word文檔可自由編輯word文檔可自由編輯word文檔可自由編輯濱州學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)題目二硫化碳-四氯化碳浮閥精餾塔的設(shè)計(jì)系（院）化學(xué)與化工系專業(yè)應(yīng)用化學(xué)班級(jí)2009級(jí)2班學(xué)生姓名學(xué)號(hào)指導(dǎo)教師職稱2012年6月6日化工原理（下）課程設(shè)計(jì)題目：處理量為48000噸/年二氯化碳和四氯化碳體系精餾分離板式塔設(shè)計(jì)板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目：二硫化碳-四氯化碳分離精餾分離板式塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件設(shè)計(jì)任務(wù)：生產(chǎn)能力（進(jìn)料量）48000噸／年操作周期7200小時(shí)／年進(jìn)料組成32%的二硫化碳和68%的四氯化碳（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）塔頂產(chǎn)品組成餾出液96%的二硫化碳，塔底產(chǎn)品組成釜液2.4%的二硫化碳操作條件操作壓力塔頂壓強(qiáng)為常壓（表壓）進(jìn)料熱狀態(tài)泡點(diǎn)進(jìn)料設(shè)備型式廠址新鄉(xiāng)地區(qū)三、設(shè)計(jì)內(nèi)容：設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明工藝計(jì)算主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)塔徑及蒸餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定塔板的流體力學(xué)校核塔板的負(fù)荷性能圖總塔高、總壓降及接管尺寸的確定輔助設(shè)備選型與計(jì)算設(shè)計(jì)結(jié)果匯總工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖設(shè)計(jì)評(píng)述目錄摘要..........................................................................緒論..........................................................................流程的設(shè)計(jì)及說明................................................................第一章塔的工藝設(shè)計(jì).............................................................1．精餾塔的物料衡算..........................................................51.1原料液、塔頂和塔底的摩爾分率..............................................51.2原料液平均摩爾質(zhì)量........................................................51.3物料衡算..................................................................51.4進(jìn)料熱狀況的確定..........................................................52．塔板數(shù)的確定..............................................................52.1理論板層數(shù)Nt.............................................................52.1.1相對(duì)揮發(fā)度的求取.........................................................52.1.2最小回流比及操作回流比的確定.............................................62.1.3精餾塔的氣液相負(fù)荷.......................................................62.1.4操作線方程...............................................................72.1.5逐板計(jì)算法確定理論塔板數(shù).................................................72.2實(shí)際板層數(shù)的確定..........................................................82.1液相的平均黏度...........................................................82.2.1.1塔頂、塔底溫度的求取................................82.2.1.2液相的平均黏度......................................82.2.1.3精餾段和提餾段相對(duì)揮發(fā)度............................82.2.1.4全塔效率E和實(shí)際塔板數(shù)..............................9T3．精餾塔的工藝條件和有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算......................................93.１操作壓力的計(jì)算...........................................................93.2平均摩爾質(zhì)量計(jì)算..........................................................93.3平均密度的計(jì)算............................................................103.1氣相平均密度.............................................................103.2.2液相平均密度（部分?jǐn)?shù)據(jù)見表2）............................................103.3液體表面張力的計(jì)算（部分?jǐn)?shù)據(jù)見表3）.......................................114．精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算..................................................114.1塔徑的計(jì)算................................................................115．塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算..................................................125.1溢流裝置的計(jì)算.........................................121.1溢流堰長.............................................125.1.2溢流堰高h(yuǎn)w...........................................125.1.3降液管寬度W與降液管面積A..........................12 d f5.1.4降液管底隙高度h......................................125.2塔板布置...............................................135.2.1邊緣區(qū)寬和安定區(qū)寬...................................132.2開孔區(qū)面積...........................................135.3浮閥數(shù)n與開孔率?......................................136．塔板的流體力學(xué)的驗(yàn)算......................................................146.1塔板壓降...............................................141.1干板阻力.............................................141.2淹塔.................................................146.2泛點(diǎn)率.................................................147.塔板負(fù)荷性能圖.............................................................147.1霧沫夾帶線.............................................147.2液泛線.................................................157.3液相負(fù)荷上限線.........................................167.4漏液線.................................................167.5液相負(fù)荷下限線.........................................167.6負(fù)荷性能圖.............................................16現(xiàn)將計(jì)算結(jié)果匯總與下表.......................................................17第二章熱量衡算.................................................................2.1相關(guān)介質(zhì)的選擇............................................................182.2蒸發(fā)潛熱衡算..............................................................182.2.2塔底熱量.............................................192.3焓值衡算...............................................20第三章輔助設(shè)備.................................................................3.1冷凝器的選型..............................................................233.1.1計(jì)算冷卻水流量.......................................233.1.2冷凝器的計(jì)算與選型...................................233.2冷凝器的核算...........................................243.2.1管程對(duì)流傳熱系數(shù).....................................243.2.2殼程流體對(duì)流傳熱系數(shù).................................253.2.3污垢熱阻.............................................263.2.4核算傳熱面積.........................................262.5核算壓力降...........................................263.3泵的選型與計(jì)算.........................................28再沸器的選型與計(jì)算.....................................29加熱介質(zhì)的流量......................................29再沸器的計(jì)算與選型..................................29第四章塔附件設(shè)計(jì)...............................................................4.1接管...................................................301.1進(jìn)料.................................................304.1.2回流管...............................................304.1.3塔底出料管...........................................304.1.4塔頂蒸氣出料管.......................................304.2筒體與封頭.............................................314.2.1筒體.................................................314.2.2封頭.................................................314.3除沫器.................................................314.4裙座...................................................314.5人孔...................................................324.6塔總體高度的設(shè)計(jì).......................................324.6.3塔立體高度...........................................32符號(hào)一覽表...................................................................33參考文獻(xiàn).....................................................................35結(jié)束語.......................................................................35

摘要化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同，并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達(dá)到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計(jì)書對(duì)二硫化碳和四氯化碳的分離設(shè)備─浮閥精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括：工藝計(jì)算，輔助設(shè)備計(jì)算,塔設(shè)備等的附圖。浮閥塔因具有優(yōu)異的綜合性能，在設(shè)計(jì)和選用塔型時(shí)常被首選的板式塔。優(yōu)點(diǎn)：①生產(chǎn)能力大，比泡罩塔提高20%——40%；②操作彈性大，在較寬的氣相負(fù)荷范圍內(nèi)，塔板效率變化較小，其操作彈性較篩板塔有較大的改善；③塔板效率較高，因?yàn)樗臍庖航佑|狀態(tài)較好，且氣體沿水平方向吹入液層，霧沫夾帶較??；④塔板結(jié)構(gòu)及安裝較泡罩塔簡單，重量較輕，制造費(fèi)用低，僅為泡罩塔的60%——80%左右。其缺點(diǎn)：①在氣速較低時(shí)，仍有塔板漏液，故低氣速時(shí)板效率有所下降；②浮閥閥片有卡死吹脫的可能，這會(huì)導(dǎo)致操作運(yùn)轉(zhuǎn)及檢修的困難；③塔板壓力降較大，妨礙了它在高氣相負(fù)荷及真空塔中的應(yīng)用。根據(jù)任務(wù)設(shè)計(jì)書，精餾設(shè)計(jì)的主要設(shè)備的工藝計(jì)算——物料衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對(duì)精餾塔的運(yùn)算，按逐板計(jì)算理論板數(shù)為24，其中精餾段有13塊，提餾段11塊，塔徑為1.0m塔，回流比為2.07。塔頂使用全凝器，部分回流。操作彈性為2.7,通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。用160℃飽和蒸汽加熱，用16℃循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。

緒論化工生產(chǎn)中常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的?；ト芤后w混合物的分離有多種方法，蒸餾及精餾是其中最常用的一種。蒸餾是分離均相混合物的單元操作之一，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。為實(shí)現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應(yīng)用的核心問題，為此而提出了精餾過程。精餾的核心是回流，精餾操作的實(shí)質(zhì)是塔底供熱產(chǎn)生蒸汽回流，塔頂冷凝造成液體回流。我們工科大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力、解決實(shí)際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸并了解實(shí)際生產(chǎn)的大好機(jī)會(huì)，我們應(yīng)充分利用這樣的機(jī)會(huì)去認(rèn)真去對(duì)待。而新穎的設(shè)計(jì)思想、科學(xué)的設(shè)計(jì)方法和優(yōu)秀的設(shè)計(jì)作品是我們所應(yīng)堅(jiān)持努力的方向和追求的目標(biāo)。流程的設(shè)計(jì)及說明圖1板式精餾塔的工藝流程簡圖工藝流程：如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制?，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時(shí)還要設(shè)置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時(shí)發(fā)現(xiàn)問題和采取相應(yīng)的措施，常在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表。如流量計(jì)、溫度計(jì)和壓表等，以測量物流的各項(xiàng)參數(shù)。

第一章塔的工藝設(shè)計(jì)1．精餾塔的物料衡算1.1原料液、塔頂和塔底的摩爾分率二硫化碳的摩爾質(zhì)量：76kg/kmol四氯化碳的摩爾質(zhì)量：154kg/kmol0.32/76X==0.488F0.32/76(10.32)/1540.96/76X==0.98D0.96/76(10.96)/1540.024/76X==0.047W0.024/76(10.024)/1541.2原料液平均摩爾質(zhì)量M=76×0.488＋（1-0.488）×154=115.94kg/molFM=0.98×76＋(1-0.98)154=77.56× kg/molDM=0.047×76＋(1-0.047)154=150.334× kg/molW1.3物料衡算48000000原料處理量：F=57.50kmolh17200115.94總物料衡算：D＋W=57.50kg/mol二硫化碳物料衡算：D×0.98+W×0.047=0.488×57.50聯(lián)立得：D=27.18kg/molW=30.32kg/mol1.4進(jìn)料熱狀況的確定進(jìn)料方式為泡點(diǎn)進(jìn)料，q=12．塔板數(shù)的確定2.1理論板層數(shù)Nt2.1.1相對(duì)揮發(fā)度的求取由(1xA)yA，再根據(jù)表1數(shù)據(jù)可得到不同溫度下的揮發(fā)度見表 2Dx(1y) A AT,KxT,Kx1y1348.050.02960.0823346.250.06150.1555343.450.11060.2660341.750.14350.3325336.950.25850.4950332.450.39080.6340328.450.53180.7470325.450.66300.8290323.550.75740.8790321.650.86040.9320319.4511溫度,K溫度,K揮發(fā)度溫度,K揮發(fā)度348.052.94332.452.7346.252.81328.452.6343.452.91325.452.46341.752.97323.552.33336.952.81321.652.22則1012310m=2.662.1.2最小回流比及操作回流比的確定 x 2.660.488泡點(diǎn)進(jìn)料X=X=0.488；由y =0.717q F 1(1)x1.660.488xyRDqminyx q q0.980.717 1.148；即R=1.8R=2.070.7170.488 min2.1.3精餾塔的氣液相負(fù)荷L=RD=2.07×27.18=56.26kmol/hV=(1+R)D=(1+2.07)×27.18=83.44kmol/hL’=L+F=56.26+57.5=113.76kmol/hV’=V=83.44kmol/h2.1.4操作線方程精餾段操作線方程： R X 3.24 0.97yxD x 0.764x0.2288 R1 R13.241 3.241提餾段操作線方程： L'W 113.76 30.32yxXx0.0471.36x0.017V'V'w83.4483.442.1.5逐板計(jì)算法確定理論塔板數(shù)(1)精餾段利用平衡方程和精餾段操作線方程計(jì)算精餾段的塔板數(shù)：y=x=0.98 1 Dx=0.95(用平衡關(guān)系);y=0.96(用物料衡算，即操作線)2x=0.9(用平衡關(guān)系);y=0.926(用操作線)3x=0.825(用平衡關(guān)系);y=0.875(用操作線)4x=0.725(用平衡關(guān)系);y=0.808(用操作線)5x=0.613(用平衡關(guān)系);y=0.732(用操作線)6x=0.507(用平衡關(guān)系);y=0.66(用操作線)7x=0.422(用平衡關(guān)系)7x0.422x0.488D所以進(jìn)料位置在第7塊板(2)提餾段利用相平衡方程和提留段操作線方程計(jì)算提留段塔板數(shù)：x=0.4227y=0.56(用物料衡算，即操作線)8x=0.324(用平衡關(guān)系);y=0.424(用操作線)9x=0.206(用平衡關(guān)系);y=0.263(用操作線)10x=0.118(用平衡關(guān)系);y=0.143(用操作線) 10 11x=0.059(用平衡關(guān)系);y=0.063(用操作線) 11 12x=0.025(用平衡關(guān)系)12x0.025x0.047 12 w因此，理論板數(shù)為(12-1)=11層，進(jìn)料位置為第7層板。2.2實(shí)際板層數(shù)的確定2.1液相的平均黏度2.2.1.1塔頂、塔底溫度的求取根據(jù)表1內(nèi)插法求取塔頂溫度t=46.62℃D塔底溫度t=73.92℃W精餾段平均溫度t=(46.62+57.68)/2=52.15℃M2.2.1.2液相的平均黏度 進(jìn)料黏度（57.68°C）：查資料得cs=0.28mP·s；ccl=0.64mP·s 2 4lg0.488lg0.280.512lg0.64Fm0.428mPasFm 塔頂物料衡算（46.62°C）：查資料得cs=0.33mP·s；ccl=0.71mP·s 2 4lg0.98lg0.330.02lg0.71Dm0.335mPasDm塔底物料衡算（73.92°C）： 查資料得cs=0.25mP·s；ccl=0.51mP·s4lg0.047lg0.25(10.047)lg0.51Wm0.493mPasWm精餾段平均黏度D+F=0.335+0.493=0.414mPas精 2 2提餾段平均黏度W+F=0.428+0.493=0.461mPas提 2 22.2.1.3精餾段和提餾段相對(duì)揮發(fā)度根據(jù)表1用插值法求得氣相組成塔頂處氣相組成：y=0.99;D進(jìn)料處氣相組成：y=0.712F塔釜處氣相組成：y=0.122W相對(duì)揮發(fā)度塔頂處相對(duì)揮發(fā)度由x0.98;y0.99得0.99/10.992.02D D D 0.98進(jìn)料處相對(duì)揮發(fā)度由x0.488;y0.712得0.712/10.7122.59F F F0.488塔釜處相對(duì)揮發(fā)度由x0.047;y0.122得0.122/10.1222.817 W W W 0.047精餾段平均相對(duì)揮發(fā)度=DF2.022.592.305 m(精) 2 2 2.8172.59提餾段平均相對(duì)揮發(fā)度 W F2.704 m(提) 2 22.2.1.4全塔效率E和實(shí)際塔板數(shù)T全塔效率由公式E0.49（)0.245算得 T l精餾段：E0.49（2.3050.414)0.2450.496T提餾段：E0.49（2.7040.461)0.2450.464T6則精餾段實(shí)際塔板數(shù)：N6/E=12.113層精 T 0.496精餾段實(shí)際塔板數(shù)：N5/E=10.7811層精 T 0.4643．精餾塔的工藝條件和有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.１操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力：P=101.325KpaD每層塔板壓降：ΔP=0.7Kpa進(jìn)料板壓力：P=101.325+0.7×6=105.525KpaF精餾段平均壓強(qiáng)P=(105.525+101.325)/2=103.425Kpam3.2平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂摩爾質(zhì)量計(jì)算x由x=y=0.98由y得x=0.95 D 1 1(1)x 1M 0.9876(10.98)15477.56kg/kmol；VDmM 0.9576(10.95)15479.9kg/kmol；LDm進(jìn)料摩爾質(zhì)量的計(jì)算：x=0.488由平衡曲線查的：y=0.717； F FM 0.71776(10.717)15498.074kg/kmol；VFmM 0.48876(10.488)154115.94kg/kmol；LFm精餾段平均摩爾質(zhì)量：M (77.5698.074)287.82kg/kmol；Vm(精)M (79.9115.94)297.92kg/kmolLm(精)3.3平均密度的計(jì)算3.3.1氣相平均密度pMm Vm(精)由理想氣態(tài)方程Vm(精) RT 得 pM 103.42587.82m Vm(精)3.36kg/m3Vm(精) RT 8.314(52.15273.1)3.2.2液相平均密度（部分?jǐn)?shù)據(jù)見表2）①塔頂部分依下式：1AB（為質(zhì)量分率）；其中=0.96,=0.04；即： Lm A B LA LB 0.96 0.041 1234.2kg/m3；Lm 1224 1543 Lm②進(jìn)料板處：加料板液相組成由x=0.488得=0.32； F AF10.3210.321396.12kg/m3；LFm12061508LFm提餾段的平均液相密度：(1234.21396.12)21315.2kg/m3Lm(提)表2表2位置溫度（℃）2()3(/)CSkgm4()3(/)CClkgm2()CS4()CCl塔頂46.62122415430.9410.059進(jìn)料口進(jìn)料口57.68120615080.2030.797塔釜73.92117714850.02010.97993.3液體表面張力的計(jì)算（部分?jǐn)?shù)據(jù)見表3）nx液相表面平均張力由式Lmii計(jì)算i1①塔頂液相平均表面張力的計(jì)算：0.9828.4160.0223.66928.32mN/m；LDm②進(jìn)料液相平均表面張力的計(jì)算0.48826.759(10.488)22.28624.47mN/m；LDm表3位置溫度（℃）位置溫度（℃）2()(/)CSmNm4()(/)CClmNm塔頂46.6228.41623.669進(jìn)料口57.6826.75922.286塔釜73.9224.08920.067精餾段液相平均表面張力為：(28.32+24.47)2=26.395mN/mm(精)4．精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算4.1塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為VMVVm(精)0.606m3/ss360036003.36Vm(精)LMLLm(精)0.0011m3/ss360036001315.2Lm(精)初選板間距H=0.35m,取板上液層高度H=0.06m故：H-h=0.35-0.06=0.29 T L TLL1 0.0011 1315.21(s)(L)2( )( )20.036查圖表C=0.062；V 0.606 3.36 20 s V 26.395公式CC ()0.20.067()0.20.066； 2020 20 1315.23.36u C L v0.0661.304m/smax 3.36v取安全系數(shù)為0.7，則：u=0.7u=0.71.304=0.913m/smax故塔徑采用標(biāo)準(zhǔn)塔徑D=1.0m;則塔的橫截面積:AD21.020.785m2 T 4 4 V 0.606空塔氣速為us 0.772m/sA 0.785T板間距取0.35m合適5．塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算5.1溢流裝置的計(jì)算因塔徑D=1.0可采用單溢流、弓形降液管、平形溢流堰，不設(shè)進(jìn)流堰。各計(jì)算如下：5.1.1溢流堰長溢流堰長L取標(biāo)準(zhǔn)化L=0.7D=0.7m W W5.1.2溢流堰高h(yuǎn)w2.84L23hEh由hw=hL-how算得，how由ow1000 lw算得，近似取E=1則 2.84L23 2.84 0.0011360023hEh10.011mow1000 lw 1000 0.7 取上清液層高度hL=0.06m則hw=0.06-0.011=0.049m5.1.3降液管寬度W與降液管面積A d f有l(wèi)/D=0.7查圖得W/D0.15,A/A0.09 w d f T故：W=0.15D=0.15；A=0.071AT=0.785 d f AH 0.0710.35 5s,符合要求f T 22.59s L 0.0011 s 5.1.4降液管底隙高度h取液體通過降液管底隙的流速u=0.1m/soL依式計(jì)hs算降液管底隙高度h，即： 0 lu 0 w 0 L 0.0011hs0.016m0 lu 0.7w0h-h=0.049-0.016=0.033〉m0.006mW o故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理，采用平形受液盤5.2塔板布置5.2.1邊緣區(qū)寬和安定區(qū)寬因D〈1.5故采用整塊式塔板；邊緣區(qū)寬度W=0.035m,安定區(qū)寬度cW=0.065ms5.2.2開孔區(qū)面積 x開孔取面積按式A2xR2x2 R2sin1 180 R其中xDWW1.00.0150.0650.285m 2 d s 2 D 1.0RW 0.0350.465m2 c 2故: 0.285A20.2850.46520.2752 0.272sin1=0.306m2 180 0.4655.3浮閥數(shù)n與開孔率?取閥孔動(dòng)能因子F=10，用下式求孔速u，u=F/（ρ）1/=10/（3.36）1/25.46m/so o V V 0.606N= S 92.9693 d2u 0.03925.46 4o o 4浮閥排列方式為等邊三角形，孔新距t=0.075m按等邊三角形叉排式繪圖得浮閥數(shù)N=93；重新核算動(dòng)能因數(shù) V 0.606u= S 5.46m/so d2N 0.039293 4o 4Fu5.463.3610，F(xiàn)變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)。0 ov0開孔率?=u/u=0.772/5.46=14.14%06．塔板的流體力學(xué)的驗(yàn)算6.1塔板壓降6.1.1干板阻力由式h=h+h+h得出pcIб 1.825 1.82573.1 73.1u0c 3.365.47m/s因u0《uoc故按式v u0.175 5.460.175h19.90 19.90.0204mc 1315.2L取充氣系數(shù)ε=0.5則h=εh=0.5×0.06=0.03m 0 I0L因液體表面張力在浮閥板中造成的阻力很小，可忽略所以，h=h+h+h=0.0204+0.03+0=0.0504mp c Iб則單板壓強(qiáng)降phg=0.0504×1315.2×9.8=649.6Pa<700Pa p L6.1.2淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，H≤φ（H+h）。d T W即液體通過降液管的壓頭損失：因不設(shè)進(jìn)口堰，故按下式計(jì)算， L 0.0011即h=0.153×(s)2()20.00148m液注dlh0.70.016woH=h+h+h=0.0504+0.06+0.00147=0.112m液注d P L d取?=0.5；?（H+h）=0.5×(0.35+0.049)=0.1995m T WH≤0.1995m符合防止淹塔的要求d6.2泛點(diǎn)率泛點(diǎn)率=V×[ρ/（ρ—ρ）]1/2/（0.78KCA）×100% S V L V FT泛點(diǎn)率=0.606[3.36（/1315.2-3.36）]1/2/（0.78×1×0.126×0.785）×100%=39.75%＜70%；符合要求7.塔板負(fù)荷性能圖7.1霧沫夾帶線霧沫夾帶線以下式做出： Vs v1.36LZ SL泛點(diǎn)率= L v 泛點(diǎn)率按80%計(jì)算如下KCAFbZ=D-2W=1.0-2×0.15=0.7 L dA=A-2A=0.785-2×0.071=0.643b T f3.36Vs 1.360.7L 1315.23.36 S0.8整理得：10.1260.643V=1.27-18.67L（１） s s由上式知霧沫夾帶線是直線，在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)L依上式算出相應(yīng)的sV值列于下表S表１表１Ls.3/ms0.0010.004Vs.3/ms1.251.1957.2液泛線由φ（H+h）=h+h+h=h+h+h+h+h T W P L d c Io L d確定液泛線帶入各式得： u2 L 2.843600Lφ（H+h）=5.34Vo0.153(s)2(1)[hE( S)2/3] T W 2g lh o W1000 l L wo W V V其中u= S S =9V，帶入數(shù)據(jù)得：o Sd2N 0.039293 4o 4 3.3681.1Vs2 L 2.84 3600L0.5(0.350.049)5.340.153( s )2(10.5)[0.049 1( S)2/3] 29.81315.2 0.070.016 1000 0.7整理得V22.23421626L222.5L2/3（2） S S S在操作范圍內(nèi)取若干個(gè)L值，依上式算出相應(yīng)的Ｖ值列于下表： S Ｓ表2Ls.Ls.3/ms0.0010.004Vs.3/ms1.9871.321min(5sL）7.4漏液線2min(5sL）7.4漏液線2220Smin5(V)dN=dN0.039930.3034443.36ooovFu3/ms（４）7.5液相負(fù)荷下限線/32min3600()2.84()1000SWLEl＝0.006；取E＝１，則min()SL＝23/0.0061000()36002.841Wl＝2/330.70.0061000()0.000597/36002.841ms（5）根據(jù)本題附表1、2及式（3）（4）（5）可分別做出塔板液相負(fù)荷性能圖上的五條線7.6負(fù)荷性能圖00.150.30.450.60.750.91.051.21.351.51.651.81.952.12.252.400.0010.0020.0030.0040.0050.006液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷上限線漏液線霧沫夾帶線液泛線op操作線線性(op操作線)1.826由上圖查的（Ｖ）＝1.826；（Ｖ）＝0.329所以操作彈性＝5.55max min 0.329現(xiàn)將計(jì)算結(jié)果匯總與下表項(xiàng)目項(xiàng)目精餾段數(shù)值及說明備注塔徑D，m1.0板間距HT，m0.35塔板形式單溢流弓形降液管整板空塔氣速u，（m/s）0.772堰長lW，m0.7堰高h(yuǎn)W，m0.049板上液層高度hL，m0.06降液管底隙高度ho，m0.016浮閥數(shù)N，個(gè)93等邊三角形叉排閥孔氣速uo，（m/s）5.46閥孔動(dòng)能因數(shù)Fo10臨界閥孔氣速u，（m/s）5.46孔心距t/m0.075指同一橫排的孔心距單板壓降△PP/Pa649.6液體在液降管內(nèi)停留時(shí)間θ/s15液降管內(nèi)清液層高度Hd/m0.1995泛點(diǎn)率%39.75氣相負(fù)荷上限V(S)max/（m3/s）1.826霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷下限(VS)min/（m3/s）0.329漏液控制操作彈性5.55第二章熱量衡算2.1相關(guān)介質(zhì)的選擇（1）加熱介質(zhì)的選擇選用飽和水蒸氣，溫度160℃,工程大氣壓為3.69atm。原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減少，但水蒸氣壓力不宜太高。（2）冷凝劑選冷卻水，溫度20℃，溫升16℃。原因：冷卻水方便易得，清潔不易結(jié)垢，升溫線越高，用水量越小，但平均溫差小，傳熱面積大，綜合考慮選擇16℃。2.2蒸發(fā)潛熱衡算二硫化碳—四氯化碳的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質(zhì)沸點(diǎn)0C蒸發(fā)潛熱KJ/Kg臨界溫度T/KC二硫化碳46.3352552四氯化碳76.8195556.3（1）塔頂熱量Q(R1)D(II) C VD LD其中IIXH(1X)H VD LD D VA D VB1THH( r2)0.38 V2 V11Tr1t46.602CD二硫化碳:T(46.62273.15)/5520.5793 r2 T(46.3273.15)/5520.5786r1蒸發(fā)潛熱 1T 10.5793HH( r2)0.38352( )0.38351.78kJ/kg V2 V11T 10.5786r1四氯化碳:T(46.62273.15)/556.30.5748 r2 T(76.8273.15)/556.30.629r1 1T 10.5748蒸發(fā)潛熱HH( r2)0.38195( )0.38205.37kJ/kg V2 V11T 10.629r1D'M D77.5627.1821k0J8.0h8/VDmIIXH(1X)HVD LD D V1 D V2 0.98351.78(10.98)205.37340.64kJ/kgQ(R1)D'(II)C VD LD (2.071)2108.08340.646kJ2.h2010 /2.2.2塔底熱量 Q(R1)W(II) C VW LW其中II(1X)HXH Vw Lw W V2 W V11THH( r2)0.38 V2 V11Tr1t73.920CW二硫化碳:T(73.92273.15)/5520.6286 r2 T(46.3273.15)/5520.5786r1蒸發(fā)潛熱 1T 10.6286HH( r2)0.38352( )0.38335.5kJ/kg V2 V11T 10.5786r1四氯化碳:T(73.92273.15)/556.30.6239 r2 T(76.8273.15)/556.30.629r1 1T 10.6239蒸發(fā)潛熱HH( r2)0.38195( )0.38196kJ/kg V2 V11T 10.629r1M 79.9kg/kmolW'M W91.8630.322422.6kJ/h LWm LWmII(1X)HXH Vw Lw W V2 W V1 (10.047)1960.047335.5171.02kJ/kgQ(R1)W'(II) C VW LW (2.071)2422.6171.021.27106kJ/h2.3焓值衡算由前面的計(jì)算過程及結(jié)果可知：塔頂溫度t46.62℃，塔底溫度Dt73.9℃，進(jìn)料溫度2 t57.68℃。w F溫度℃溫度℃46.6257.6873.92二硫化碳/()kJkmolk82.783.889.6四氯化碳/()kJkmolk157.08158.62161.7t46.62℃下:DC82.7kJ/(kmolk)C157.0k8Jp1 p2/k(molk)CCxC(1x)p P1 D P2 D 82.70.98157.08(10.98)84.19kJ/(kmolk)t73.92℃下：wC89.62kJ/(kmolk)C161.k7JP1 p2/k(molk)CCxC(1x) p P1 W P2 W89.620.047161.7(10.047)158.37kJ/(kmolk)t46.62℃下：D361KJ/kg191.K7Jk/g 1 2x(1x) 1D 2 D 3610.98191.7(10.98)357.61KJ/kgt73.92℃下：w309KJ/kg187.5K3Jk/g 1 2x(1x) 1W 2 W 3090.047187.53(10.047)193.24KJ/kg(1)0℃時(shí)塔頂氣體上升的焓QV塔頂以0℃為基準(zhǔn)。QVCtVM V P D D83.44158.3746.6283.44357.677.562.93106KJ/h(2)回流液的焓QR回流液組成與塔頂組成相同。QLCt R P D52.26155.0546.624.15105KJ/h(3)塔頂餾出液的焓QDQDCt D pD77.56158.3746.625.73105KJ/h(4)冷凝器消耗的焓QCQ=Q-Q-Q C V R D3.021064.071055.731051.942106kJ/h(5)進(jìn)料口的焓QFt57.68℃下：FC83.8kJ/(kmolk)P1C158.62kJ/(kmolk)p2CCxC(1x) P P1 F P2 F83.80.488158.62(10.488)122.11KJ/(kmolK)所以QFCt57.5122.1157.6854.KJ05h10 / F P F(6)塔底殘液的焓QWQWCt30.32158.3773.923.55105KJ/h W W W(7)再沸器QBQV'M(R1)DM B W m W m (2.071)27.18150.334193.242.42106kJ/h項(xiàng)目項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱/()kJkmolK122.11—84.19158.37—熱量/kJh54.051051.9421055.731053.551062.4210word文檔可自由編輯word文檔可自由編輯word文檔可自由編輯第三章輔助設(shè)備3.1冷凝器的選型本設(shè)計(jì)冷凝器管殼式冷凝器原因：因本設(shè)計(jì)冷凝器與被冷凝氣體走管間，對(duì)于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式冷凝器，螺旋板式換熱器，以便及時(shí)排出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入冷凝器時(shí)，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。取進(jìn)口（冷卻水）溫度為t=20℃(夏季)冷卻水出口溫度一般不超過40℃，否則易結(jié)垢，取出口溫度t=36℃。2泡點(diǎn)回流溫度t57.68℃F2036被冷凝的氣體的溫度57.68℃，冷凝水的平均溫度28℃。2各自對(duì)應(yīng)的相關(guān)物性數(shù)據(jù)項(xiàng)目項(xiàng)目種類Cp(KJ/(kg˙K))ρ/(kg/m3)μ/Pa˙sλ310/W˙m-1℃-1混合氣體1.2262.909.37410-60.167冷卻后的混合液體1.820804.420.29210-30.143冷凝水4.176103W˙m-1℃-1996.20.836010-361.3863.1.1計(jì)算冷卻水流量 Q 1.942106G c 2.91104kg/hcC(tt)4.176(3620) P 2 13.1.2冷凝器的計(jì)算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方式。tt(57.6836)(57.6820)t2 128.95oCmt 57.6836ln2 ln t 1QKStC m取K=360W（/m2℃） Q 1.942106kJ/sSC51.76m2Kt36000.36kW/(m2oC)28.95oCm殼徑/mm殼徑/mm800管子尺寸φ25mm2.5mm公稱壓力/Mpa2.5管長3m管子總數(shù)98管城流通面積/2m0.0364管程數(shù)1管子排列方式正三角形殼程數(shù)1管中心距/mm32實(shí)際換熱面積SndL980.025354.64m2 0 0采用此換熱面積的換熱器，要求過程的總傳熱系數(shù)為 Q 1.942106kJ/sKc341W/(m2oC)0St360054.64m228.95oC 0 m3.2冷凝器的核算3.2.1管程對(duì)流傳熱系數(shù)0.0230R.8e0P.r4i di管程流體流通截面積S0.022980.031m2i4管程流體流速 V 2.91140us0.26m2s/iS0.0313600996.2i雷諾數(shù)du0.020.262996.2Rei62440.8360103普朗特?cái)?shù)C4.1761030.8360103Prp5.63 0.62 0.620.023Re0.8Pr0.40.023 62440.85.630.41547.6W/(m2oC)i d 0.02i3.2.2殼程流體對(duì)流傳熱系數(shù)0.36deu00.55CP130.14 0 d e w管子正三角形排列，傳熱當(dāng)量直徑為 3 3 4(t2d2)4(0.03220.0252)2 40 2 4 0.02md 0.0250殼程流通截面積 d 0.025AhD(10)0.150.8(1 )m20.026t 0.032殼程流體流速、雷諾數(shù)及普朗特?cái)?shù)分別為 V (R1)DMv(2.071)27.1877.56u020.5m8s/0AA36003.360.026vdu0.0220.58804.42Ree0 0.2921301.136100C1.2261039.374106PrP0.0688 0 0.1670.14取0.95w于是殼程流體的對(duì)流傳熱系數(shù)為00.36edeu00.55CP13w0.14 0 d0.1670.36(1.13106)0.55(0.0688)1/30.952496.8W/(m2oC)0.023.2.3污垢熱阻R0.00034(m2oC)/WR0.00017(m2oC)/W查文獻(xiàn)si so1K0 1 d dRR00s0 siddi ii1354.6W/(m2oC)25 250.000170.00034 2496.8 201547.620354K/K==1.038計(jì)選341故所選換熱器是合適的3.2.4核算傳熱面積 Q 1.942106 S 52.64m2Kt0.35428.953600 0 m而該型號(hào)換熱器的實(shí)際傳熱面積S為0S54.64m2S52.64m20從傳熱面積的核算中也可知，所選的換熱器是可用的。3.2.5核算壓力降(1)管程壓力降管程壓力降計(jì)算的通式為P(PP)NN i i r sp式中，殼程數(shù)Ns=1,管程數(shù)N=1。pdu0.020.262996.2Reii6244i0.8360103可知管程流體呈湍流狀態(tài)。0.1取管壁粗糙ε=0.1mm,相對(duì)粗糙度0.005，查λ-Re關(guān)聯(lián)圖可知摩檫因數(shù) d 20iλ=0.035。所以 lu2 3 996.20.2622P0.035179.5Paid20.022P3u23996.20.2622102.57Pai2 2于是P(179.5102.57)11P2a8i(2)殼程壓力降由于殼程流體狀況較復(fù)雜，所以計(jì)算殼程流體壓力降的表達(dá)式很多，計(jì)算結(jié)果都差不多。現(xiàn)用埃索法來計(jì)算殼程壓降。即P(PP)FN 0 1 2 ss式中P─流體橫過管束的壓力降Pa；1P─流體通過折流擋板缺口的壓力降；2F─殼程壓力降的垢層校正系數(shù)，無因次，對(duì)于液體取1.15，對(duì)于氣體可取1.0；sN─殼程數(shù)。su2而PFfn(N1)00c B 2 2hu2PN3.50B D2式中F─管子排列方法對(duì)壓力降的校正系數(shù)，對(duì)正三角形排列F=0.5F─殼程流體的摩檫系數(shù)，0n─橫過管束中心線的管子數(shù)，對(duì)三角形排列n1.1n(式中n為換熱器總管數(shù))；c cN─折流擋板數(shù)；Bh─折流擋板間距，m;取h0.15mu─按殼程流通截面積A計(jì)算的流速，而A=h(D-nd);0 0 0 C0D─殼徑，m;d─換熱管外徑，m。o本題中，管子的排列方式對(duì)壓力影響的校正因數(shù)Fs=1.15,殼層數(shù)Ns=1。管子為正三角形排列，管子排列方法對(duì)壓力降的校正系數(shù)F0.5.橫過管束中心線的管子數(shù)n1.1n1.19811c L 3取折流擋板數(shù)N1 119Bh 0.15殼程流通截面Ah(Dnd)0.15(0.8110.025)0.0788m2 0 c0由于蒸汽冷凝后變成液體，所以這時(shí)涉及到的相關(guān)物性數(shù)據(jù)得帶入液態(tài)時(shí)的數(shù)據(jù)。 (R1)DM (2.071)27.1879.9u L0.019m/s0 3600A 36001234.20.0788L0du0.0190.025804.42R001308.56e0 0.292103f5.0R0.2285.01308.56-0.228=0.974e0804.420.0192于是P0.50.97411(191)15.56Pa220.15804.420.019P19(3.5 ) 8.Pa620.8 2所以P15.568.6224.18Pa0通過以上壓力降核算可知管程和殼程壓力降都小于所要求的 30kPa,所以所選的冷凝器是合適的。3.3泵的選型與計(jì)算m由VmFM 57.5kmol/h115.94kg/kmol6666.kghLFm m 6666.k6gh/V4.78m3h/所以查文獻(xiàn)油泵的型號(hào)如下：型號(hào)50Y—型號(hào)50Y—60B流量9.93/mh揚(yáng)程38m轉(zhuǎn)速2950/minr軸功率2.39kW電機(jī)功率5.5kW效率效率35%氣蝕余量2.3m泵殼許應(yīng)力1570/2550Pa結(jié)構(gòu)形式單級(jí)懸臂3.4再沸器的選型與計(jì)算3.4.1加熱介質(zhì)的流量當(dāng)t160℃時(shí)，查的2087.1kg/kJQ2.4216k0Jh/G1159.k5gh/h2087.kg1k/J3.4.2再沸器的計(jì)算與選型 tTt16073.928C6.0 m w取K300W/(m2oC) Q 2.42106103S 26.03m2Kt360030086.08m按單管程計(jì)時(shí)，再沸器選型如下：殼徑殼徑/mm400管子尺寸φ25mm2.5mm公稱壓力/Mpa2.5管長2m管子總數(shù)245管城流通面積0.0174m2管程數(shù)1管子排列方式正三角形殼程數(shù)1管中心距/mm32第四章塔附件設(shè)計(jì)4.1接管4.1.1進(jìn)料進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下：4VD S 取 u1.6m/s u FF57.5115.94V0.00133m3/sF57.5kmolh1， X0.488，F(xiàn)S 36001396