化工原理课程设计方案完成

《化工原理》课程设计成绩评定栏评定单元评审要素评审内容分值成绩设计说明书是否格式规范符合规定的格式10要求设计说明书是否内容完整包含所有规定的10设计文档内容70%方案是否合理及20设计方案符合选定题目的要求工艺计算工艺计算过程是否正确、完整和30过程规范图纸规范图纸是否符合规5范标注清晰标注是否清晰明5了设计图纸图纸是否与设计30%10与设计吻合计算的结果完全一致图纸质量设计图纸的整体10质量的全面评价100指导教师<签名）年 月 日目录1/50一、设计任务书 1二、正文31设计方案简介32工艺设计计算工艺计算及主体设备设计 42.1精馏塔流程的确定 42.2塔的物料衡算42.2.1料液、塔顶及塔底产品含二硫化碳的质量分数 42.2.2 原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 52.2.3 物料衡算原料处理量 52.2.4 质量恒算52.3塔板数的确定62.3.1 理论板层数NT的求取62.3.2 实际塔板数NT的求取92.4、塔工艺条件及物性数据计算 92.4.1操作要求的计算92.4.2平均摩尔质量计算 102.4.3 平均密度计算102.4.4液体平均表面张力 m的计算 122/502.4.5 液体平均黏度 Lm的计算122.5精馏塔气液负荷计算 132.6塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 142.6.1塔径的计算142.6.2 精馏塔高度的计算 152.6.3 塔板主要工艺尺寸的计算 182.7筛板的流体力学验算 202.7.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度 202.7.2 液面落差232.7.3 雾沫夹带量eV的验算232.7.4 漏液的验算232.7.5 液泛242.8塔板负荷性能图242.8.1 精馏段242.8.2 提馏段：273辅助设备的计算及选型 303.1接头管设计303.2热量衡算313/503.2.1 加热介质的选择313.2.2 冷凝剂的选择313.2.3 热量衡算313.3换热器的选择343.3.1 预热器的选择343.3.2 冷凝器的选择363.3.3再沸器的选择393.4泵的选型403.5贮罐的计算424设计一览表425附表443三、参考文献455四、后记及致谢 45五、附录<图）464/50一、设计任务书设计题目使用板式精馏塔分离二硫化碳 32%，四氯化碳68%<摩尔分率，下同）的混合物。生产过程要求年产纯度为 96%的二硫化碳10000吨，釜液中二硫化碳不得高于2.4%。操作条件<1）常压操作；<2）回流液温度为塔顶蒸汽的露点；<3）间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为 5kgf/cm2<绝压）；<4）冷却水进口温度30℃，出口温度45℃；<5）设备热损失为加热蒸汽供热量的 5％。塔板类型筛板塔。工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。厂址厂址为长沙地区。设计内容<1）单元操作流程设计①单元操作方案选择及论证。根据指定的设计任务，查阅相关的资料，对可用的生产工艺进行比较，筛选出技术先进、经济合理、安全可靠的操作流程。绘制出工艺流程简图，并对之进行详细说明。②物料及热量衡算计算。要求对过程中涉及到的物料平衡和能量平衡全部采用手工计算，不得使用各种模拟软件 <如Aspen等）；③编制物料及热量平衡计算书；④绘制物料流程图<PFD）。<2）设备的工艺设计计算①过程中所出现的各种设备 <包括管线）均采用手工进行工艺设计计算，不得使用各种模拟软件<如Aspen等）获得结果，并编制详细的计算说明书；1/50②过程中的机、泵可作为标准设备出现，但要根据计算结果，进行选型说明；③编制设备一览表。<3）绘制工程图样①工艺流程简图一张；②物料流程图<PFD）一张，要求对管道进行标注；③主体设备装配图一张，其他附属设备使用条件图，不绘制 3D效果图。设计说明书要求用 MS-Word编辑，保存为 DOC格式；所有的图纸均用AutoCAD绘制<A4）。2/50二、正文设计方案简介本设计任务为分离四氯化碳-二硫化碳混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。对板式精馏塔而言，对比浮阀塔、泡罩塔、舌型塔等，因筛板塔结构最简单，造价最低，生产能力大，传质效率高等系列优点，本方案选用筛板塔对四氯化碳-二硫化碳混合物进行连续精馏。一般，除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压蒸馏。故本方案采用常压操作。设计中采用泡点进料，将原料液由储罐经进料泵输送至进料口，再经过预热器，预热器选用120℃的饱和水蒸气作为热流体，逆流操作，将原料液由常温加热至泡点温度后进入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用冷凝器冷凝。冷凝器选用30℃的水作为冷流体，冷却水出口温度为45℃，塔顶蒸汽进入冷凝器后部分冷凝，然后进入储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。冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比去最小回流比的2倍。蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。直接蒸汽加热主要用于轻组分和水的分离，且该操作对釜内溶液起一定稀释作用。故塔釜采用间接蒸汽加热，设置一虹吸式再沸器，部分釜液经再沸器加热成蒸汽返回精馏塔，其余釜液冷却送到储罐。3/50为了使精馏塔连续稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽、产品槽和相应的泵。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，以测量物流的格项参数。工艺设计计算工艺计算及主体设备设计2.1精馏塔流程的确定本设计任务书为分离四氯化碳 -二硫化碳混合液体。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比[1,5]的2倍2.2塔的物料衡算表2-1二硫化碳和四氯化碳的物理性质工程分子式分子量沸点(℃>密度(g/cm3>二硫化碳CS276.1446.51.224四氯化碳CCl4153.8476.81.4482.2.1料液、塔顶及塔底产品含二硫化碳的质量分数xF0.3276.140.1890.3276.14（1）0.32153.84xD0.9676.140.9220.9676.14(10.96)153.84xW0.02476.140.0120.02476.14(10.024)153.844/502.2.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量MMM

FDW

0.3276.14（10.32）153.84128.98kg/kmol0.9676.14（10.96）153.8479.25kg/kmol0.02476.14（10.024）153.84151.98kg/kmol2.2.3物料衡算原料处理量每小时处理摩尔量D11073002417.53kmol/h79.25总物料衡算DWF(2-1>xF0.32xD0.96xW0.024易挥发组分物料衡算FxFDxDWxW(2-2>联立(2-1>，(2-2>可得：FxDxW55.43kmol/hDxWxFWFD37.90kmol/h2.2.4质量恒算年产量为10000t/a，按300天生产时间计算，则：D10000103＝1388.9kg/h30024∵ 1388.9 ＝F-W0.32F ＝0.96D＋0.024W解得F＝3972.9kg/hW＝2584.0kg/h表2-2物料衡算表基准1h输入输出工程KmolKg工程kmolkg进料55.433972.9馏出液17.531388.9釜残液37.902584.0总计55.433972.955.433972.95/502.3塔板数的确定2.3.1理论板层数NT的求取表2-3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气相中二硫化碳温度液相中二硫化碳气相中二硫化温度碳摩尔分率x摩尔分率y/℃摩尔分率x碳摩尔分率y/℃0076.80.39080.63459.30.02960.082374.90.53180.74755.30.06150.155573.10.6630.82952.30.11060.26670.30.75740.87950.40.14350.332568.60.86040.93248.50.2580.49563.81146.5图2-1二硫化碳与四氯化碳的气液相图80----x75----y----q线7065Co/60度温555045400.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0二硫化碳的摩尔分数，x，y2.3.1.1全塔温度的求取根据二硫化碳-四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用Origin拟合曲线可求全塔温度：塔顶温度tD47.65℃进料温度tF61.70℃塔釜温度tW75.26℃6/50精馏段平均温度tDtF54.675℃tm2提馏段平均温度tWtF68.48℃tm22.3.1.2 气相组成的求取根据二硫化碳-四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用Origin拟合曲线求气相组成：(1>塔顶处液相组成yD0.9806(2>进料口处汽相组成yF0.5586(3>塔釜处汽相组成yW0.06702.3.1.3相对挥发度的求解<1）塔顶处相对挥发度由x10.96；y10.9806得到y1x0.980610.96D1y0.9612.106x0.9806<2）进料处相对挥发度由xF0.32；yF0.5586得到0.558610.322.689F10.55860.32<3）塔釜处相对挥发度由xW0.024；yW0.0670得到W0.067010.0242.9200.02410.0670<4）精馏段平均相对挥发度<5）提馏段平均相对挥发度<6）平均挥发度

DF2.40℃m2FW2.80℃m2由于两段的相对挥发度差距有点大，所以只能使用平均相对挥发度：3 D W F 32.1062.6892.920 2.548℃2.3.1.4 直线方程的求解<1）平衡线方程7/50yx(1)x1y2.548x1.548x1<2）q1q线方程x0.32xq0.32yq0.5586<3）最小回流比Rmin及操作回流比R依公式：RminxDyqyqxqRmin0.96-0.55860.55861.6820.32R=2Rmin=3.364（4）精馏段操作线方程yRxxDRR11y0.770x0.220<5）提馏段操作线方程y1.495x0.01192.3.1.5 理论塔板数根据操作线方程、q线方程及相平衡方程绘图如下： <将下表改为图2-2）理论塔板数主板计算表xYxy精馏段提馏段0.90400.960.24290.44980.81260.91700.17520.35120.68400.84650.11570.25000.53730.74740.070090.16110.40500.63430.038630.092880.30880.53230.018530.04585图2-2精馏塔塔板数绘图不同温度下CS2-CCl4的气液相点精馏塔板数的相关坐标点x y X y x y0.96 0.96 0.4050 0.6343 0.1157 0.16118/500.90400.960.40500.53230.070090.16110.90400.91700.30880.53230.070090.092880.81260.91700.30880.44980.038630.092880.81260.84650.24290.44980.038630.045850.68400.84650.24290.35120.018530.045850.68400.74740.17520.3512第7块为进料板0.53730.74740.17520.2500塔板总数12块0.53730.63430.11570.2500即：总理论板数为12，精馏段理论板数为6，第7板为进料板。2.3.2实际塔板数NT的求取由奥康内尔[6,11]经验公式可知：ET 0.49（ L）0.245塔顶和塔底的平均温度为:_tDtW47.6575.26t℃261.52查表[1]可知：二硫化碳的 μL1=0.282mPa·s；四氯化碳的L2=0.573mPa·s此时的相对粘度[2,5]可以近似为进料口的温度下进料口的粘度：lglg

mxFlgL1(1xF)lgL2m0.32lg0.2820.68lg0.5730.457mPa·sET 0.49( L)0.245 0.49（ F m) 0.49 (2.5480.457)0.245 0.472实际塔板数：NT=12-1=11，精馏段6块，提馏段6块。精馏段：N=6/ET=6/0.472=13<层）提馏段：N=6/ET=6/0.472=13<层）2.4、塔工艺条件及物性数据计算2.4.1操作要求的计算塔顶压力PD=101.33kPa取每层塔板压降△ P=0.7kPa<一般情况下，板式塔的每一个理论级压降约在 0.4~1.1kPa），则：进料板压力：PF=101.33+130.7=110.43kPa9/50塔釜压力：PW=111.13+130.7=119.53kPa精馏段平均操作压力：PmPDPF101.33110.432105.88kPa2提馏段平均操作压力：PmPFPW110.43119.532114.53kPa22.4.2平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由xDy10.96查平衡曲线得：x10.9188MLDm0.915876.14(10.9188)153.8482.449kg/kmolMVDm0.9676.14(10.96)153.8479.248kg/kmol进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查得： xq 0.32yq 0.5586MLFm 0.32 76.14 (1 0.32)153.84 128.976kg/kmolMVFm 0.558676.14 (1 0.5586)153.84 110.437kg/kmol塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查得： xw=0.024 yw=0.0670MLWm 0.024 76.14 (1 0.024) 153.84 151.975kg/kmolMVWm 0.0670 76.14 (1 0.0670) 153.84 148.634kg/kmol精馏段平均摩尔质量：（82.449128.976）MLm105.713kg/kmol2(79.248110.437）MVm94.843kg/kmol2提馏段平均摩尔质量：128.976151.975MLm140.476kg/kmol2110.437148.634MVm129.536kg/kmol22.4.3平均密度计算2.4.3.1气相平均密度由PV＝nRT10/50推出：（1）精馏段平均气相密度：VmPmMVm105.8894.8433.684kg/m3RT8.314(273.1554.68)（2）提馏段的平均气相密度VmPmMVm114.98129.5365.244kg/m3RT8.314(68.48273.15)2.4.3.2液相密度Lm表2-5不同温度下CS2-CCl4的密度列表温度/℃47.6561.775.26二硫化碳液体密度ρ(kg/m3>122312001179四氯化碳液体密度ρ(kg/m3>1542151414871xAxBLmLALB注意：x为质量分率，A代表二硫化碳，B为四氯化碳（1）塔顶部分xD0.922，xBD其中0.078即：1xDxBD0.9220.078LDm1243.1kg/m3LDmLADLBD12231542（2）进料板处其中xF=0.189，xBF=0.81110.1890.811LFm1442.7kg/m3LFm12001514（3）塔釜处液相组成其中xW=0.012，xBW=0.98810.0120.988LWm1482.4kg/m3LWm11791487（4）精馏段平均液相密度LmLDmLFm1243.11442.71342.9kg/m322（5）提馏段的平均液相密度11/50LFmLWm1442.71482.41462.6kg/m3Lm222.4.4液体平均表面张力 m的计算表2-6不同温度下CS2-CCl4的表面张力温度/℃47.6561.775.26二硫化碳28.3026.1724.22四氯化碳22.5320.8219.28液相平均表面张力依下式计算nLm xi ii 1<1）塔顶液相平均表面张力的计算LDm 0.96 28.30 0.04 22.53 28.07mN/m<2）进料液相平均表面张力的计算LFm 0.32 26.17 0.68 20.82 22.53mN/m<3）塔釜液相平均表面张力的计算LWm 0.024 24.22 0.97619.28 19.40mN/m<3）精馏段液相平均表面张力(28.0722.53)m25.3mN/m2<4）提馏段液相平均表面张力22.5319.40m20.97mN/m22.4.5液体平均黏度 Lm的计算表2-7不同温度下CS2—CCl4的黏度温度/℃47.0761.775.26二硫化碳液体黏度0.3080.2820.262μ<mPa·s）四氯化碳液体黏度μ<mPa·s）0.6840.570.494液相平均黏度依式计算，即lgLmxlgL1(1x)lgL212/50（1）塔顶液相平均黏度的计算由tD=47.07℃查手册[3,4]得： A 0.308mPas； B 0.684mPaslg LDm xDlg A (1 xD)lg B 0.96 lg0.308 (1 0.96)lg0.684LDm 0.318mPas<2）进料板液相平均黏度的计算由tF=61.7℃查手册得： A 0.282mPas； B 0.57mPaslg LFm xFlg A (1 xF)lg B 0.32lg0.282 (1 0.32)lg0.57LFm 0.455mPas<3）塔釜液相平均黏度的计算由tW=75.26℃查手册得： A 0.262mPas； B 0.494mPaslg LWm xWlg A (1 xW)lg B 0.024lg0.262 (1 0.024)lg0.494LWm 0.487mPas<4）精馏段液相平均黏度

m

0.318 0.4550.387mPas<5）提馏段液相平均黏度

m

20.455 0.4872

0.471mPas2.5精馏塔气液负荷计算<1）精馏段V(R1)D(3.3641)17.5376.501kmol/hVsVMVm76.50194.8430.5471m3/s360036003.684VmLRD3.36417.5358.971kmol/hLsLMLm58.971105.7130.00129m3/s3600Lm36001342.9<2）提馏段VV76.501kmol/hVsVMVm76.501129.5360.5249m3/s3600Vm36005.244LLF58.97155.43114.401kmol/h13/50LsLMLm114.401140.4760.00305m3/s3600Lm36001462.62.6塔和塔板的主要工艺尺寸的计算2.6.1塔径的计算取板间距HT 0.40m，取板上液层高度hL上 0.06m由umaxCLVV[4]由L0.2<3-1）式中的CCC20(20)2.6.1.1精馏段HT-hL上=0.40-0.06=0.34m1Ls2LmVsVm

0.00129 3600 1342.90.5471 3600 3.684

120.045由图3-1[7,9]得C20=0.0720.225.30.2依公式<3-1）Cm0.0755C200.0722020umax0.07551342.93.6841.440m/s3.684取安全系数为0.7，则：u0.7umax0.71.4401.008故：4Vs40.5471mD1.0080.831u按化工机械标准，塔径圆整为 0.9m。2.6.1.2 提馏段1Ls2LmVsVm

0.00305 3600 1462.60.5249 3600 5.244

120.097查图3-1得C20 0.06414/500.20.2依公式<3-1）CC20m20.970.0646200.06420umax0.06461462.65.2441.077m/s5.244取安全系数为0.7，则：u0.7umax0.71.0770.7539m/s故：4Vs40.52490.942mD0.7359u[10]按化工机械标准 ，塔径圆整为1.0m,为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化，在提馏段和精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸，故塔径取 D=1.0m。2.6.1.3 空塔气速塔的横截面积：AT4D21.020.7854m24则空塔气速为：umVs0.54710.697m/sAT0.7854塔的横截面积：AT4D21.020.7854m24则空塔气速为：umVs0.52490.665m/sAT0.78542.6.2精馏塔高度的计算2.6.2.1精馏塔的有效高度在进料板上方开一人孔，人孔直径为500mm，设人孔处的板间距HT人等于mm，根据化工设备机械要求D1000mm时，每隔6~8层设一人孔，故此800塔人孔设3个。精馏段有效高度为Z（N2）HT（132）0.44.4m提馏段有效高度为Z（N2）HT（132）0.44.4m故精馏塔的有效高度为Z04.44.40.8311.2m2.6.2.2精馏塔总高度<1）筒体壁厚所选材质为16MnR，采用单面焊对接接头局部无损检测=0.8查得16MnR在100℃下的许用应力为170MPa，Pc=1.1PW=1.1 0.11953=0.131MPa15/50tPC)0.1311000PCDi/(2[]21700.80.1310.482mm又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的min=3mm，故取=3mmd= +C2=3+1=4mm由 d=4mm查得C1=0.2mm，d+C1=4.2mm，经圆整取 n=5mm复验 n 6% 5 6% 0.30mm 0.2mm，故最后取C1=0.2mm，该塔体可用6mm厚的16MnR钢板制作。<2）封头选取标准椭圆形封头，即K=1.0所选材质为16MnR，采用单面焊对接接头局部无损检测=0.8KPCDC/(2[]t0.5PC)10.13110000.482mm21700.80.1310.5又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的min=3mm，故取=3mmd= +C2=3+1=4mm由d=4mm查得C，C，经圆整取n=5mm1=0.2mmd+1=4.2mm复验n6%56%0.30mm0.20mm，故最后取C1=0.20mm，该塔体可用6mm厚的16MnR钢板制作。由公称直径1000mm，查得曲面高度 hl=250mm，直边高度h0=25mm，故选用封头Dg8002，JB115473<3）校核水压实验强度：TpT(Die)0.9σ2es式中P=1.25P=1.250.131=0.164MPa，e=，TC=345MPa0.164(8004.80)17.17MPa则T=4.8020.9S=0.90.8345=248.4MPa可见T0.9S，故水压实验强度足够<4）裙座16/50塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为1000mm，取裙座壁厚16mm，则基础环内径：Dib(1000216)(0.2~0.4)103832mm基础环外径：Dob(1000216)(0.2~0.4)1031232mm圆整：Dib 900mm,Dob 1300mm，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器裙座高取 2m，地角螺栓直径取M30。<5）除沫器空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。这里选用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点。设计气速选取：ukLV，系数k0.107V1342.93.6842.040m/su0.1073.684除沫器直径：D4Vs40.5471mu3.142.0400.584<6）塔的总体高度塔顶部空间高度是指塔内最上层板与塔顶的间距，塔底部空间高度是指塔内最下层板与塔底的间距，根据实际工作经验及相似条件下的精馏塔的相关参数的选择，已知HT0.4m，可选择塔顶空间HD2HT0.8m，塔底空间HB3HT1.2m。封头高度HFh1h0275mm0.275m因此，塔总体高度HHDZ0HBH裙H封0.811.21.220.27515.475m17/502.6.3塔板主要工艺尺寸的计算2.6.3.1溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：<1）溢流堰长lw取堰长lw为0.66D 即lW 0.66D 0.661.0 0.660m<2）溢流堰高度hw计算如下：hWhL上hOW22.843依式hOWLs1000ElW近似取E=1，则2how2.8410.00129360030.0104m10000.6602.840.0030536002how30.0185m100010.660取板上清夜高度 hL 0.06mhw0.06-0.01040.0496mhw0.06-0.01850.0415m<3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lW0.66，查图3-2知：Af0.076Wd0.135DATD故Af0.076AT0.0760.78540.0597m2Wd0.135D0.1351.00.135m液体在降液管中的停留时间，即18/503600AfHTLs3600 0.0597 0.4018.5s 5s(合理)0.00129 36003600 0.0597 0.40 7.83s 5s(合理)0.00305 3600<4）降液管底隙高度h0h0Ls3600lWu0取u00.10m/s则0.0012936000.0195mh00.6600.103600h00.00305360036000.6600.0462m0.10选用凹形受液盘，深度 hW 50mm。2.6.3.2 塔板布置<1）因为D800mm，故采用分塔式，塔板分为 3块。<2）边缘区宽度确定取WsWs0.065m，Wc0.035m。<3）开孔区面积计算开孔面积A2xr2-x2r2sin-1x180r其中DWdWs1.0(0.1350.065)0.300mx22DWc0.50.0350.465mr2A20.3000.4652-0.30020.4652sin10.3000.516m21800.465<4）筛孔计算及其排列由于处理的物系无腐蚀，可选3mm的碳钢板，取筛孔直径d0 6mm。筛孔按正三角形排列，t=(2.5~5>d0取孔中心距t为19/50t3.5d03.5621mm开孔率为d0)20.907（0.0062<在5~15%范围内）0.907(0.021）7.4%t筛孔数目n如图3，经计算得：n262825294291337个图3筛板塔孔分布图气体通过阀孔的气速为Vs0.5471u00.07414.33m/sA0.516Vs0.5249u00.07413.75m/sA0.5162.7筛板的流体力学验算2.7.1气体通过筛板压降相当的液柱高度依式 hP hC hl h<1）干板阻力hc计算（u02(V)干板阻力）hc=0.051C0L20/50由d0/6/32，查图3-3[6]得：C00.78故hc0.051(14.33)2(3.684)0.0472m液柱0.781342.9故hc0.051(13.75)2(5.244)0.0568m液柱0.781462.6图2-4孔流系数<2）气体通过液层的阻力 h1由式计算的，即h1hLuaVs0.5471ATAf0.78540.754m/s0.0597Faua120.7543.6841/2/(sm1/2)V1.447kg查图3-4[7]得0.60故h1hL(hWhOW)0.60(0.04960.0104)0.0360m液柱uaVs0.5369ATAf0.740m/s0.78540.0597Fa0.7405.2441.695kg1/2/(sm1/2)查图3-4得0.57故h1hL(hWhOW)0.57(0.04150.0185)0.0342m液柱图2-5充气系数β21/50<3）液体表面张力的阻力 h计算液体表面张力所产生的阻力 h由式计算即精馏段：4LhLgd0h425.31031342.99.810.00128m液柱0.006气体通过每层塔板的液柱高度 hp可按下式计算，即hp hc h1 hhp=0.0472+0.0360+0.00128=0.0845m液柱气体通过每层塔板的压降为PhLg0.08451342.99.81PakPa设计允许值)pp1112.90.7(提馏段：420.97103h9.810.000974m液柱1462.60.006气体通过每层塔板的液柱高度 hp可按下式计算，即hp=0.0568+0.0342+0.000974=0.0920m液柱气体通过每层塔板的压降为Ps hp Lg 0.9201462.6 9.81 1319.7Pa 0.7kPa22/502.7.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且此塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。2.7.3雾沫夹带量eV的验算液沫夹带量由式计算，即eV5.7106(ua)3.2LHThfhf2.5hL上2.50.060.15m故5.710eV1025.3

60.754)3.20.00816液/kg3(气<0.1kg液/kg气0.400.15故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。故eV5.7106(0.690)3.20.007kg液/kg气<0.1kg液/kg气20.971030.400.15故在本设计中液沫夹带量 eV在允许范围内。2.7.4漏液的验算对筛板塔，漏液点气速u0,min可由式<3-2）计算得u0,min4.43C0(0.00560.13h上h)L/V<3-2）Lu0,min4.430.78(0.00560.130.06-0.00128)1342.9/3.6847.263m/s实际孔度u014.33m/su0,min稳定系数为Ku014.331.9731.5，精馏段无明显液漏。u0,min7.263u0,min4.430.78(0.00560.130.06-0.000974)1462.6/5.2446.451m/s实际孔度u013.75m/su0,min稳定系数为Ku013.752.1121.5，提馏段无明显液漏。u0,min6.45123/502.7.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd应服从Hd (HT hW)四氯化碳-二硫化碳物系属于一般物系，取 0.5，则（HT hW) 0.5(0.40 0.0496) 0.225m（HThW)0.5(0.400.0415)0.221m而HdhphL上hd板上不设进口堰，hd可由hd0.153(Ls)20.153(0.00129)20.00154mlwho0.6600.0195Hd0.08450.060.001540.146m0.225hd0.0153(Ls)20.153(0.000305)20.0153mlwho0.6600.0462Hd0.09200.060.001530.154m0.221故在本设计中不会发生液泛现象。2.8塔板负荷性能图2.8.1精馏段漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。2.8.1.1 漏液线由u0,min4.43C0(0.00560.13hL上h)L/Vu0,minVs,minA023hOW2.84ELhhWhLhOWA01000lWA24/502得Vs,min4.43C0A0{0.00560.13[hw2.84E(Lh)3]h}L/V1000lwVs,min4.430.780.0740.5162.843600LS21342.90.00560.130.0496130.001280.6603.6841000整理得2Vs,min1.323.92541.702Ls32.8.1.2液体夹带线以eV由故整理得

0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：eV5.7106(uahf)3.2LHTuaVsVs1.378VsATAf0.78540.0597hf2.5hL2.5(hWhOW)hW0.0496m2.843600Ls22)3hOW10.880Ls31000(0.6602hf0.1242.200Ls32HThf0.2762.200Ls35.71061.378Vs2)3.2eV3(0.125.3100.2762.200Ls32Vs0.34510.726Ls32.8.1.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 hOW 0.006m作为最小液体符合标准。得hOW2.84E(3600Ls)2/30.880Ls2/31000lW25/50取E=1，则0.00610003/20.660)0.00056m3/sLs,min(）(2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。2.8.1.4 液相负荷上限线以5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式<3-3）得AfHT5<3-3）Ls故AfHT0.05970.403Ls,max0.00478m/s55据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。2.8.1.5 液泛线令 Hd (HT hW) <3-4 ）由 Hd hp hL上 hd；hp hc h1 h；h1 hL上；hL上 hW hOW联立得 HT ( 1)hW ( 1)hOW hc hd h忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入（3 4）式，并整理得aVs2bcL2sdL2s/3<3-5）式<3-5）中a0.051(V)<3-6）(A0C0)2LbHT(1)hW<3-7）0.153<3-8）c2(lWh0)d2.84103E(1)(3600)2/3<3-9）lW将有关的数据代入，得a精(0.0740.0510.78)2(3.684)0.1580.5161342.9b精0.50.40(0.50.601)0.04960.145c精0.153923.72（0.6600.0195）26/50d精2.841031(10.60)(3600)2/31.4080.660故0.158Vs20.145923.7L2s1..408L2s/3Vs20.9185846.2L2s8.911L2s/3图2-6精馏段负荷性能图1.2----漏液线----液沫夹带线1.0----液泛线----下限线----上限线0.8----操作线----1s----23^m0.6,SV0.4P0.20.00.0000.0010.0020.0030.004LS,m^3/s查图2-4，可知：Vs,max0.5972m3/s，Vs,min0.202m3/s故精馏段弹性操作为Vs,max0.59722.956Vs,min0.2022.8.2提馏段：2.8.2.1漏液线由u0,min4.43C0(0.00560.13hL上h)L/VVs,min22.843hWh上hOWu0,minhOWELhLA01000lW得Vs,min4.43C0A0{0.00560.13hw2.84E(Lh)32h}L/V1000lw27/50Vs,min4.430.780.7040.5162.843600Ls21462.630.00560.130.04510.00097410000.6605.244整理得Vs,min0.1322.79591.908Ls232.8.2.2液体夹带线以eV0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：由eV5.7106(ua)3.2LHThfuaVsVs1.378VsATAf0.78540.0597hf2.5hL2.5(hWhOW)hW0.0415mhOW2.841(3600Ls)2/32/30.880Ls10000.660故hf0.10382/32.200LsHThf0.29622.200Ls2/3eV5.71063(1.378Vs2/3)3.20.120.97100.29622.200Ls整理得Vs1.361810.115Ls2/32.8.2.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体符合标准。得：hOW2.84E(3600Ls)2/30.0061000lW取E=1,则：Ls,min0.00610003/20.660)0.00056m3/s(）(2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。28/502.8.2.4 液相负荷上限线以5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式<3-3）得AfHT5Ls故AfHT0.05970.400.004776m3/sLs,max55据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。2.8.2.5 液泛线令 Hd (HT hW) <3-10 ）由Hd hp hL hd；hp hc h1 h；h1 hL；hL hW hOW <3-11）联立得<3-10）、<3-11）得HT ( 1)hW ( 1)hOW hc hd h忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入（3-10）式，并整理得aVs2bcL2sdL2s/3将有关的数据代入<3-6）、<3-7）、<3-8）、<3-9），得a提(0.0740.0510.78)2(5.244)0.20610.5161462.6b提0.50.40(0.50.571)0.04150.1556c提0.1532164.56（0.6600.0462）d提2.841031(10.57)(3600)2/31.3820.660故0.2061Vs20.1556164.56Ls21.382Ls2/3V20.755798.45L26.705L2/3sss图2-7提馏段负荷性能图29/501.0----漏液线----液沫夹带线----液泛线0.8----下限线----上限线s----操作线/0.63----1^m----2,SV0.4P0.20.00.0000.0010.0020.0030.0040.005LS,m^3/s查图3-6，可知：Vs,max 0.4392m3/s，Vs,min 0.1759m3/s故提馏段弹性操作为Vs,max0.43922.497Vs,min0.1759辅助设备的计算及选型3.1接头管设计接管尺由管内蒸气速度及体积、流量决定。各接管允许的蒸气速度查表得<1）塔顶蒸气出口管径，取 u=13m/sD4VsuD4Vs40.5471u0.231m13根据工艺标准，选取2194.0规格的热轧无缝钢管。<2）回流管管径，取u=1.0m/sD4Ls40.00129u0.041m1.0根据工艺标准，选取 42 4.0规格的热轧无缝钢管。<3）塔底进气管，直管进气 u=13m/s4Vs40.5249D0.227mu13根据工艺标准，选取 219 3.5规格的热轧无缝钢管。<4）加料管管径30/50LFsFMF32.3128.980.000802m3/s3600LF36001442.7取u=1.0m/s4LFs40.001380.042mD1.0u根据工艺标准，选取 42 4.0规格的热轧无缝钢管。<5）料液排出管管径LWsWMW22.09151.980.00063m3/s3600LW36001482.4取u=0.6m/s,D4LWs40.001080.048mu0.6根据工艺标准，选取484.0规格的热轧无缝钢管。表4-1管型选取表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423.5423.5483.52193.52193.53.2热量衡算3.2.1加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度120℃。原因：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。3.2.2冷凝剂的选择选冷却水，温度30℃，温升15℃。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15℃。3.2.3热量衡算如图所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。图3-1精馏塔热量衡算简图31/50’QWQDQFQLQWQV由汽液平衡数据 tF 61.7℃ tD 47.65℃ tW 75.26℃则tD=47.65℃时：由物性表[7]查得 Cp1 77.37kJ/kmolKCp2 133.84kJ/kmolKCPm Cp1x Cp2(1 x)CPDm 77.37 0.96 133.84 0.04 79.629kJ/(kmolK)tW=75.26℃时：由物性表[7]查得Cp1kJkmolK79.35/Cp2 141.74kJ/kmolKCPWm 79.35 0.024 141.74 0.976 140.243kJ/(kmolK)tF=61.7℃时：32/50由物性表查得Cp1kJkmolK78.85/Cp2 137.24kJ/kmolKCPFm 78.85 0.32 137.24 0.68 118.555kJ/(kmolK)当tD=47.65℃时，由物性表查得r126.71kJ/molr231.55kJ/molrDmr1xDr2(1xD)26.710.9631.550.0426.90kJ/mol塔顶以0℃为基准，则0℃上升热量QVQV VCPDmtDVrDmQV 76.50179.629 47.65 76.50126.9103 2.3481106kJ/h塔顶馏出液热量QD：QD DCPDmtD 17.53 79.629 47.65 6.65104kJ/h回流液热量QR：QR LCPDmtD 58.97179.629 47.65 2.238105kJ/h进料热量QF：QF FCPFmtF 55.43 118.555 61.7 4.055 105kJ/h塔底残液热量：QW WCPWmtW 37.90140.24375.26 4.000105kJ/h冷凝器消耗的热量:QCQVQRQD(13.61.2840.383)1051.193106再沸器提供的热量 QB<全塔范围内列热量衡算式 [8]）塔釜热损失为 5%，则塔釜热损失Q 0.05QB33/50再沸器实际热负荷：0.95QBQCQWQDQF(20.5784.0000.6654.055)10521.188105计算得：QB2.230106kJ/h3.3换热器的选择换热器是化工、石油、动力、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。化工生产中，换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。根据冷热流体热量交换的原理和方式，基本可分为三大类，即间壁式、混合式和蓄热式。间壁式换热器是目前工业上应用最为广泛的一类换热器。而在间壁式换热器中，列管式因其坚固的结构、耐高温高压的性能、成熟的制造工艺、较强的工艺适应性及选材范围广等优点，在工程换热设备中占据主导地位。列管式换热器又分为固定管板式、浮头式、填料函式和U管式，其优缺点及适用条件分别是：固定管板式换热器结构简单紧凑、管板薄、造价低。但管束和管间清洗困难。适用于壳程不易结垢，管程需清洗、管壳程温差不太大 <低于70摄氏度）的工作状态。浮头式换热器完全消除了热应力，且管束易插入或拔出，便于清洗或维修。但其结构较复杂，造价亦高。适用于管壳程温差较大，冷热流体易结垢，介质腐蚀性较弱的工作状态。填料函式就浮头式的优点，又克服了固定式的不足，结构比浮头式简单，制作比浮头式方便清洗检修容易，但其密封性较差。适用于介质腐蚀性较严重、温差较大且经常要更换管束的冷却器。型管式换热器结构简单、造价低廉，但管程不易清洗。只适用于高温高压场合下，洁净而不易结垢的流体。另外，换热管直径小时，换热器中单位体积的传热面积可大些，设备较紧凑，传热系数也稍高，本设计方案中所用介质均较清洁且粘度系数小，故选用小直径的换热管。3.3.1预热器的选择<1）初选换热器的尺寸规格选用120℃饱和水蒸气加热，料液温度25℃→61.7℃，水蒸汽温度120℃→120℃，t195℃，t258.3℃，料液走壳程，水蒸汽走管程。逆流操作，34/50温差较大，故选用U型管换热器。选用192mm的传热管<碳钢）。根据经验估计传热系数K估100Wm2K1。t1t236.775.16tmt195lnlnt258.3根据全塔热量衡算得QF4.055105kJ/h，传热面积：A估QFtm4.055105/3.614.99m2K估10075.16考虑20％的面积裕度，A估'1.2014.9917.9m2根据A'，在系列标准<JB/T4714-92）中选择换热管为192管心mm<距25mm）的换热器，其基本参数为：公称直径325mm，管程数4，管子根数68，换热面积17.9m2，换热管长度。4500mm<2）计算管程的压降和给热系数由管壳式换热器常用流速范围，取壳程蒸汽料液流速u01.0m/s，管程水蒸气流速ui20m/s。由上面选型得：管程数Np4，管长l4500mm。流体污垢较少，故管板选用正三角形的孔排列形式。水蒸汽在 120℃下的有关物性参数如下：密度i1.1199kg/m3、比热容cp1.901kJ/(kgk)、导热系数i0.0316w/(mk)，粘度i14.897106Pas。管程压降：liui2pt(id3)ftNp2(0.03161945002)3)1.541.119920212740Pa(22p允0.510133050665Pa12740Pa不需要改变管程数。管程给热系数：35/50Rediuii(1922)103201.11992255310000湍流14.897106i0.023i(diuii)0.8cpi)0.3idi(ii0.0230.0316225530.8(1.90110314.897106)0.3143w/(m2k)0.0150.0316iK估100Wm2K1，故无需改变换热器型号。<3）计算传热系数管壁的导热系数50w/(m2k)，壳程传热系数01100w/(m2k)，因此，换热器的总传热系数K1d外d外11id内dm01191191101.92w/(m2k)0.0021431550171100此时传热面积：A计QF4.055105/3.614.70m2Ktm101.9275.16考虑20％的面积裕度，'1.2014.7017.64m2计A此换热面积与之前的估计值相差不大，且小于前面选择型号的换热面积，因此预热器选择换热管为192mm<管心距25mm）的U型管换热器，其基本参数为：公称直径325mm，管程数4，管子根数68，换热面积17.9m2，换热管长度4500mm。3.3.2冷凝器的选择<1）初选换热器的尺寸规格选用进口温度为30℃的冷却水作为冷流体，冷却水温度30℃→45℃，料液温度47.65℃<饱和气）→47.65℃<饱和液），t117.65℃，t22.65℃，冷却水走管程，塔顶蒸汽走壳程。逆流操作，温差小，故选用固定管板式换热器。选用192mm的传热管<碳钢）。根据经验估计传热系数K估3000Wm2K1。36/50t1t2157.91℃tmln17.65lnt1t22.65根据全塔热量衡算得QC2.0578106kJ/h，传热面积：A估QCtm2.0578106/3.624.2m2K估30007.91考虑20％的面积裕度，A估'1.2024.229.0m2根据A估'，在系列标准<JB/T4714-92）中选择换热管为192mm<管心距25mm）的换热器，其基本参数为：公称直径500mm，管程数2，管子根数256，换热面积29.0m2，换热管长度。2000mm<2）计算管程的压降和给热系数由管壳式换热器常用流速范围，取壳程蒸汽流速 u0 10m/s，管程冷却水流速ui0.7m/s。由上面选型得：管程数Np2，管长l2000mm。流体污垢较少，故管板选用正三角形的孔排列形式。管程冷却水的定性温度为304537.5℃t2，冷却水在37.5℃下的有关物性参数如下：密度i992.8kg/m3，比热容cp4.174kJ/(kgk)，导热系数i0.6328w/(mk)，粘度i764.2106Pas管程压降：pt(l3)ftNpiui2id2(0.63281920002)3)1.52992.80.7263757Pa(22p允0.510133050665Pa63757Pa19需要改变管程数，在系列标准<JB/T4714-92）中重新选择换热管为2管心距）的换热器，其基本参数为：公称直，管程数mm<25mm400mm1，管子根数174，换热面积30.1m2，换热管长度。3000mm再次算得管程压降：37/50ptl3)ftNpiui2(i2d0.72(0.63281930002)3)1.51992.844270Pa(22p允0.510133050665Pa44270Pa不需要改变管程数。管程给热系数：Rediuii(1922)1030.7992.81364110000湍流i764.21060.023idiuii)0.8cpi)0.3idi((ii0.0230.63280.8(4.174103764.2106)0.320.015136410.63283203w/(mk)iK估3000Wm2K1，故无需改变换热器型号。<3）计算传热系数管壁的导热系数50w/(m2k)，壳程传热系数02000w/(m2k)，因此，换热器的总传热系数：K1d外d外11id内dm01191193064w/(m2k)0.002132031550172000此时传热面积：A计QF2.0578106/3.623.6m2Ktm30647.91考虑20％的面积裕度，A计'1.2023.628.3m2此换热面积与之前的估计值相差不大，且小于前面选择型号的换热面积，因此预热器选择换热管为192mm<管心距25mm）的固定管板式换热器，其基本参数为：公称直径400mm，管程数1，管子根数174，换热面积30.1m2，换热管长度3000mm。38/503.3.3再沸器的选择<1）初选换热器的尺寸规格选用120℃饱和水蒸气加热，料液温度 61.7℃→75.26℃，水蒸汽温度 120℃→120℃，t158.3℃，℃料液走壳程，水蒸汽走管程。逆流操t244.74作，温差较大，故选用U型管换热器。选用192mm的传热管<碳钢）。根据经验估计传热系数K估100Wm2K1。t1t213.5651.22℃tmt158.3lnlnt244.74根据全塔热量衡算得：QB2.230106kJ/h传热面积：A估QB2.230106/3.6121.0m2K估tm10051.22考虑20％的面积裕度，A估'1.20121.0145.2m2根据A估'，在系列标准<JB/T4714-92）中选择换热管为192mm<管心距25mm）的换热器，其基本参数为：公称直径600mm，管程数2，管子根数416，换热面146.5m2，换热管长度。6000mm<2）计算管程的压降和给热系数由管壳式换热器常用流速范围，取壳程蒸汽料液流速 u0 1.0m/s，管程水蒸气流速ui 20m/s。由上面选型得：管程数 Np 2，管长l 6000mm。流体污垢较少，故管板选用正三角形的孔排列形式。水蒸汽在 120℃下的有关物性参数如下：密度i1.1199kg/m3、比热容cp1.901kJ/(kgk)、导热系数i0.0316w/(mk)，粘度i14.897106Pas。管程压降：liui2pt(id3)ftNp2(0.03161960002)3)1.521.119920210509Pa(22p允0.510133050665Pa10509Pa39/50不需要改变管程数。管程给热系数：Rediuii(1922)103201.11992255310000湍流14.897106i0.023idiuii)0.8cpi0.3idi(()ii0.0230.03160.81.90110314.897106)0.320.01522553(0.0316143w/(mk)iK估100Wm2K1，故无需改变换热器型号。<3）计算传热系数管壁的导热系数50w/(m2k)，壳程传热系数01100w/(m2k)，因此，换热器的总传热系数：K1d外d外11id内dm01191191101.92w/(m2k)0.0021431550171100此时传热面积：A计QF2.230106/3.6118.7m2Ktm101.9251.22考虑20％的面积裕度，'1.20118.7142.4m2计A此换热面积与之前的估计值相差不大，且小于前面选择型号的换热面积，因此在系列标准<JB/T4714-92）中选择换热管为192管心距）的mm<25mmU型管换热器，其基本参数为：公称直径600mm，管程数2，管子根数416，换热面146.5m2，换热管长度6000mm。3.4泵的选型由上面设计可知其流速为： uF 1.0m/s设泵在地面上，忽略其它因素，料液面至加料孔的高度 h=0.8+0.4(13-2>+1.2+2=8.4m，40/5090O标准弯头两个，截止阀两个，则有关管件的局部阻力系数分别是： 90O标准弯头ζ=0.75，截止阀ζ=6.0，总的局部阻力系数为：=0.75 2+62=13.5由上面设计可知：进料液密度为：Fm1442.7kg/m