化工原理课程设计分离四氯化碳二硫化碳混合物

1、评定单元评审要素评审内容分值成 绩设计文档70%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工艺计算过程工艺计算过程是否正确、完整和规范30设计图纸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 日目录一、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4料液、塔顶及塔底产品含二硫化碳的质量分数42.2.

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9、塔工艺条件及物性数据计算9操作要求的计算9平均摩尔质量计算102.4.3 平均密度计算10液体平均表面张力的计算122.4.5 液体平均黏度的计算132.5 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14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、3 雾沫夹带量的验算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30接头管设计303.2 热量衡算313.2.1 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36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43三、参考文献45四、后记及致谢46五、附录（图）46一、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

4、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%。2 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。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。

5、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）；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Aspen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；编制设备一览表。（3）绘制工程图样工艺流程简图一张；物料流程图（PFD）一张，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-Word编辑，保存为DOC

6、格式；所有的图纸均用AutoCAD绘制（A4）。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

7、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

8、。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。2 工艺设计计算工艺计算及主体设备设计 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 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

9、沸点()密度(g/)二硫化碳四氯化碳2.2.1料液、塔顶及塔底产品含二硫化碳的质量分数2.2.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量2.2.3物料衡算原料处理量 每小时处理摩尔量 总物料衡算 (2-1) 易挥发组分物料衡算(2-2) 联立(2-1)，(2-2)可得：2.2.4 质量恒算年产量为10000t/a，按300天生产时间计算，则： 1388.9F-W表2-2 物料衡算表 基准 1h输入输出项目KmolKg项目kmolkg进料馏出液釜残液总计 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碳摩尔分率x气相中二硫化碳摩尔分率y温度/

10、液相中二硫化碳摩尔分率x气相中二硫化碳摩尔分率y温度/0011图2-1 二硫化碳与四氯化碳的气液相图2.3.1.1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 进料温度 塔釜温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度 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： (1)塔顶处液相组成 (2)进料口处汽相组成 (3)塔釜处汽相组成 2.3.1.3相对挥发度的求解 （1）塔顶处相对挥发度 （2）进料处相对挥发度 （3）塔釜处相对挥发度（4）精馏段平均相对挥发度 （

11、5）提馏段平均相对挥发度 （6）平均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：2.3.1.4直线方程的求解（1）平衡线方程 （2）q线方程 （3）最小回流比及操作回流比R 依公式：R=2Rmin64（4） 精馏段操作线方程 （5）提馏段操作线方程2.3.1.5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0404294981260.91707520.35120.68400.84650.11570.25000.53730.74740.070090.16110.40503430.038630.0928

12、80880.532318530.04585图2-2 精馏塔塔板数绘图不同温度下-的气液相点精馏塔板数的相关坐标点xyXyxy0.40503430.11570.16110400.40500.53230.070090.16110.90400.91700880.53230.070090.092881260.91700884980.038630.092881260.84654294980.038630.045850.68400.84654290.351218530.045850.68400.74747520.3512第7块为进料板0.53730.74747520.2500塔板总数12块0.537334

13、30.11570.2500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: 查表1可知：二硫化碳的L1=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：实际塔板数：NT=12-1=11，精馏段6块，提馏段6块。 精馏段：N=6/ET72=13（层）提馏段：=6/ET72=13（层）2.4、塔工艺条件及物性数据计算塔顶压力=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

14、降约在0.41.1kPa），则： 进料板压力：PF=101.33+130.7=113kPa 塔釜压力：=111.13+130.7=1 kPa 精馏段平均操作压力：提馏段平均操作压力：平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量的计算：由查平衡曲线得： 进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查得：70 精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量：2.4.3 平均密度计算2.4.3.1气相平均密度 由 PVnRT 推出：（1） 精馏段平均气相密度：（2） 提馏段的平均气相密度2.4.3.2液相密度表2-5 不同温度下-的密度列表温度/47.65二硫化碳液体密度(kg/m)122312001179四氯化碳液体密度(kg/m

15、)154215141487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 ， 即： （2） 进料板处其中 =0.189，（3） 塔釜处液相组成 其中 =0.012，=0.988（4） 精馏段平均液相密度（5） 提馏段的平均液相密度液体平均表面张力的计算表2-6 不同温度下-的表面张力温度/47.65二硫化碳四氯化碳 液相平均表面张力依下式计算（1）塔顶液相平均表面张力的计算（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（3）精馏段液相平均表面张力（4）提馏段液相平均表面张力2.4.5 液体平均黏度的计算表2-7 不同温度下的黏度温度/ 二硫化碳液体黏度

16、（mPa·s）四氯化碳液体黏度（mPa·s） 液相平均黏度依式计算，即（1） 塔顶液相平均黏度的计算 由=47.07查手册3,4得：；（2）进料板液相平均黏度的计算 由=61.7查手册得：；（3）塔釜液相平均黏度的计算 由=75.26查手册得：；（4）精馏段液相平均黏度（5）提馏段液相平均黏度2.5 精馏塔气液负荷计算（1）精馏段（2）提馏段2.6 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算塔径的计算取板间距，取板上液层高度由 式中的C4由 （3-1）2.6.1.1 精馏段HT- 由图3-17,9 依公式（3-1） 取安全系数为0.7，则： 故： 按化工机械标准，塔径圆整为0.9m。2.

17、6.1.2提馏段 查图3-1得 依公式（3-1） 取安全系数为0.7，则： 故： 按化工机械标准10，塔径圆整为m, 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=m。2.6.1.3空塔气速塔的横截面积：则空塔气速为：塔的横截面积：则空塔气速为：2.6.2 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800mm，根据化工设备机械要求时，每隔68层设一人孔，故此塔人孔设3个。精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 故精馏塔的有效高度为 2.6.

18、2.2精馏塔总高度（1）筒体壁厚 查得16MnR在100下的许用应力为170MPa，Pc=W=1953=0.131MPa 又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的=3mm，故取=3mm=+=3+1=4mm 由=4，+=4.2mm，经圆整取=5mm 复验，故最后取=0.2mm，该塔体可用6mm厚的16MnR钢板制作。（2）封头 又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的=3mm，故取=3mm=+=3+1=4mm 由=4，+=4.2mm，经圆整取=5mm 复验0mm，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（3）校核水压试验

19、强度： 式中PTPC3164MPa，=-0=4.80mm，=345MPa 则= 可见，故水压试验强度足够（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： 基础环外径： 圆整：，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。（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

20、隙大及实用方便等优点。 设计气速选取：，系数 除沫器直径：（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，可选择塔顶空间，塔底空间。封头高度因此，塔总体高度2. 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 取堰长为0.66D 即（2）溢流堰高度计算如下： 依式 近似取E=1，

21、则取板上清夜高度 （3）弓形降液管宽度和截面积由，查图3-2知：故 液体在降液管中的停留时间，即（4）降液管底隙高度h0取则 选用凹形受液盘，深度。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（3）开孔区面积计算开孔面积 其中（4）筛孔计算及其排列 由于处理的物系无腐蚀，可选的碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，t=(2.55)取孔中心距t为开孔率为（在515%范围内）筛孔数目n如图3，经计算得：图3 筛板塔孔分布图气体通过阀孔的气速为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 依式 （1）干板阻力计算干板阻力

22、 =由，查图3-36得： 故 液柱故 液柱图2-4 孔流系数（2）气体通过液层的阻力由式计算的，即查图3-47得 故 查图3-4得 故 图2-5 充气系数（3）液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由式计算即精馏段： 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即=0.047260845m液柱 气体通过每层塔板的压降为提馏段： 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即568920m液柱 气体通过每层塔板的压降为2.7.2 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 雾沫夹带量的验算 液沫夹带量由式计算，即故 故在本设计中液沫夹带量在允

23、许范围内。故 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。2.7.4 漏液的验算 对筛板塔，漏液点气速可由式（3-2）计算得（3-2）实际孔度 稳定系数为，精馏段无明显液漏。实际孔度 稳定系数为，提馏段无明显液漏。2.7.5 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从四氯化碳-二硫化碳物系属于一般物系，取而 板上不设进口堰，可由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 由得 整理得 2.8.1.2液体夹带线 以由 故 整理得 2.8.1.3液相

24、负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度取E=1，则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 以作为液体在降液管中停留时间的下限，由式（3-3）得（3-3）故 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 （3-4）由 联立得 忽略（3-5）式（3-5）中 （3-6） （3-7） （3-8）（3-9）将有关的数据代入，得故 图2-6 精馏段负荷性能图查图2-4，可知： ，故精馏段弹性操作为2.8.2 提馏段：2.8.2.1漏液线 由得 整理得 2.8.2.2液体夹带线 以由故 整理得 2.8.2.3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层

25、高度：取E=1,则：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。2.8.2.4液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限，由式（3-3）得故 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 （3-10）由 （3-11）联立得（3-10）、（3-11）得忽略将有关的数据代入（3-6）、（3-7）、（3-8）、（3-9），得故 图2-7提馏段负荷性能图查图3-6，可知：，故提馏段弹性操作为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 （1）塔顶蒸气出口管径，取u=13m/s根据工艺标准，选取规格的热轧无

26、缝钢管。根据工艺标准，选取规格的热轧无缝钢管。 （3）塔底进气管，直管进气 u=13m/s根据工艺标准，选取规格的热轧无缝钢管。（4）加料管管径根据工艺标准，选取规格的热轧无缝钢管。（5）料液排出管管径取 u=0.6m/s, 根据工艺标准，选取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

27、。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QFQWQDQLQWQV由汽液平衡数据 则=47.65时：由物性表7查得 =75.26时：由物性表7查得 =61.7时：由物性表查得当=47.65时，由物性表查得塔顶以0为基准，则0上升热量塔顶馏出液热量：回流液热量：进料热量：塔底残液热量： 冷凝器消耗的热量:再沸器提供的热量（全塔范围内列热量衡算式8）塔釜热损失为5%，则塔釜热损失再沸器实际热负荷：计算得：3.3 换热器的选择换热器是化工、石油、动力、

28、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

29、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。U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

30、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，水蒸汽温度120120，料液走壳程，水蒸汽走管程。逆流操作，温差较大，故选用U型管换热器。选用的传热管（碳钢）。根据经验估计传热系数。根据全塔热量衡算得，传热面积：考虑20的面积裕度，根据，在系列标准（JB/T 4714-92）中选择换热管为mm（管心距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17.9，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，管程水蒸气流速。由上面选型得：管程数，管长。流体污垢较少，故管板选用正

31、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、比热容、导热系数，粘度。管程压降：不需要改变管程数。管程给热系数： 湍流，故无需改变换热器型号。（3）计算传热系数管壁的导热系数，壳程传热系数，因此，换热器的总传热系数此时传热面积：考虑20的面积裕度，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mm（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17.9，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3045，料液温

32、度（饱和气）（饱和液），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。选用的传热管（碳钢）。根据经验估计传热系数。根据全塔热量衡算得，传热面积：考虑20的面积裕度，根据，在系列标准（JB/T 4714-92）中选择换热管为mm（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29.0，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，管程冷却水流速。由上面选型得：管程数，管长。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下的有关物性参数如下： 密度，比

33、热容，导热系数，粘度管程压降：需要改变管程数，在系列标准（JB/T 4714-92）中重新选择换热管为mm（管心距25mm）的换热器，其基本参数为：公称直400mm，管程数1，管子根数174，换热面积30.1，换热管长度3000mm。再次算得管程压降：不需要改变管程数。管程给热系数： 湍流，故无需改变换热器型号。（3）计算传热系数管壁的导热系数，壳程传热系数，因此，换热器的总传热系数：此时传热面积：考虑20的面积裕度，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mm（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

34、数174，换热面积30.1，换热管长度3000mm。3.3.3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，水蒸汽温度120120，料液走壳程，水蒸汽走管程。逆流操作，温差较大，故选用U型管换热器。选用的传热管（碳钢）。根据经验估计传热系数。根据全塔热量衡算得：传热面积：考虑20的面积裕度，根据，在系列标准（JB/T 4714-92）中选择换热管为mm（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146.5，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，管程水蒸气流速。由上

35、面选型得：管程数，管长。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、比热容、导热系数，粘度。管程压降：不需要改变管程数。管程给热系数： 湍流，故无需改变换热器型号。（3）计算传热系数管壁的导热系数，壳程传热系数，因此，换热器的总传热系数：此时传热面积：考虑20的面积裕度，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/T 4714-92）中选择换热管为mm（管心距25mm）的U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146.5，换热管长度6000mm。3.4 泵的选型由上面设

36、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=0.8+0.4(13-2)+1.2+2=m，90O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，总的局部阻力系数为：由上面设计可知：进料液密度为：，黏度为则： （湍流)取管壁绝对粗糙度，则：查图可知：则：在两截面之间列柏努利方程求泵的扬程为：流量为：所选泵的额定流量和扬程应略大于系统所需的，又料液物性和清水相差不大，故可选用清水泵。查泵性能表，根据JB/T 9799.1-1999，进料泵型号为：IB50-32-200表4-4 泵性能表型号IB50-32-200流量/h扬程m功率Kw机轴转速r/min1450效率4