二氧化硫与四氯化碳板式蒸馏塔设计

滨州学院化工原理课程设计题 目二硫化碳-四氯化碳浮阀精馏塔的设计系（院） 化学与化工系 专业 应用化学班级 2009级2班 学生姓名 学 号 指导教师 职 称 2012年6月6日化工原理(下)课程设计题目：处理量为48000吨/年二氯化碳和四氯化碳体系精馏分离板式塔设计板式精馅塔设计任务书一、 设计题目：二硫化碳-四氯化碳分离精馏分离板式塔设计二、 设计任务及操作条件1、 设计任务：生产能力(进料量)48000吨/年操作周期7200小时/年进料组成32%的二硫化碳和68%的四氯化碳(质量分数，下同)塔顶产品组成馏出液96%的二硫化碳，塔底产品组成釜液2.4%的二硫化碳2、 操作条件操作压力塔顶压强为常压(表压)进料热状态泡点进料3、 设备型式4、 厂址新乡地区三、 设计内容：1、 设计方案的选择及流程说明2、 工艺计算3、 主要设备工艺尺寸设计塔径及蒸馏段塔板结构尺寸的确定塔板的流体力学校核塔板的负荷性能图总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、 辅助设备选型与计算5、 设计结果汇总6、 工艺流程图及精馏塔工艺条件图7、 设计评述目录TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"摘要 1\o"CurrentDocument"绪论 3\o"CurrentDocument"流程的设计及说明 3\o"CurrentDocument"第一章塔的工艺设计 5精馏塔的物料衡算 51.1原料液、塔顶和塔底的摩尔分率 51.2原料液平均摩尔质量 51.3物料衡算 51.4进料热状况的确定 5塔板数的确定 52.1理论板层数Nt 52.1.1相对挥发度的求取 52.1.2最小回流比及操作回流比的确定 62.1.3精馏塔的气液相负荷 62.1.4操作线方程 .72.1.5逐板计算法确定理论塔板数 72.2实际板层数的确定 82.2.1液相的平均黏度 82.2.1.1塔顶、塔底温度的求取 82.2.1.2液相的平均黏度 82.2.1.3精馏段和提馏段相对挥发度 82.2.1.4全塔效率ET和实际塔板数 9精馏塔的工艺条件和有关物性数据的计算 93.1操作压力的计算 93.2平均摩尔质量计算 93.3平均密度的计算 103.3.1气相平均密度 103.2.2液相平均密度（部分数据见表2） 103.3液体表面张力的计算（部分数据见表3） 11精馏塔的塔体工艺尺寸计算 114.1塔径的计算 11塔板的主要工艺尺寸的计算 125.1溢流装置的计算 125.1.1溢流堰长 125.1.2溢流堰高hw 125.1.3降液管宽度W』与降液管面积Af 125.1.4降液管底隙高度h 125.2塔板布置 135.2.1边缘区宽和安定区宽 135.2.2开孔区面积 135.3浮阀数n与开孔率0 13塔板的流体力学的验算 146.1塔板压降 146.1.1干板阻力 146.1.2淹塔 146.2泛点率 14塔板负荷性能图 147.1雾沫夹带线 147.2液泛线 157.3液相负荷上限线 167.4漏液线 167.5液相负荷下限线 167.6负荷性能图 16现将计算结果汇总与下表 17\o"CurrentDocument"第二章热量衡算 182.1相关介质的选择 182.2蒸发潜热衡算 182.2.2塔底热量 192.3焓值衡算 20\o"CurrentDocument"第三章辅助设备 233.1冷凝器的选型 233.1.1计算冷却水流量 233.1.2冷凝器的计算与选型 233.2冷凝器的核算 243.2.1管程对流传热系数 243.2.2壳程流体对流传热系数 253.2.3污垢热阻 263.2.4核算传热面积 263.2.5核算压力降 263.3泵的选型与计算 283.4再沸器的选型与计算 29加热介质的流量 293.4.2再沸器的计算与选型 29\o"CurrentDocument"第四章塔附件设计 304.1接管 30进料 304.1.2回流管 304.1.3塔底出料管 304.1.4塔顶蒸气出料管 304.2筒体与封头 31筒体 31封头 314.3除沫器 314.4裙座 314.5人孔 324.6塔总体高度的设计 324.6.3塔立体高度 32符号一览表 33参考文献 35结束语 35摘要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同，并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对二硫化碳和四氯化碳的分离设备一浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算，塔设备等的附图。浮阀塔因具有优异的综合性能，在设计和选用塔型时常被首选的板式塔。优点：①生产能力大，比泡罩塔提高20%——如兑：②操作弹性大，在较宽的气相负荷范围内，塔板效率变化较小，其操作弹性较筛板塔有较大的改善；③塔板效率较高，因为它的气液接触状态较好，且气体沿水平方向吹入液层，雾沫夹带较小；④塔板结构及安装较泡罩塔简单，重量较轻，制造费用低，仅为泡罩塔的60%——80%左右。其缺点：①在气速较低时，仍有塔板漏液，故低气速时板效率有所下降；②浮阀阀片有卡死吹脱的可能，这会导致操作运转及检修的困难；③塔板压力降较大，妨碍了它在高气相负荷及真空塔中的应用。根据任务设计书，精馏设计的主要设备的工艺计算——物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，按逐板计算理论板数为24,其中精馏段有13块，提馏段11块，塔径为1.0m塔，回流比为2.07。塔顶使用全凝器，部分回流。操作弹性为2.7,通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用160°C饱和蒸汽加热，用16C循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。绪论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。流程的设计及说明进料回流罐□口口进料回流罐□口口T塔顶产品〔或冷凝为谐出液）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。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。如流量计、温度计和压表等，以测量物流的各项参数。第一章塔的工艺设计1.精馏塔的物料衡算1.1原料液、塔顶和塔底的摩尔分率二硫化碳的摩尔质量：76kg/kmol四氯化碳的摩尔质量：154kg/kmolv 0.32/76X=F0.32/76+(1-0.32)/154第一章塔的工艺设计1.精馏塔的物料衡算1.1原料液、塔顶和塔底的摩尔分率二硫化碳的摩尔质量：76kg/kmol四氯化碳的摩尔质量：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原料液平均摩尔质量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物料衡算原料处理量:F=480000007200x115.94=57.50kmol-h-1总物料衡算:D+W=57.50kg/mol二硫化碳物料衡算：Dx0.98+Wx0.047=0.488x57.50联立得：D=27.18kg/molW=30.32kg/mol1.4进料热状况的确定进料方式为泡点进料，q=12.塔板数的确定2.1理论板层数Nt2.1.1相对挥发度的求取由a =（1-七）七，再根据表1数据可得到不同温度下的挥发度见表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温度,K挥发度温度,K挥发度348.052.94332.452.7346.252.81328.452.6343.452.91325.452.46341.752.97323.552.33336.952.81321.652.22贝Ua=如F*"=2.662.1.2最小回流比及操作回流比的确定泡点进料Xq=XF=0.488；由泡点进料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精馏塔的气液相负荷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操作线方程精馏段操作线方程：RX3.24 0.97y= x+——a= x+ =0.764x+0.2288R+1R+13.24+1 3.24+1提馏段操作线方程：L'Wv113.76 30.32y=—x-—X-8344x+8344x0.047=1.36x+0.0172.1.5逐板计算法确定理论塔板数（1）精馏段利用平衡方程和精馏段操作线方程计算精馏段的塔板数:y1=xD=0.98x1=0.95（用平衡关系）;y2=0.96（用物料衡算，即操作线）x2=0.9（用平衡关系）；y3=0.926（用操作线）x3=0.825（用平衡关系）;y4=0.875（用操作线）x4=0.725（用平衡关系）;y5=0.808（用操作线）x5=0.613（用平衡关系）;y6=0.732（用操作线）x6=0.507（用平衡关系）;y7=0.66（用操作线）x7=0.422（用平衡关系）x7=0.422<x。=0.488所以进料位置在第7块板（2）提馏段利用相平衡方程和提留段操作线方程计算提留段塔板数:x7=0.422y8=0.56（用物料衡算，即操作线）;y9=0.424（用操作线）;y9=0.424（用操作线）;y10=0.263（用操作线）;y11=0.143（用操作线）;y12=0.063（用操作线）x9=0.206（用平衡关系）x10=0.118（用平衡关系）x11=0.059（用平衡关系）x12=0.025（用平衡关系）七=0.025<x=0.047因此，理论板数为(12-1)=11层，进料位置为第7层板。2.2实际板层数的确定2.2.1液相的平均黏度2.2.1.1塔顶、塔底温度的求取根据表1内插法求取塔顶温度tD=46.62°C塔底温度tW=73.92C精馏段平均温度tM=(46.62+57.68)/2=52.15C2.2.1.2液相的平均黏度进料黏度(57.68°C)：查资料得^cs=0.28mP・s；"ccl=0.64mP・s2 4lgrf=0.488xlg0.28+0.512xlg0.64rf=0.428mPa-s塔顶物料衡算(46.62°C)：查资料得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)：查资料得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业主.响rTi日；壬卜冏 r+r0.335+0.493 „...精馏段平均黏度R=—d = =0.414mPa-s精2 2提馏段平均黏度R=RW+RF= —=0.461mPa-s提2 22.2.1.3精馏段和提馏段相对挥发度根据表1用插值法求得气相组成塔顶处气相组成：yD=0.99;进料处气相组成：yF=0.712塔釜处气相组成：yW=0.122相对挥发度塔顶处相对挥发度由xd由xd=0.98;yD=0.990.99/1-0.99o / =2.021-0.980.98进料处相对挥发度进料处相对挥发度由xf由xf=0.488;yF=0.712/1-0.712=2.590.488 1-0.4880.712塔釜处相对挥发度塔釜处相对挥发度由x由x巧=0.047;y^=0.122U/1—0」22=2.8170.047 1-0.047精馏段平均相对挥发度a=a精馏段平均相对挥发度a=a,+aF=2.02+2.59=2.3052提馏段平均相对挥发度am(精) 2 2a==2817+2.59—270422.2.1.42.2.1.4全塔效率Et和实际塔板数全塔效率由公式E全塔效率由公式Et=0.49(叫1)-0-245算得精馏段：Et=0.49(2.305x0.414)-0.245—0.496提馏段：巧了—0.49(2.704x0.461)-0.245—0.464则精馏段实际塔板数：N精—6/Et—苔=12.1牝13层精馏段实际塔板数：N精—5/Et—苔卜=10.78总11层3.精馆塔的工艺条件和有关物性数据的计算3・1操作压力的计算塔顶操作压力：PD=101.325Kpa每层塔板压降：AP=0.7Kpa进料板压力：PF=101.325+0.7x6=105.525Kpa精馏段平均压强Pm=(105.525+101.325)/2=103.425Kpa3.2平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量计算由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进料摩尔质量的计算：xF=0.488由平衡曲线查的：yF=0.717；MVF=0.717X76+(1-0.717)x154=98.074kg/kmol；M访=0.488x76+(1-0.488)x154=115.94kg/kmol；精馏段平均摩尔质量：M(精)二(77.56+98.074)/2=87.82kg/kmol；M(精)=(79.9+115.94)/2=97.92kg/kmol3.3平均密度的计算3.3.1气相平均密度=P” Vm(^由理想气态方程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（部分数据见表2）①塔顶部分依下式:1；p=^a+^b(a为质量分率)；其中a=0.96,a=0.04；即：Lmpp A B顼PLLm顼PLLm0.96 0.04 + 1224 1543pl=1234.2kg/m3；②进料板处：加料板液相组成由xF=0.488得a廿=0.32；0.32 1—0.321/p =1206 +-1508 np=1396.12kg/m3；提馏段的平均液相密度：p =(1234.2+1396.12).'2=1315.2kg/m3Lm(提)表2位置温度（°C）p(CS2)(kg/m3)p(CCl4)(kg/m3)o(cs2)o(cc14)塔顶46.62122415430.9410.059

进料口57.68120615080.2030.797塔釜73.92117714850.02010.97993.3液体表面张力的计算（部分数据见表3）液相表面平均张力由式CLm=E七口i计算i=1①塔顶液相平均表面张力的计算：a^=0.98x28.416+0.02x23.669=28.32mN/m；②进料液相平均表面张力的计算a =0.488x26.759+（1-0.488）x22.286=24.47mN/m；表3位置温度（°C）a （mN/m）a （mN/m）塔顶46.6228.41623.669进料口57.6826.75922.286塔釜73.9224.08920.067精馏段液相平均表面张力为：a（精）=（28.32+24.47/）2=26.395mN/m4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为=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）初选板间距HT=0.35m，取板上液层高度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查图表C20=0.062；26.395）0.2=0.066 ；20Umax=C3.36-3.36 =1.304m/Umax=C3.36取安全系数为0.7,则:u=0.7xu=0.7x1.304=0.913m/s故塔径采用标准塔径D=1.0m;则塔的横截面积：A=-D2=-1.02=0.785m2T4 4空塔气速为u=匕=0.606=0.772m/sAt 0.785板间距取0.35m合适塔板的主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置的计算因塔径D=1.0可采用单溢流、弓形降液管、平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下：5.1.1溢流堰长溢流堰长LW取标准化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则耿2.84h= 耿2.84h= Eow1000岂X11000(0.0011x3600\0.7=0.011m取上清液层高度hL=0.06m则hw=0.06-0.011=0.049m5.1.3降液管宽度吧与降液管面积Af有l/D=0.7查图得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取液体通过降液管底隙的流速uo=0.1m/s

依式计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故降液管底隙高度设计合理，采用平形受液盘5.2塔板布置5.2.1边缘区宽和安定区宽因D〈1.5故采用整块式塔板；边缘区宽度w=0.035m，安定区宽度W=0.065ms5.2.2开孔区面积兀 x开孔取面积按式A^=2x』R2一x2+--—R2sin-1r其中x=%-(w^+W)=号-(0.015+0.065)=0.285mR=%-W=学-0.035=0.465m故：f 兀 0285\人口=2f0.285J0.4652―0.2752+布0.272sin-1^^^j=0.306m25.3浮阀数n与开孔率0取阀孔动能因子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浮阀排列方式为等边三角形，孔新距t=0.075m按等边三角形叉排式绘图得浮阀数N=93；重新核算动能因数V 0.606u= s = =5.46m/s°:d2N —0.0392x93

F0=u时=5.46x面&=10,F0变化不大，仍在9~12范围内。开孔率0=u/u0=0.772/5.46=14.14%塔板的流体力学的验算6.1塔板压降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取充气系数£0=0.5则hI=%hL=0.5x0.06=0.03m因液体表面张力在浮阀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则单板压强降Ap=hp^g=0.0504x1315.2x9.8=649.6Pa<700Pa6.1.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd<9(Ht+hW)。即液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按下式计算，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泛点率泛点率=VSx[pv/(PL—PV)]1/2/(0.78KCfAt)x100%泛点率=0.606[3.36/(1315.2-3.36)]"/(0.78x1x0.126x0.785)x100%=39.75%V70%；符合要求塔板负荷性能图7.1雾沫夹带线雾沫夹带线以下式做出:

Vs —+1.36LZ泛点率= 栏_Bv 泛点率按80%计算如下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)由上式知雾沫夹带线是直线，在操作范围内任取两个Ls依上式算出相应的VS值列于下表表1Ls.m3/s0.0010.004Vs.m3/s1.251.1957.2液泛线由9(Ht+hw)=hp+«+hd=hc+hI+ho+«+hd确定液泛线带入各式得：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，带入数据得：°：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、溢在操作范围内取若十个LS值，依上式算出相应的Vs值列于下表:表2Ls.m3/s0.0010.004Vs.m3/s1.9871.3217.3液相负荷上限线TOC\o"1-5"\h\z依(L) =AfHT=0.071X035=0.00497m3/s (3)smin 0 57.4漏液线(V) =-d2uN=-d2N-^=-x0.0392x93x-^==0.303m3/sSmin4。。 4。顼p 4 3.36(4)7.5液相负荷下限线2.84”3600(L) E( Smin)2/3=0.006；取E=1，贝U1000 lWL)=l0.006x1000 =Smin3600(2.84X10.7,0.006x1000、 ( )2/3=0.000597m3/s(5)3600 2.84x1根据本题附表1、2及式(3)(4)(5)可分别做出塔板液相负荷性能图上的五条线7.6负荷性能图T—液相负荷下限线T—液相负荷下限线-■一液相负荷上限线*漏液线T—雾沫夹带线T—液泛线T」OP操作线 线性（op操作线）由上图查的(V) =1.826；(V).=0.329所以操作弹性=18265.55max min 0329现将计算结果汇总与下表项目精馏段数值及说明备注塔径D,m1.0板间距Ht,m0.35塔板形式单溢流弓形降液管整板空塔气速u,(m/s)0.772堰长lW,m0.7堰高hW，m0.049板上液层高度hL,m0.06降液管底隙高度h。，m0.016浮阀数N，个93等边三角形叉排阀孔气速u。，(m/s)5.46阀孔动能因数Fo10临界阀孔气速u,(m/s)5.46孔心距t/m0.075指同一横排的孔心距单板压降^Pp/Pa649.6液体在液降管内停留时间6/s15液降管内清液层高度Hd/m0.1995泛点率％39.75气相负荷上限(VS)max/(m3/s)1.826雾沫夹带控制气相负荷下限(VS)min/(m3/s)0.329漏液控制操作弹性5.55第二章热量衡算2.1相关介质的选择加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度160r,工程大气压为3.69atm。原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减少，但水蒸气压力不宜太高。冷凝剂选冷却水，温度20r，温升16°C。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16C。2.2蒸发潜热衡算二硫化碳一四氯化碳的蒸发潜热与临界温度物质沸点0C蒸发潜热KJ/Kg临界温度TC/K二硫化碳46.3352552四氯化碳76.8195556.3(1)塔顶热量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蒸发潜热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蒸发潜热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玮kJ2./2010 /2.2.2塔底热量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蒸发潜热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蒸发潜热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―。广(1-Xw)本气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焓值衡算由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度、=46.623,塔底温度t=73.93,进料温度t=57.68°C。温度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广309KJ/kgy2=187.KJk/g丁=yx+y(1-x)=309x0.047+187.53x(1-0.047)=193.24KJ/kg0°C时塔顶气体上升的焓QV塔顶以0°C为基准。Q=V-C-1+V•y-M=83.44x158.37x46.62+83.44x357.6x77.56=2.93x106KJ/h回流液的焓QR回流液组成与塔顶组成相同。Qr=L•Cp.tD=52.26x155.05x46.62=4.15x105KJ/h塔顶馏出液的焓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进料口的焓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)塔底残液的焓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项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热kJ/(kmolK)122.11—84.19158.37—热量kJ/h4.05x1051.942x1055.73x1053.55x1052.42x106第三章辅助设备3.1冷凝器的选型本设计冷凝器管壳式冷凝器原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取进口（冷却水）温度为t=20Q夏季）冷却水出口温度一般不超过40°C，否则易结垢，取出口温度t2=36°C。泡点回流温度t=57.68CF被冷凝的气体的温度57.68C，冷凝水的平均温度=20+36=28C。2G=——QG=——Q——c CpX(t2-ti)1.942X1064.176x(36—20)=2.91x104kg/h各自对应的相关物性数据项目种类Cp(KJ/(kg.K))p/(kg/m3)四/Pa.sXx103/W.m-1C-1混合气体1.2262.909.374x10-60.167冷却后的混合液体1.820804.420.292x10-30.143冷凝水4.176x103W.m-1C-1996.20.8360x10-361.3863.1.1计算冷却水流量3.1.2冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，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壳径/mm800管子尺寸(p25mmx2.5mm公称压力/Mpa2.5管长3m管子总数98管城流通面积/m20.0364管程数1管子排列方式正三角形壳程数1管中心距/mm32按单管程计时，初步选定换热器实际换热面积S0=〃兀d0L=98x兀x0.025x3=54.64m2采用此换热面积的换热器，要求过程的总传热系数为Q

c—S0气1.942x106kJ/s3600x54.64m2x28.95oC=341W/(m2-oC)3.2冷凝器的核算3.2.1管程对流传热系数以=0.02^3 <Re P.pi管程流体流通截面积兀S=-x0.022x98=0.031m2管程流体流速V2.9乂10

u=—= =0.26msiS0.03x13x00996.2i雷诺数Re=些=0.02x0.262x996.2=6244p0.8360x10-3普朗特数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壳程流体对流传热系数a0=0.36__打dupl0.55'、0.14管子正三角形排列，传热当量直径为4(f12-；a0=0.36__打dupl0.55'、0.14管子正三角形排列，传热当量直径为4(f12-；d02) 4x(写x0.0322—；x0.0252)壳程流通截面积兀x0.025=0.02mA=槌1-叽)=0.1X0x80=^5t 0.03220.026壳程流体流速、雷诺数及普朗特数分别为V(R+1DxMv(2.407x1)=—0=Ap-8=罚•捕s36003.x360.026Re0、0.140.0220x58804.42 =1.x36100.29X2-10Pr=祭=技26x103x9.374x10-6=0.06880.167=0.95于是壳程流体的对流传热系数a。为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污垢热阻查文献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计/K选二|41=1.038故所选换热器是合适的3.2.4核算传热面积1.942x106 =52.64m20.354x28.95x3600而该型号换热器的实际传热面积S0为S=54.64m2>S=52.64m20从传热面积的核算中也可知，所选的换热器是可用的。3.2.5核算压力降(1)管程压力降管程压力降计算的通式为£AP=(AP+AP)NNi i rsp式中，壳程数Ns=1，管程数N=1。Re=业=0.02x0.262x996.2=6244i日 0.8360x10-3可知管程流体呈湍流状态。取管壁粗糙£=0.1mm，相对粗糙度-=01=0.005，查X-Re关联图可知摩檫因数d20iX=0.035。所以lp"2 3 996.2x0.2622NP=九一•一=0.035x x =179.5Pa/d2 0.02E=3x号=3x9^^=102.57Pa于是ZAP=(179.5102.>57x)日1P28i(2)壳程压力降由于壳程流体状况较复杂，所以计算壳程流体压力降的表达式很多，计算结果都差不多。现用埃索法来计算壳程压降。即ZAP=(AP+AP)FN0 1 2ss式中AP―流体横过管束的压力降Pa；1AP—流体通过折流挡板缺口的压力降；2F一壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15，对于气体可取1.0；sN-壳程数。而 A,=F0n(、+1)骂2AP2B式中F-管子排列方法对压力降的校正系数，对正三角形排列F=0.5F0—壳程流体的摩檫系数，n一横过管束中心线的管子数，对三角形排列".1展(式中n为换热器总管数)；N一折流挡板数；Bh—折流挡板间距，m;取h=0.15m"0一按壳程流通截面积A0计算的流速，而A0=h(D-nCd0);D一壳径，m;d。一换热管外径，m。本题中，管子的排列方式对压力影响的校正因数Fs=1.15，壳层数Ns=1。管子为正三角形排列，管子排列方法对压力降的校正系数F=0.5.横过管束中心线的管子数n=1.Kn=1.1798=11c取折流挡板数N=L-1=3-1=19bh0.15壳程流通截面A0=h(D-nd0)=0.15x(0.8-11x0.025)=0.0788m2由于蒸汽冷凝后变成液体，所以这时涉及到的相关物性数据得带入液态时的数据。(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通过以上压力降核算可知管程和壳程压力降都小于所要求的30kPa，所以所选的冷凝器是合适的。3.3泵的选型与计算m由V=—pm=F-M =57.5kmolxh115.94g/kmol6666.kghLFmV=竺=6666kgh=47mh所以查文献油泵的型号如下：p1396.k1g2ml型号50Y-60B流量9.9m3/h扬程38m转速2950r/min轴功率2.39kW电机功率5.5kW

效率35%气蚀余量2.3m泵壳许应力1570/2550Pa结构形式单级悬臂3.4再沸器的选型与计算3.4.1加热介质的流量当t=160均时，查的y=2087.1kg/kJ八Q2.4210Jh、G=—= =1159.kghhy 2087kgk/J3.4.2再沸器的计算与选型At=T-1=160-73.专2 8C.0取K=300W/(m2-oC)S=-^-

KAtm=26.03m22.42x10S=-^-

KAtm=26.03m23600x300x86.08按单管程计时，再沸器选型如下:壳径/mm400管子尺寸(p25mmx2.5mm公称压力/Mpa2.5管长2m管子总数245管城流通面积0.0174m2管程数1管子排列方式正三角形壳程数1管中心距/mm32

第四章塔附件设计4.1接管4.1.1进料进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下: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塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速u=20m/s，jd=0.95，MD=79.9kg/kmol

83.44x79.93600x83.44x79.93600x2