相平均粘度的计算： 由手册得： 0 A m P a s ； 0 . 5 1B m P a s ； 0 . 0 4 0 . 2 5 0 . 9 5 0 . 5 1 0 . 4 8 6L W m m P a s ； - 11 - 馏塔气液负荷计算 精馏段： V=(R+1) D 1 3 9 /km ol h ()3V m ( )1 3 9 . 1 5 9 1 . 9 7 1 . 0 1 m /3 6 0 0 3 6 0 0 3 . 7 8 精精L= 0 8 /km ol h ()3L m ( )1 0 8 . 3 2 9 9 . 4 0 5 0 . 0 0 2 0 3 m /3 6 0 0 3 6 0 0 1 3 9 4 . 3 精精600 m/h 提馏段： 1 3 9 . 1 5V V k m o l ； ()()3V m ( )1 3 9 . 1 5 1 2 4 . 5 4 0 . 9 4 1 m /3 6 0 0 3 6 0 0 5 . 1 4 提提提； L = L + F = 1 1 7 . 3 7 + 9 4 . 1 3 = 2 0 9 . 5 k m o l / h； ()3L m ( )2 0 9 . 5 1 3 3 . 9 2 0 . 0 0 2 8 9 m /3 6 0 0 3 6 0 0 1 5 7 4 . 8 提提； L 3 6 0 0 0 . 0 0 2 8 9 9 . 9 2 m /h h ； 和塔板的主要工艺尺寸的计算 （一）塔径 D 参考下表 初选板间距 板上液层高度故 ： 精馏段： 7=1220 . 0 0 2 3 1 3 9 4 . 3( ) ( ) ( ) ( ) 0 . 0 4 71 . 0 4 3 . 7 8s 查图表 20C=公式 0 . 2 0 . 220 2 6 . 0 6( ) 0 . 0 7 2 ( ) 0 . 0 7 2 12 0 2 0 ； - 12 - m a 9 4 . 3 3 . 7 80 . 0 7 2 1 . 4 8 9 /3 . 7 8 m s 取安全系数为 ： u=0.7s 故： 4 4 1 . 0 4 1 . 2 7 21 . 0 4 2 3 ； 按标准，塔径圆整为 则空塔气速为224 4 1 . 0 4 0 . 7 8 /1 . 3m 塔的横截面积 2 2 21 . 3 1 . 3 2 6 744 m 提馏段： 11 22 0 . 0 0 2 7 7 1 5 7 4 . 8( ) ( ) ( ) ( ) 0 . 0 5 0 70 . 9 5 6 5 . 1 4s ；查图 20C=公式： 0 . 20 . 2202 2 . 0 9( ) 0 . 0 6 8 0 . 0 6 9 42 0 2 0 ； m a 7 4 . 8 5 . 1 40 . 0 6 9 4 1 . 2 1 3 /5 . 1 4 m s 取安全系数为 m a 7 0 . 7 1 . 2 1 3 0 . 8 4 9 /u u m s ； 4 4 0 . 9 5 6 1 . 2 00 . 8 4 9 ； 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化 ,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸 ; 故 :D 取 的横截面积 : 2 2 21 . 3 1 . 3 2 6 744 m - 13 - 空塔气速为224 4 0 . 9 5 6 0 . 7 2 0 /1 . 3m 板间距取 适 （二）溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下： 精馏段： 1、溢流堰长 ： 0 . 7 1 . 3 0 . 9 1 ； 2、出口堰高 hw= 由 = 2 . 52 . 58 . 2 8 1 0 . 4 80 . 9 1l m查手册知： E 为 下式得堰上液高度：2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 8 . 2 81 . 0 3 0 . 0 1 31 0 0 0 1 0 0 0 0 . 9 1 故：L o h 0 . 0 7 0 . 0 1 3 0 . 0 5 7 3、 降液管宽度手册得 / 0 . 1 4 , / 0 . 0 8d f A A故： 2 2 20 . 0 8 0 . 0 8 1 . 3 0 . 1 0 6 244 m 0 . 1 0 6 2 0 . 4 2 1 . 8 5 ,0 . 0 0 2 0 3 符 合 要 求 4、降液管底隙高度0s 依式计算降液管底隙高度0h， 即：0 00 . 0 0 2 0 3 0 . 0 2 1 20 . 9 1 0 . 1 提馏段： - 14 - 1、溢流堰长 D ，即： 0 . 7 1 . 3 0 . 9 1 ； 2、出口堰高 w L ow h =h ； 由 / D = 0 / 1 0 2 . 52 . 59 . 7 6 1 2 . 6 30 . 9 1l m查手册知 E 为 下式得堰上液高度： 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 8 . 9 81 . 0 4 0 . 0 1 1 91 0 0 0 1 0 0 0 0 . 9 1 0 . 0 7 0 . 0 1 1 9 0 . 0 5 8 1 。 1、 降液管宽度降液管面积 /=手册得 / 0 . 1 4 , / 0 . 0 8d f A A 故： 2 2 20 . 0 8 0 . 0 8 1 . 3 0 . 1 0 6 244 m 0 . 1 0 6 2 0 . 4 1 5 . 2 8 5 ,0 . 0 0 2 8 9 符 合 要 求降液管底隙高度 0h 取液体通过降液管底隙的流速0u=s 依式计算降液管底隙高度 0h：即 0 00 . 0 0 2 8 9 0 . 0 3 6 70 . 5 6 0 . 0 8 （三）塔板布置 1、取边缘区宽度安定区宽度精馏段：依下式计算开孔区面积 2 2 2 12 s i xA x R x R R - 15 - 其中 1 . 3 0 . 1 8 2 0 . 0 6 5 0 . 4 0 322 W m 1 . 3 0 . 0 3 5 0 . 6 1 522 m 故 : 2 2 2 1 0 . 4 0 32 0 . 4 0 3 0 . 6 1 5 0 . 4 0 3 0 . 6 1 5 s i 0 0 . 6 1 5A 提馏段： 依下式计算开孔区面积 2 2 2 12 s i x R x 2 2 2 1 0 . 4 0 32 0 . 4 0 3 0 . 6 1 5 0 . 2 2 3 0 . 6 1 5 s i 0 0 . 6 1 5 =m 其中 1 . 3 0 . 1 8 2 0 . 0 6 5 0 . 4 0 322 W m 1 . 3 0 . 0 3 5 0 . 6 1 522 m （四）筛孔数 n 与开孔率 取筛孔的孔径 5三角形排列，一般碳钢的板厚 为40/ 孔中心距 t= 下式计算塔板上筛孔数 n ,即 33221 1 5 8 1 0 1 1 5 8 1 0 0 . 9 1 5 3 9 7 01 7 . 5 孔 - 16 - 依下式计算塔板上开孔区的开孔率 ，即： 0 20A 0 . 9 0 7% 7 . 5 %( / )A t d （在 515%范围内） 精馏段每层板上的开孔面积20 . 0 7 5 0 . 9 1 5 0 . 0 6 8 6 m 气孔通过筛孔的气速01 . 0 4 1 5 . 1 6 /0 . 6 8 6m 提馏段每层板上的开孔面积 20 . 0 7 5 0 . 9 1 5 0 . 0 6 8 6 m 气孔通过筛孔的气速 0 0 . 9 4 1 1 5 . 7 2 /0 . 6 8 6m （五）塔有效高度 精馏段 精 （ 12 提馏段有效高度 提 （ 9 在进料板上方开一人孔，其高为 般每 68 层塔板设一人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔 34 层块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于 600m。根据此塔人孔设 4 个。故：精馏塔有效高度 3 0 . 8 4 . 4 3 . 2 2 . 4 1 0Z Z Z m 精 提 板的流体力学验算 (一 ) 气体通过筛板压降相当的液柱高度据 p c lh h h h - 17 - 干板压降相当的液柱高度据0 / 5 / 4 1 . 2 5d ，查干筛孔的流量系数图0 精馏段由下式得2 2001 5 . 1 6 3 . 7 80 . 0 5 1 0 . 0 5 1 0 . 0 2 7 10 . 8 9 1 3 9 4 . 3 提馏段由下式得 2 2001 5 . 1 6 5 . 1 40 . 0 5 1 0 . 0 5 1 0 . 0 4 2 80 . 8 9 1 5 7 4 . 8vc 3、 精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 0 4 0 . 8 5 9 5 /1 . 3 2 7 0 . 1 0 6 2m 0 . 8 5 9 5 3 . 7 8 1 . 8 7 8 由图充气系数0与 0 . 5 7 0 . 0 7 0 . 0 3 9 9w o wh h m 提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 . 9 5 6 0 . 7 8 3 /1 . 3 2 7 0 . 1 0 6 2m 0 . 7 8 3 5 . 1 4 1 . 7 7 5 由图充气系数0与 0 0 . 5 8 0 . 0 7 0 . 0 4 0 6w o wh h m 3、 精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h - 18 - 由 h= 304 4 2 6 . 0 6 1 0 0 . 0 0 1 5 1 51 3 8 4 . 3 9 . 8 1 0 . 0 0 5 提馏段克服液体表 面张力压降相当的液柱高度 h由 h= 304 4 2 2 . 0 9 1 0 0 . 0 0 1 2 3 61 5 7 4 . 8 9 . 8 1 0 . 0 0 5L 故 精馏段 0 . 0 3 0 1 + 0 . 0 3 9 9 + 0 . 0 0 1 5 1 5 = 0 . 0 5 8 5 1 h g= 0 . 0 5 8 5 1 1 3 9 4 . 3 9 . 8 1 8 0 0 . 3 0 . 8 0 0 3 ( 1 . 0 )p a k p a k p a （设计允许值） 故 提馏段 0 . 0 0 4 8 3 + 0 . 0 4 0 6 + 0 . 0 0 1 2 3 6 = 0 . 0 6 4 6 3 单板压降 h g= 0 . 0 6 4 6 3 1 5 2 1 . 4 9 . 8 1 9 6 4 . 6 0 . 9 6 4 6 ( 1 . 0 )p a k p a k p a （设计允许值） （二） 精馏段雾沫夹带量由式3 . 265 . 7 1 0 = 3 . 2635 . 7 1 0 0 . 8 5 9 52 6 . 0 6 1 0 0 . 4 2 . 5 0 . 0 7 = / 800座厚取 16 3i b 1 3 2 m 5 3 2 m 2 0 0 m m D 1 6 0 0 m mm m 基 础 环 内 径 （ 1 3 0 0 + 2 1 6 ） - 0 . 2 1 0基 础 环 外 径 （ 1 3 0 0 + 2 1 6 ） + 0 . 2 1 0圆 整 基 础 环 厚 度 ， 考 虑 到 腐 蚀 余 量 取 18 ， 考 虑 再 沸 器 ， 高 地 面 2 ，地 角 螺 栓 直 径 一般隔 68 塔板设一个人孔，取人孔直径为 500伸出塔体的筒体长为 220孔中心距操作平台 8001200人孔的板间距为800 21 块板，可 设 4 个人孔。 5塔总体高度的设计 管型 进料管 回流管 塔底出料管 塔顶蒸汽出料管 塔底蒸汽进气管 规格 56 56 56 299 229 32 - 1. 塔的顶部空间 2. 塔的顶部空间高度是指塔的第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为 800顶部空间高度为 1200 F p T F F p p D （ n - n - n - 1 ) H + n H + n H + H + H = 1 2 . 6 热量衡算 加热介质的选择 选用饱和水蒸气，温度 140，工程大气压力 因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸汽冷凝放热值大，而水蒸汽压力越高，冷凝 温差越大，管程数相应减小，但蒸汽压力不宜太高。 冷凝剂的选择 选冷却水，温度 25，温升 10 原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择 10 热量衡算 由汽液平衡数据 8 ： 7 7 . 4 0 71由 物 性 表 查 得 C P K J / k m o l k 2C P 1 3 3 . 6 6 K J / K m o l k D P 1 D P 2 = C x + C ( 1 - x ) = 7 7 . 4 0 7 0 . 9 7 + 1 3 3 . 6 6 ( 1 - 0 . 9 7 ) = 7 9 . 0 9 5 k J / ( k m o l k )时： 7 9 . 4 1 11由 物 性 表 查 得 C P K J / k m o l k 2C P 1 4 1 . 9 6 K J / K m o l k 12W P W P W C P = C x + C ( 1 - x ) = 7 9 . 4 1 1 0 . 0 3 4 + 1 4 1 . 9 6 ( 1 - 0 . 0 3 4 ) = 1 3 9 . 4 6 k J / ( k m o l k ) - 33 - 58 时： 7 8 . 0 7 41由 物 性 表 查 得 C P K J / k m o l k 2C P 1 3 6 . 2 5 K J / K m o l F C P = C x + C ( 1 - x ) = 7 8 . 0 7 4 0 . 3 4 + 1 3 6 . 6 5 ( 1 - 0 . 3 4 ) = 1 1 6 . 4 7 k J / ( k m o l k )P 1 P 2当 t时， 3 5 5 . 5 41由 物 性 表 查 得 r K J / K g 2 0 0 4 . 2 52r K J / K g )x(12 = 2 0 4 . 2 5 3 5 5 . 5 4 0 . 9 7 ( 1 0 . 9 7 ) 3 5 1 . 0 0 1 3 K J / K g 塔顶以 0 为基准，则 0 上升热量 Q = V 2 0 9 . 2 7 4 3 7 9 . 0 9 5 4 6 . 6 5 2 0 9 . 2 7 4 3 3 5 1 . 0 0 1 3 7 7 4 8 4 4 8 /P D V t V r D 5 0 . 0 8 7 9 . 0 9 5 4 6 . 5 4 1 8 4 3 4 9 /C t K J h 回流液热量 Q = L t = 1 5 9 . 1 9 4 3 7 9 . 0 9 5 4 6 . 5 4 = 5 8 6 0 0 7 k J / 进料热量 Q = L t = 9 4 . 1 3 1 1 6 . 4 7 5 8 = 6 3 5 8 7 2 k J / 塔底残液热量： - 34 - Q = L t = 6 3 . 7 3 1 3 9 . 4 6 7 6 . 6 5 = 6 8 1 2 4 8 k J / 冷凝器消耗的热量 : Q = Q - Q - Q = 6 4 4 8 4 4 8 - 5 8 6 0 0 7 - 1 8 4 3 4 9 = 5 6 7 8 0 9 2 k J / R D 再沸器提供的热量 塔范围内列热量衡算式）塔釜热损失为 10%，则塔釜热损失 Q =0 . 9 Q = Q + Q + Q - Q = 5 6 7 8 0 9 2 + 6 8 1 2 4 8 + 1 8 4 3 4 9 - 6 3 5 8 7 2B C W D F 计算得： Q =6564241kJ/凝器的选择 有 机 物 蒸 汽 冷 凝 器 设 计 选 用 的 总 体 传 热 系 数 范围 500 20k c a l / m h c 本设计取 k=1000 20k c a l / m h c=4180J 20/ m h c 出料液温度： 58（饱和气） 58（饱和液），冷却水温度取 20 35， 逆流操作 ： 1t , 2t , 12 t 15 t = = 2 9 . 8 8 t 3 8 . t 传热面积：根据全塔热量衡算得 6 5 . 6 7 8 1 0 k J / h， 6 2 . 6 7 8 1 0A = 4 5 . 4 6 t 4 1 8 0 2 9 . 8 8. 取安全系数为 所需传热面积 A=A=- 35 - 换热器列表 沸器的选择 选用 120饱和水蒸气加热，传热系数取 K=2926 2 料液温度 58 水蒸汽温度 120 120， 逆流操作： 1t 2t 12 t t = 4 9 . 3 t 传 热 面 积 ： 根 据 全 塔 热 量 衡 算 得 6 5 6 4 2 4 1 k J / h， 2s 564241A = 4 5 . 5 t 2 9 2 6 4 9 . 3取安全系数为 所需传热面积 A=A=的选型 以进料 泵为例，由上面设计可知其流速为： / 设 泵 在 地 面 上 ， 忽 略 其 它 因 素 ， 料 液 面 至 加 料 孔 的 高 度h=1=8m ,主加料管长 止阀两个，则有关管件的局部阻力系数分别是： 90 =止阀： =称直径/管程数 排管数 n 管程流通面积 / 2m 换热面积A/ 2m 换热管长度 L/400 4 129 000 公称直径/管程数 排管数 n 管程流通面积 / 2m 换热面积A/ 2m 换热管长度 L/400 4 129 000 - 36 - 则总的局部阻力系数为： = +6 2=上面设计可知：进料液密度为： 3 = 1 5 1 3 . 3 k g / 黏度为0 . 5 1 7 6F m P a s 0 . 0 6 6 1 1 . 2 5 1 5 1 3 . 3 4F F R e = = = 2 3 9 8 4 3 . 7 1 0 （ 湍 流 ） . 5 1 7 6 1 0 壁 绝 对 粗 糙 度 = 0 . 3 m m , d = 0 . 0 0 4 1 , 查 莫 狄 图 可 得 摩 擦 系 数 = 0 . 0 3 1则： 2 2 1 . 2 5 ( + ) = ( 0 . 0 3 1 + 1 3 . 5 + 1 . 5 ) = 3 . 0 9 mf d 2 g 0 . 0 0 6 6 1 2 9 . 8 1 p = 0 . 7 = 6 . 3 K p 在两截面之间列柏努利方程