化工原理课程设计 1208完成版

1、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格式规范设计说明书是否 符合规定的格式 要求10内容完整设计说明书是否 包含所有规定的 内容10设计方案方案是否合理及 符合选定题目的 要求20设计文档70%工艺计算 过程工艺计算过程是 否正确、完整和 规范30图纸规范图纸是否符合规 范5标注清晰标注是否清晰明 了5与设计吻合图纸是否与设计 计算的结果完全 一致10设计图纸30%图纸质量设计图纸的整体 质量的全面评价10100指导教师（签名）年月日9、设计任务书 二、正文1 设计方案简介2 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 .2.2塔的物料衡算 .2.2.1料液

2、、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2.2.4质量恒算2.3塔板数的确定 .231理论板层数NT的求取目录92.3.2实际塔板数NT的求取2 .4 、塔工艺条件及物性数据计算102.4.1 操作要求的计算102.4.2 平均摩尔质量计算102.4.3 平均密度计算112.4.4 液体平均表面张力 m 的计算122.4.5 液体平均黏度 Lm 的计算132.5 精馏塔气液负荷计算142.6 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162.6.3 塔板主要工艺尺寸

3、的计算182.7 筛板的流体力学验算212.7.1气体通过筛板压降相当的液柱高度 . . 212.7.2液面落差242.7.3雾沫夹带量 eV 的验算242.7.4漏液的验算242.7.5液泛252.8 塔板负荷性能图 .252.8.1 精馏段252.8.2 提馏段：293 辅助设备的计算及选型323233333.1 接头管设计 .3.2热量衡算 .3.2.3热量衡算3.2.1 加热介质的选择333.2.2 冷凝剂的选择333.3 换热器的选择 .353.3.1 预热器的选择363.3.2 冷凝器的选择383.3.3 再沸器的选择 .403.4 泵的选型 .403.5 贮罐的计算 .424 设

4、计一览表425 附表445三、参考文献475四、后记及致谢48五、附录（图）461(1)常压操作;(3)(5)设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。、设计任务书1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%勺二硫化碳10000吨，釜液中二硫化碳不得高 于 2.4%。2操作条件回流液温度为塔顶蒸汽的露点;间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2 （绝压）；冷却水进口温度30r，出口温度45C；3塔板类型筛板塔。4工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。5厂址厂址为长沙地区。6设计内容（1）单元操作流程设计 单元操作方案选

5、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。 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 As pen等）； 编制物料及热量平衡计算书； 绘制物料流程图（PFD。（2）设备的工艺设计计算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 As pen等）获得结果，并编制详细的计算说明书；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；2编制设备一览表。（3）

6、绘制工程图样 工艺流程简图一张； 物料流程图（PFD 张，要求对管道进行标注； 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-Worc编辑，保存为DO（格式；所有的图纸均用AutoCAD 绘制（ A4）。3二、正文1 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

7、 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120C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30C的水作为冷流体，冷却水出 口温度为45 C,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

8、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40.3276.14(10.32)0153.840.9676.140.9676.14(10.96)1153.840.02476.14xw0.012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。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

9、 项参数。2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项目分子式分子量沸点（C）密度(g/ cm3)二硫化碳CS76.1446.51.224四氯化碳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0.3276.140.0247

10、6.14(10.024) 153.840.922XFXD52.2.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量(1(1(10.3276 .140.9676 .140.02476 .140.32)153 .84128 .98 kg / kmol0.96) 153 .8479 .2 5 kg / kmol0.024 )153 .84151 .9 8kg / kmol每小时处理摩尔量1 107300 24 79.2517.53kmol /h总物料衡算(2-1)XF0.32XD0.96Xw0.024易挥发组分物料衡算FXF DXD WXW(2-2)联立(2-1) , (2-2)可得:H仏55.43XF X

11、WD 37.90 kmolkmol/h2.2.4质量恒算年产量为10000t/a ,D 10000 103300 241388.90.32F按300天生产时间计算,=1388.9kg/h=0.96D + 0.024W则:223物料衡算原料处理量解得 F = 3972.9kg/hW = 2584.0kg/h输入输出项目KmolKg项目kmolkg进料55.433972.9馏出液17.531388.9釜残液37.902584.0总计55.433972.955.433972.9表2-2物料衡算表基准1h6曲线可求全塔温度:塔顶温度tD 47.65C进料温度tF 61.70 c2.3塔板数的确定2.3

12、.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/ c摩尔分率x碳摩尔分率y/ c0076.80.39080.63459.30.02960.082374.90.53180.74755.30.06150.155573.10.6630.82952.30.11060.26670.30.75740.87950.40.14350.332568.60.86040.93248.50.2580.49563.81146.52.3.1.1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

13、全塔温度的求取7塔釜温度tW75.26C精馏段平均温度tmtD tF54.675 r2提馏段平均温度tmtw tF 68.48 r2yD0.9806yw0.0670231.3相对挥发度的求解(1)塔顶处相对挥发度由X,0.96; y, 0.9806得到0.9806 _1 0.960.9610.98062.106由 XF0.32； y0.5586得到0.55860.321 0.320.55862.689由 xw 0.024； yw 0.0670得到0.06700.024丄卫型2.9201 0.0670(4)精馏段平均相对挥发度F 2.40 r(5)提馏段平均相对挥发度W 2.80 r2(6)平均

14、挥发度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:2.3.1.2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:塔顶处液相组成进料口处汽相组成0.5586塔釜处汽相组成进料处相对挥发度塔釜处相对挥发度VDWT V2.106 2.689 2.9202.548 r8(2)q 1q线方程(3)最小回流比X1(1)X2.548 X11.548 X0.320.32yq0.5586Rmin及操作回流比R依公式:RminRminXp yqyqXq0.96 - 0.55860.5586R=2Fmin=3.3640.321.682(4)精馏段

15、操作线方程R-XR 10.770 XXpR 10.220(5)提馏段操作线方程1.495X0.01192.3.1.5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)XYXy精馏段提馏段0.90400.960.24290.44980.81260.91700.17520.35120.68400.84650.11570.25000.53730.74740.070090.16110.40500.63430.038630.092880.30880.53230.018530.04585231.4直线方程的求解(1)平衡线方程理论塔板数主板计算表9ET 0.49(L)0.245

16、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:IgIgXF Ig0.32 lgL 1(1 X F ) lg L 20.2820.68 lg 0.5730.457mPa ET 0.49( L)0.2450.49( Fm)0.49 (2.548 0.457) 0.2450.472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xyXyxy0.960.960.40500.63430.11570.16110.90400.960.40500.53230.070090.16110.90400.91700.30880.53230.070090.092880.8

17、1260.91700.30880.44980.038630.092880.81260.84650.24290.44980.038630.045850.68400.84650.24290.35120.018530.045850.68400.74740.17520.3512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:塔顶和塔底的平均温度为：_ j 47-65 75.26 61.5 C 2查表可知：二

18、硫化碳的 卩L1=0.282mPas；四氯化碳的 卩L2=0.573mPas实际塔板数：Nr=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)10塔釜压力:精馏段平均操作压力:PmPDPF2101.33 110.43105.88k Pa提馏段平均操作压力:PmPFPW2110.43 119.53114.53k PaMLWm 0.024 76.14MVWm 0.0670 76.142.4、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FD=101.33kPa取每层塔板压降 P=0.7kPa

19、(般情况下，板式塔的每 一个理论级压降约在0.41.1kPa)，贝U:进料板压力：FF=101.33+13 0.7=110.43kPaPw =111.13+13 0.7=119.53 kPa2.4.2平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由XD y1 0.96查平衡曲线得：X1 0.9188M LDm 0.9158 76.14 (1 0.9188) 153.8482.449kg / kmolMvDm 0.96 76.14 (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 0.5586M LFm 0.32 76.14 (1 0.32)

20、 153.84128.976kg / kmolMVFm 0.5586 76.14 (1 0.5586) 153.84110.437kg/kmol塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查得：Xw =0.024yw =0.0670(1 0.024) 153.84151.975kg / kmol(1 0.0670) 153.84148.634kg/kmol精馏段平均摩尔质量:11(82.449128.976)2(79.248110.437)2128.976151.9752110.437148.634129.536kg/kmol(1)精馏段平均气相密度:Pm M V mVm105.88 94.843RT 8.

21、314 (273.15 54.68)3.684kg/m3PmM Vm Vm市注意：X为质量分率，A代表二硫化碳,B为四氯化碳(1)塔顶部分 其中X D 0.922，X BD0.0782.4.3平均密度计算2.4.3.1气相平均密度PV推出:提馏段的平均气相密度114.98 129.536/ 3-5.244kg / m 8.314 (68.48 273.15)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/c47.6561.775.263二硫化碳液体密度P (kg/m )122312001179四氯化碳液体密度P (kg/m 3)154215141487LB1 Lm

22、 XBLA105.713kg /kmol94.843kg/kmol提馏段平均摩尔质量:140.476kg/kmol2M LmM VmM Lm12即:1 XDLDmLADXBD0.922LBD 12230.07815423LDm 1243.1kg /m（2）其中进料板处LFmXF=0.189，0.1890.81112001514XBF =0.8113LFm 1442.7kg/m其中Xw=0.012 ,XBW =0.98810.012LWm1179精馏段平均液相密度0.9881487LWm 1482.4kg/m3LDmLm 2提馏段的平均液相密度LFm1243.11442.71342.9kg/m3

23、LFm LWmLm 21442.71482.41462.6kg/m32.4.4液体平均表面张力m的计算表2-6不同温度下C- CCI4的表面张力温度/ C47.6561.775.26一硫化碳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nXi i1塔顶液相平均表面张力的计算LDm 0.96 28.300.0422.5328.07mN/m(2)进料液相平均表面张力的计算(3)塔釜液相平均表面张力的计算塔釜处液相组成LFm 0.32 26.170.68 20.8222.53mN /m13Lwm 0.024 24.22 0.976 19.28 19.4

24、0mN/m14(3)精馏段液相平均表面张力(28.07 22.53)m2(4)提馏段液相平均表面张力22.53 19.40m 225.3mN / m20.97mN /m0.96 lg 0.308(1 0.96)lg 0.684由tF=61.7 r查手册得：A0.282mPa s ;B 0.57mPa sB 0.32 lg 0.282 (1 0.32)lg 0.57由tW =75.26 r查手册得：A0.262mPa s ； B 0.494mPa s2.4.5液体平均黏度Lm的计算(1)塔顶液相平均黏度的计算lg LDmXD lg A (1 XD ) lgLDm0.318mPa s(2)进料板液

25、相平均黏度的计算lg LFm XF lg A (1 XF)lgLFm0.455mPa s(3)塔釜液相平均黏度的计算表2-7不同温度下CS2 CCI4的黏度温度/ r47.0761.775.26二硫化碳液体黏度(mPa s)0.3080.2820.262四氯化碳液体黏度 卩(mPas)0.6840.570.494液相平均黏度依式计算，即Igxlg Li (1 x)lgL2L m由tD =47.07 r查手册3,4得:0.308mPa s ； B0.684mPa s15B 0.024 lg 0.262 (1 0.024) lg 0.494lg LWmXW lg A (1 xW)lgLWm 0.4

26、87mPa s1216精馏段液相平均黏度0.3180.4550.387mPa s提馏段液相平均黏度0.455 0.4870.47imPa s2.5精馏塔气液负荷计算精馏段 V (R 1) D (3.3641) 17.5376.501kmol /hVsVM Vm3600 Vm76.501 94.843 0.5471m3/s3600 3.684R D 3.364 17.53 58.971kmol/hLsLM Lm3600 LmS8971 105.7130.00129m3/s3600 1342.9(2)提馏段VV 76.501kmol/hVsVMVm76.501 129.536 0.5249m3/s

27、3600 5.2443600 VmL F 58.97155.43 114.401kmol / hLs114.401 询4760.00305m3/s3600 Lm 3600 1462.62.6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HT0.40m，取板上液层高度hL上 0.06m1217UmaxHT- hL上 =0.40-0.06=0.34m式中的C C20(尙)。.2(3-1)2.6.1.1精馏段LsVsLmVm0.00129 36000.5471 3600咤 0.0453.68418依公式（3-1 ） C C20200.20.072 空200.20.07551.440m/s故

28、:按化工机械标准，塔径圆整为0.9m。LsVsVm0.00305 36000.5249 36001462.65.244120.097查图3-1得C200.064依公式（3-1）20m200.20.0640.220.97200.0646Umax O.0646621.077m/s取安全系数为0.7，贝u0.7 umax 0.7 1.0770.7539m/smax故:J4 O.52490.942mV 0.7359按化工机械标准10，塔径圆整为1.0m,板间距取0.4m合适。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=1.0n。2.6.1.

29、3空塔气速塔的横截面积:2 2 2D - 1.00.7854m44由图 3-17,9得 C20 =0.072umax 0.0755j1342396J684V 3.684取安全系数为 0.7，贝U: u 0.7 Umax 0.7 1.4401.008J4 O.54710.831m 1.0082.6.1.2 提馏段19则空塔气速为:UmVsAT牆 0.697m/S塔的横截面积:则空塔气速为:um-D4AT2 2 2-1.00.7854m40.5249 c L ,-0.665m/s0.78542.6.2.1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D 100

30、0mm时，每隔68层设一人孔，故此塔人800mm根据化工设备机械要求 孔设3个。精馏段有效高度为提馏段有效高度为(N(N2) HT (13 2)2) HT (13 2)0.44.4m0.44.4m故精馏塔的有效高度为z。4.44.4 0.8 311.2m262精馏塔高度的计算262.2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 100r下的许用应力为 170MPa Pc=1.1Pw=1.1 0.11953=0.131MPat0.131 1000PcDi/(2 t Pc)- 0.482mmpcDiPc 2 170 0.8 0.131又对

31、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 =4mn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6mn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=0.8t1 0.131 100020KPCDC/(2 0.5PC) - 0.482 mmPCDCPC 2 170 0.8 0.131 0.5又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的min =3mm故取=3mm21(3)校核

32、水压试验强度:TP(Die) O.9 cs2 e式 中 PT=1.25PC=1.250.131=0.164MPa，e = n -C=6-1.20=4.80mm ，0.9S=0.9 0.8 345=248.4MPa可见T O.9 S，故水压试验强度足够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(10002 16)(0.2 0.4) 103832mm基础环外径：Dob(1000 2 16)(0.2 0.4) 103 1232 mmd = +C2 =3+1=4mm由 d =4mn查得 C1 =0.2mm d +C1 =4.2mm

33、经圆整取 n=5mm复验n 6%5 6%0.30mm 0.20mm，故最后取C1=0.20mm该塔体可用6mn厚的16MnR钢板制作。由公称直径1000mm查得曲面高度hi=250mm直边高度ho=25mm故选用封头 Dg800 2, JB115473S=345MPaO.164(8004.80)17.17M Pa24.80(4)裙座塔底常用裙座支撑，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Mso。(5)除沫器22选择，已知HT0.4m，可选择塔顶空间HD2HT0.

34、8m，塔底空间HB 3HT 1.2m。封头高度H F h1h0275mm0.275mH HD Z。 HBH裙 H封 0.811.2 1.2 20.27515.475m降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构空塔气速较大，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：u k二，系数k 0.107C “r 1342.9 3.684,u 0.107 -2.040 m/s3.684除沫器直径：D/ 4 0.547匚 0.584mV u V3

35、.14 2.040(6)塔的总体高度塔顶部空间咼度是指塔内最上层板与塔顶的间距，塔底部空间咼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因此， 塔总体高度2.6.3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，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23(2)溢流堰高度hw计算如下：hwhL上 hOW依式how2.84 匚 Ls-E 1000IW近似取E=1,则how2.840.00129360010000

36、.660230.0104 m取板上清夜高度hLhow2.8410000.06 mhw0.06hw0.060.00305 36000.660230.0185m-0.0104-0.01850.04960.041 5m由 IW 0.66，查图 3-2 知：Af0.076WdD0.135DAT故Af0.076AT0.0760.78540.0597mWd0.135D0.135 1.00.135m液体在降液管中的停留时间，即3600AfHT3600 0.0597 0.400.00129 360018.5s 5s（合理）3600 0.0597 0.400.00305 36007.83s5s（合理）(4)降液

37、管底隙高度h0Lsh03600IWU0lW 0.66D0.66 1.00.660m(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af2Ls24取 u00.10m/sh。O.。0129 36000.0195m3600 0.660 0.10选用凹形受液盘，深度hwh0O.。030536000 0462m3600 0.660 0.1050mm。263.2塔板布置(1)因为D 800mm故采用分塔式，塔板分为3块。(2)边缘区宽度确定取Ws Ws 0.065m，Wc0.035m。(3)开孔区面积计算开孔面积X 寸 r2 - X2-r1802. -1 xsin 一r其中D27WdWs0.51.020.035(0.13

38、50.065)0.300 m0.46 5m0.300 J0.4652 - 0.3000.4652180sin100.516m20.465由于处理的物系无腐蚀，可选3mm的碳钢板,取筛孔直径d0 6mm。29 4 291337个筛孔计算及其排列筛孔按正三角形排列，t=(2.55) d0取孔中心距t为t 3.5d0 3.5 6 21mm开孔率为0.907(Y)20.907(進)20.0217.4% (在 515%围内)25筛孔数目n如图3,经计算得：n 26 28 2526依式2.7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hp hchlh(1)干板阻力hc计算筛板塔孔分布图图3气

39、体通过阀孔的气速为UoVsO.547114.33m/s0.074 0.516UoVsO.524913.75m/s0.074 0.516干板阻力hc =0.051（当）2（）C0L由d0/6/32，查图3-3得:C。0.78hc 0.051（釜）2（謊）0.0472m 液柱hc 0.051（签）2（誥）0.0568m 液柱2728图2-4孔流系数(2)气体通过液层的阻力h由式计算的，即 h1hL0.54710.7854 0.0597UaVATsAf0.754m/SFaUa 120.754J3.684 1.447kg1/2 /(s m1/2)查图3-4得0.60hihL(hwhow)0.60 (0

40、.0496 0.0104)0.0360m液柱Ua0.53690.740m/sAT Af 0.7854 0.0597Vs查图3-4得h1Fa0.740/5.2441.695kg1/2/(s m1/2)0.57hL(hW hOW)0.57 (0.0415 0.0185)0.0342m 液柱图2-5充气系数32930精馏段：h4 LLgdo(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3h一4 25.3 10- 0.00128m 液柱1342.9 9.81 0.006气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即hphch, hhp =0.0472+0.0360+0.00128=

41、0.0845m 液柱气体通过每层塔板的压降为Pp hp Lg 0.0845 1342.9 9.811112.9Fa 0.7kFa（设计允许值）4 20 97 10 3提馏段：h 4 0.000974 m液柱1462.6 9.81 0.006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FS hp Lg 0.920 1462.6 9.811319.7Pa 0.7kParI）, dfl （1,5 LG巳02. 5 丄（J31实际孔度U013.75m/s U0,minhf2.5hL 上 2.5 0.06

42、0.15m故 ev5.7 10 ：25.3 10 3(0.754(0.400.15严 0.00816 液/kg 气 0.1kg 液/kg 气U0,min4.43C/(0.0056 0.13上 h) / V(3-2)u0,min4.430.78(0.0056 0.13 0.06-0.00128) 1342.9/3.684 7.263m/s实际孔度U014.33m/s U0,min稳定系数为K14里1.9731.5，精馏段无明显液漏。u 0,min7. 263u 0,min4.430.7(0.0056 0.13 0.06-0.000974) 1462.6/5.244 6.451m/s2.7.2液面

43、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5.7 10 6(Ua)3.2(HT hf)故在本设计中液沫夹带量e/在允许范围内。6故 ev 爲1K (0；060后严 0.007kg 液/kg 气0.1kg 液/kg 气 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32提馏段无明显液漏。0.153 (0.00129一)20.00154m0.660 0.0195Hd0.08450.06 0.001540.146m 0.225hdL 20.0

44、153(忒)O.153(O.。00305 )20.0153m0.660 0.0462Hd0.09200.06 0.001530.154m0.221稳定系数为 K13752.1121.5，U0,min6.4512.7.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd(HT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U0,min4.43C(0.0056 0.13上 h ) J vVs,minU0,minA0(HT0.5(0.400.0496)0.225m(H

45、Tg)0.5(0.400.0415)0.221m而HdhphL上hd四氯化碳-二硫化碳物系属于一般物系，取0.5,则板上不设进口堰，hd可由hd)2o.15氓33Vs,min4.43C0An 0.0056 0.13hw22.84 匚(Lh 3 h /-E() h L / V 1000 Iw0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下:h 2.84 EhOWE10002lWg hLhOWVs, min4.43 0.78 0.0740.516整理得0.00128 1342.93.6842.8.1.2液体夹带线ev5.7 10 6 (Ua )3.2HT hf)UaVsVsATAf0.78540.

46、05971.378Vs整理得2.8.1.3hfhWhOWhfHTVs2.5hL 2.5(hW 忙)0.0496m2.8410000.12423600Ls 7_(-)3 *0.880Ls30.66022.200Ls3hf0.27622.200Ls35.7 10 6(10 0.27625.30.345液相负荷下限线1.378V s2)3.2 0.12.200Ls3210.726 Ls33435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2.84 E (3600Ls)2/31000( Iw2/30.880Ls取E=1,则, /0.006 1000、3/2 /0.660、Ls

47、,min(_ _ )2.8436000.00056m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。281.4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Af H T5Ls(3-3).Af HTLs,max0.0597 0.405据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。2.8.1.50.00478m3/s液泛线Hd(HThw)(3-4)HdhphL上hd；hphchih ； hlhb上; h上hWhow联立得HT (1) hW(1)hOWhchd h忽略h ,将how与Ls, hd与Ls, hc与 Vs的关系式代入（4）式，并整理得式（3-5 ）中aVs2

48、.-2. 2/3bcLsd Ls(3-5)0.051 (_ )(3-6)3637将有关的数据代入，得HT (3-7)0.153(Iwh。)2(3-8)2.84 10 3E(1)(3600 )2/3)()(3-9)0.0512(空684)0.158(0.074 0.516 0.78)2 1342.90.5 0.40(0.5 0.60 1) 0.04960.1450.153(0.660 0.0195)2923.732.84 10 3 1 (10.60)(0S0)2/3 140838222/30.158Vs20.145 923.7L； 1.408L；Vs20.918 5846.2L2 8.911L2

49、/3查图2-4，可知:图2-6精馏段负荷性能图Vs,max 0.5972m3/s ，Vs,min 0.202m3/s100039故精馏段弹性操作为Vs,maxVs, minO.59722.9560.2022.8.2提馏段:2.8.2.1漏液线U0,min4.43C(0.0056 0.130上L/ VhwVs,minVs,min整理得2.8.2.2hL 上hOWU0,minVs,minAohOW1000 IW皿冷。.0056 Og （皆4.43 0.78 0.7040.5161 0.00560.13 0.045284 13600 L s y10000.660Vs,min0.132.795 91.

50、908Ls3液体夹带线以eV 0.1kg液/kg气为限，求Vs - Ls关系如下:UahfhwhoWhfHTh L/ V0.0009741462.65.2445.7 10 6 (VsATAfUa)3.2HT hf)Vs0.78540.05972.5hL2.5(hwhOW )0.0415m2.843600Ls 2 /31 (加1.378Vs2/30.880Ls0.1038C2/32.200Ls2/3hf 0.2962 2.200Ls1000404130.00056m /s2.823液相负荷下限线0.006 1000 3/2 0.660Ls,min(214 )(焦00)据此可作出与气体流量无关的垂

51、直液相负荷下限线。.AfHTLs,max0.0597 0.400.004776m3/s整理得Vs6爲拦猛R-2 0-11.378V s2 /31.3618 10.115Ls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：取E=1,则:2.841000(3600L)2/30.006l W2.8.2.4液相负荷上限线5s作为液体在降液管中停留时间的下限,由式（3-3 ）得AfHTLs5422.8.2.5液泛线令Hd(HT(3-10)由Hdhp hLhd； hphc h1 h ； h1九；hvhOW(3-11 )联立得（3-10 ）、(3-11 )得HT1)hW(1)hOWhc

52、 hd h式，并整理得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，he与VsW关系式代入（3-10）43(0.074 0.5162.840.2061Vs2aVs2 b cLS d L2/3将有关的数据代入(3-6 )、(3-7 )、(3-8 )、( 3-9)，得0.051/ 5.244、 C CC一-( -)0.2061 0.78)2 1462.610 3 1(10.57)2/31.3820.6600.1556 164.561；1.382Ls2/30.5 0.40(0.50.571) 0.04150.15560.153(0.660 0.0462)2164.

53、56Vs2 0.755798.451： 6.705Ls2/3图2-7提馏段负荷性能图,Vs,min 0.1759m3/s查图 3-6，可知：Vs,max 0.4392m3 / s故提馏段弹性操作为VS,maXVs, min0.43920.17592.4974445（1）塔顶蒸气出口管径，取u=13m/su根据工艺标准，选取（2）回流管管径,根据工艺标准，选取（3）塔底进气管,D J匸 0.5471.J- 0.231mV U 13219 4.0规格的热轧无缝钢管。取 u=1.0m/sf (41?(4 0.00129 cc,D X -7 0.041m、u、1.042 4.0规格的热轧无缝钢管。直管

54、进气u=13m/s根据工艺标准，选取（4）加料管管径219样严詈9 0.227m3.5规格的热轧无缝钢管。LFS昱A臾 0.000802m3/s3600 LF 3600 1442.7取 u=1.0m/s42根据工艺标准，选取（5）料液排出管管径黑严晋0.042m4.0规格的热轧无缝钢管。FSW Mw3600 LW1(4LWS(4 0.00108 c J- V- 0.048 mV u V0.64.0规格的热轧无缝钢管。3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沁尊 0.00063m3/s3600 1482.4u=0.6m/s.表4-1管

55、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42 3.542 3.548 3.5219 3.5219 3.5根据工艺标准，选取 484615C。由汽液平衡数据tF 61.7 r tD 47.65 rtW 75.26 r则 tD =47.65 C时:3.2热量衡算3.2.1加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度120C。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30r，温升15C。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

56、差小，传热面积大，综合考虑选择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厂47由物性表 7 查得Cp177.37kJ /kmolCp2133.84kJ /kmolC PmC p1xCp2(1x)C PDm77.37 0.96133.84 0.04 79.629kJ /(kmol K)由物性表 7 查得Cp179.35kJ /kmol KCp2141.74kJ / kmol KCPWm79.35 0.024 141.74 0.976 140.243kJ /( kmol K)tF =61.7 C时:由物性表查得Cp178.85kJ /kmol KCp2137

57、.24kJ / kmol KCPFm78.85 O.32 137.24 O.68 118.555kJ /(kmol K)当 tD =47.65 C时,由物性表查得r126.71kJ /molr231.55kJ /molrDmr1xDxD) 26.71 0.96 31.55 0.04 26.90kJ /mol塔顶以OC为基准,则OC上升热量QQV VCPDm tD VrDmQV 76.5O179.629 47.65 76.5O1 26.9 1O3 2.3481 1O6kJ /h塔顶馏出液热量 QD:tw =75.26 C时:48QD DC PDmtD 17.53 79.629 47.65 6.6

58、5 104kJ /hQR LC PDm t D 58.971 79.62947.652.238105kJ/hQ F FC PFm tF55.43 118 . 55561.74.055105kJ / hQW WC PWmtW 37.90 140.24375.264.000105kJ/h回流液热量 QR ：进料热量 QF ：塔底残液热量：冷凝器消耗的热量 :QCQV QR Q D (13.6 1.284 0.383) 105 1.193 106再沸器提供的热量Q （全塔范围内列热量衡算式）塔釜热损失为5%则塔釜热 损失 Q 0.05QB再沸器实际热负荷：0.95QB QC QW QD QF(20.

59、578 4.000 0.665 4.055) 105 21.188 105 计算得：QB 2.230 106kJ /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

60、、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。4936.7,95In -58.375.16根据全塔热量衡算得QF4.055 105kJ/h ,传热面积：八估Khm4.055 105 /3.614.99m210075.16考虑20%的面积裕度，A古1.20 14.99 17.9m2根据A估，在系列标准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