化工原理課程設(shè)計二硫化碳四氯化碳浮閥精餾塔的設(shè)計

1、濱州學(xué)院化工原理課程設(shè)計化工原理課程設(shè)計題 目二硫化碳-四氯化碳浮閥精餾塔的設(shè)計 系 （院） 化學(xué)與化工系 專 業(yè) 應(yīng)用化學(xué) 班 級 2009級2班 學(xué)生姓名 學(xué) 號 指導(dǎo)教師 職 稱 2012年 6月6日化工原理（下）課程設(shè)計題目：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)計板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書一、 設(shè)計題目：二硫化碳-四氯化碳分離精餾分離板式塔設(shè)計二、設(shè)計任務(wù)及操作條件1、設(shè)計任務(wù)：生產(chǎn)能力（進(jìn)料量）48000噸年操作周期 7200 小時年進(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

2、2、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3、設(shè)備型式4、廠址新鄉(xiāng)地區(qū)三、設(shè)計內(nèi)容：1、設(shè)計方案的選擇及流程說明2、工藝計算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計（1）塔徑及蒸餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學(xué)校核（3）塔板的負(fù)荷性能圖（4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4、輔助設(shè)備選型與計算5、設(shè)計結(jié)果匯總6、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖7、設(shè)計評述目錄摘 要1緒 論3流程的設(shè)計及說明3第一章 塔的工藝設(shè)計51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)nt52.1.1相對

3、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逐板計算法確定理論塔板數(shù)72.2實際板層數(shù)的確定82.2.1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揮發(fā)度82.2.1.4全塔效率et和實際塔板數(shù)93精餾塔的工藝條件和有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算93.操作壓力的計算93.2平均摩爾質(zhì)量計算93.3平均密度的計算103.3.1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液體表面張力的計算（部分?jǐn)?shù)據(jù)見表3）114精餾塔的塔體工藝尺寸計算114.1塔

4、徑的計算115塔板的主要工藝尺寸的計算125.1溢流裝置的計算125.1.1溢流堰長125.1.2溢流堰高h(yuǎn)w125.1.3降液管寬度與降液管面積125.1.4降液管底隙高度h125.2塔板布置135.2.1邊緣區(qū)寬和安定區(qū)寬135.2.2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)的驗算146.1塔板壓降146.1.1干板阻力146.1.2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)將計算結(jié)果匯總與下表17第二章 熱量衡算182.1相關(guān)介質(zhì)的選擇182.2蒸

5、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233.1冷凝器的選型233.1.1計算冷卻水流量233.1.2冷凝器的計算與選型233.2冷凝器的核算243.2.1管程對流傳熱系數(shù)243.2.2殼程流體對流傳熱系數(shù)253.2.3污垢熱阻263.2.4核算傳熱面積263.2.5核算壓力降263.3泵的選型與計算283.4 再沸器的選型與計算293.4.1 加熱介質(zhì)的流量293.4.2 再沸器的計算與選型29第四章 塔附件設(shè)計304.1接管304.1.1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

6、.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324.6.3塔立體高度32符號一覽表33參考文獻(xiàn)35結(jié)束語35iv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，對選擇、設(shè)計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)計針對二元物系

7、的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程，該設(shè)計方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計書對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：工藝計算，輔助設(shè)備計算,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)計和選用塔型時常被首選的板式塔。優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力大，比泡罩塔提高20%40%；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；塔板效率較高，因為它的氣液接觸狀態(tài)較好，且氣體沿水平方向吹入液層，霧沫夾帶較??；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)：在氣速較低時，仍

8、有塔板漏液，故低氣速時板效率有所下降；浮閥閥片有卡死吹脫的可能，這會導(dǎo)致操作運(yùn)轉(zhuǎn)及檢修的困難；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)計書，精餾設(shè)計的主要設(shè)備的工藝計算物料衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運(yùn)算，按逐板計算理論板數(shù)為24，其中精餾段有13塊，提餾段11塊，塔徑為1.0 m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

9、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。36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、解決實際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設(shè)計是一次讓我們接觸并了解實際生產(chǎn)的大好機(jī)會，我們應(yīng)充分利用這樣的機(jī)會去認(rèn)

10、真去對待。而新穎的設(shè)計思想、科學(xué)的設(shè)計方法和優(yōu)秀的設(shè)計作品是我們所應(yīng)堅持努力的方向和追求的目標(biāo)。流程的設(shè)計及說明圖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a(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,有時還要設(shè)置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時發(fā)現(xiàn)

11、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、溫度計和壓表等，以測量物流的各項參數(shù)。第一章 塔的工藝設(shè)計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/kmolxf=0.488xd=0.98xw=0.0471.2原料液平均摩爾質(zhì)量mf=760.488（1-0.488）154=115.94kg/molmd=0.9876 (1-0.98)154=77.56 kg/molmw=0.04776(1-0.047)154=150.334 kg/mol1.3物料衡算原料處理量：f=總物料衡算：dw=57.50 k

12、g/mol二硫化碳物料衡算：d0.98+w0.047=0.48857.50聯(lián)立得：d=27.18 kg/mol w=30.32 kg/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相對揮發(fā)度的求取由，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2表1t,kx1y1348.050.02960.0823346.250.06150.1555343.450.11060.2660341.750.14350.3325336.950.25850.4950332.450.39080.6340328.450.53180.7470325.450.66300.829

13、0323.550.75740.8790321.650.86040.9320319.4511表2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=2.662.1.2最小回流比及操作回流比的確定泡點(diǎn)進(jìn)料 xq=xf=0.488；由=0.717；即r=1.8=2.072.1.3精餾塔的氣液相負(fù)荷l=rd=2.0727.18=56.26kmol/hv=(1+r)d=(1+2.07)27.18=83.44 kmol/hl=l+f

14、=56.26+57.5=113.76kmol/hv=v=83.44 kmol/h2.1.4操作線方程精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：2.1.5逐板計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算精餾段的塔板數(shù)：y1=xd=0.98 x1=0.95(用平衡關(guān)系) ; y2=0.96(用物料衡算，即操作線) x2=0.9(用平衡關(guān)系) ; y3=0.926(用操作線) x3=0.825(用平衡關(guān)系); y4=0.875 (用操作線)x4=0.725(用平衡關(guān)系); y5=0.808 (用操作線)x5=0.613(用平衡關(guān)系); y6=0.732(用操作線)x6=0.507(用

15、平衡關(guān)系); y7=0.66(用操作線)x7=0.422(用平衡關(guān)系) 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算提留段塔板數(shù)： x7=0.422 y8=0.56(用物料衡算，即操作線) x8=0.324(用平衡關(guān)系) ; y9=0.424(用操作線) x9=0.206(用平衡關(guān)系) ; y10=0.263 (用操作線)x10=0.118(用平衡關(guān)系) ; y11=0.143(用操作線)x11=0.059(用平衡關(guān)系) ; y12=0.063(用操作線)x12=0.025(用平衡關(guān)系) 因此，理論板數(shù)為(12-1)=11層，進(jìn)料位置為第7層板。2.2實際板層數(shù)的確

16、定2.2.1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td=46.62塔底溫度tw=73.92精餾段平均溫度tm=(46.62+57.68)/2=52.152.2.1.2液相的平均黏度進(jìn)料黏度（57.68c）：查資料得=0.28mps；=0.64mps塔頂物料衡算（46.62c）：查資料得=0.33 mps；=0.71 mps塔底物料衡算（73.92c）：查資料得=0.25mps；=0.51mps精餾段平均黏度提餾段平均黏度2.2.1.3精餾段和提餾段相對揮發(fā)度根據(jù)表1用插值法求得氣相組成塔頂處氣相組成：yd=0.99;進(jìn)料處氣相組成：yf=0.712塔釜處氣相

17、組成：yw=0.122相對揮發(fā)度 塔頂處相對揮發(fā)度進(jìn)料處相對揮發(fā)度塔釜處相對揮發(fā)度精餾段平均相對揮發(fā)度提餾段平均相對揮發(fā)度2.2.1.4全塔效率et和實際塔板數(shù)全塔效率由公式算得精餾段：提餾段：則精餾段實際塔板數(shù)：精餾段實際塔板數(shù)：3精餾塔的工藝條件和有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算3.操作壓力的計算塔頂操作壓力：pd=101.325kpa每層塔板壓降：p=0.7kpa進(jìn)料板壓力：pf=101.325+0.76=105.525kpa精餾段平均壓強(qiáng)pm=(105.525+101.325)/2=103.425 kpa3.2平均摩爾質(zhì)量計算塔頂摩爾質(zhì)量計算由xd=y1=0.98由得x1=0.95；進(jìn)料摩爾質(zhì)量的計

18、算：xf=0.488由平衡曲線查的：yf=0.717；精餾段平均摩爾質(zhì)量：；3.3平均密度的計算3.3.1氣相平均密度由理想氣態(tài)方程得3.2.2液相平均密度（部分?jǐn)?shù)據(jù)見表2）塔頂部分依下式：（為質(zhì)量分率）；其中=0.96,=0.04；即：；進(jìn)料板處：加料板液相組成由xf=0.488得=0.32；提餾段的平均液相密度：表2位置溫度（）塔頂 46.62122415430.9410.059進(jìn)料口 57.68120615080.2030.797塔釜 73.92117714850.02010.97993.3液體表面張力的計算（部分?jǐn)?shù)據(jù)見表3）液相表面平均張力由式計算塔頂液相平均表面張力的計算：；進(jìn)料液相

19、平均表面張力的計算；表3位置溫度（）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：4精餾塔的塔體工藝尺寸計算4.1塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為初選板間距ht=0.35m,取板上液層高度hl=0.06m 故：ht-hl=0.35-0.06=0.29查圖表=0.062；公式；取安全系數(shù)為0.7，則：u=0.7=0.71.304=0.913m/s 故塔徑采用標(biāo)準(zhǔn)塔徑d=1.0m;則塔的橫截面積: 空塔氣速為板間距取0.35m合適5塔板的主要工藝尺寸的計算5.1溢流裝置的計算因塔徑d=1.0可

20、采用單溢流、弓形降液管、平形溢流堰，不設(shè)進(jìn)流堰。各計算如下：5.1.1溢流堰長 溢流堰長lw取標(biāo)準(zhǔn)化lw=0.7d=0.7m5.1.2溢流堰高h(yuǎn)w由hw=hl-how算得，how由算得，近似取e=1則取上清液層高度hl=0.06m則hw=0.06-0.011=0.049m5.1.3降液管寬度與降液管面積有=0.7查圖得故：=0.15d=0.15；=0.071 =0.7855.1.4降液管底隙高度h取液體通過降液管底隙的流速uo=0.1m/s 依式計算降液管底隙高度，即：hw-ho=0.049-0.016=0.033m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理，采用平形受液盤5.2塔板布置5.2.1邊

21、緣區(qū)寬和安定區(qū)寬因d1.5故采用整塊式塔板；邊緣區(qū)寬度=0.035m ,安定區(qū)寬度=0.065m5.2.2開孔區(qū)面積開孔取面積按式其中故: 5.3浮閥數(shù)n與開孔率取閥孔動能因子fo = 10，用下式求孔速uo，uo = fo / （v）1/2 = 10 / （3.36 ）1/2 = 5.46 m/s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；重新核算動能因數(shù)，f0變化不大，仍在912范圍內(nèi)。開孔率=u/u0=0.772/5.46=14.14%6塔板的流體力學(xué)的驗算6.1塔板壓降6.1.1干板阻力由式hp=hc+hi+h得出因u0uoc故按式取充氣系數(shù)

22、0=0.5則hi=0hl=0.50.06=0.03m因液體表面張力在浮閥板中造成的阻力很小，可忽略所以，hp=hc+hi+h=0.0204+0.03+0=0.0504m則單板壓強(qiáng)降=0.05041315.29.8=649.6pa700pa6.1.2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，hd（ht + hw）。即液體通過降液管的壓頭損失：因不設(shè)進(jìn)口堰，故按下式計算，即hd = 0.153m液注hd=hp + hl + hd=0.0504+0.06+0.00147=0.112m液注取=0.5；（ht + hw）=0.5(0.35+0.049)=0.1995mhd0.1995m符合

23、防止淹塔的要求6.2泛點(diǎn)率泛點(diǎn)率 =vsv/（lv）1/2/（0.78k cf at）100%泛點(diǎn)率=0.606 3.36/（1315.2-3.36）1/2/（0.781 0.1260.785）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：泛點(diǎn)率按80%計算如下zl=d-2wd=1.0-20.15=0.7ab=at-2af=0.785-20.071=0.643整理得：vs=1.27-18.67ls（）由上式知霧沫夾帶線是直線，在操作范圍內(nèi)任取兩個ls依上式算出相應(yīng)的vs值列于下表 表ls.0.0010.004vs.1.251.1957.2液泛線由

24、（ht + hw）= hp + hl + hd= hc+hi+ho+ hl + hd確定液泛線帶入各式得：（ht + hw）=其中uo=，帶入數(shù)據(jù)得：整理得（2）在操作范圍內(nèi)取若干個ls值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表：表2ls.0.0010.004vs.1.9871.3217.3液相負(fù)荷上限線依（3）7.4漏液線（）7.5液相負(fù)荷下限線0.006；取e，則（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)荷性能圖由上圖查的（）max1.826；（）min0.329所以操作彈性現(xiàn)將計算結(jié)果匯總與下表項目精餾段數(shù)值及說明備注塔徑 d，m1.0板間距ht ，

25、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93等邊三角形叉排閥孔氣速u o ，（m/s）5.46閥孔動能因數(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)停留時間/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(vs)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5.5

26、5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3.69。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tc/k二硫化碳46.3352552四氯化碳76.8195556.3（1）塔頂熱量其中 0c 二硫化碳: 蒸發(fā)潛熱四

27、氯化碳: 蒸發(fā)潛熱 2.2.2 塔底熱量其中 0c 二硫化碳: 蒸發(fā)潛熱四氯化碳: 蒸發(fā)潛熱 2.3焓值衡算由前面的計算過程及結(jié)果可知：塔頂溫度，塔底溫度，進(jìn)料溫度。溫度46.6257.6873.92二硫化碳82.783.889.6四氯化碳157.08158.62161.7 下: 下： 下： 下： (1)0時塔頂氣體上升的焓qv塔頂以0為基準(zhǔn)。(2)回流液的焓 回流液組成與塔頂組成相同。(3)塔頂餾出液的焓(4)冷凝器消耗的焓qc=qv-qr-qd (5)進(jìn)料口的焓下： 所以 (6)塔底殘液的焓(7)再沸器 項目進(jìn)料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱122.1184.19158.37熱量

28、第三章 輔助設(shè)備3.1冷凝器的選型本設(shè)計冷凝器管殼式冷凝器原因：因本設(shè)計冷凝器與被冷凝氣體走管間，對于蒸餾塔的冷凝器，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，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t2=36。泡點(diǎn)回流溫度被冷凝的氣體的溫度，冷凝水的平均溫度。 各自對應(yīng)的相關(guān)物性數(shù)據(jù)項目種類cp(kj/(kgk)/(kg/m3)/pas/wm-1-1混合氣體1.2262.909.37410-60.167冷卻后的混合液體1.8

29、20804.420.29210-30.143冷凝水4.176103 wm-1-1996.20.836010-361.3863.1.1計算冷卻水流量3.1.2冷凝器的計算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方式。）按單管程計時，初步選定換熱器殼徑/mm800管子尺寸25mm2.5mm公稱壓力/2.5管長3m管子總數(shù)98管城流通面積/0.0364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實際換熱面積 采用此換熱面積的換熱器，要求過程的總傳熱系數(shù)為3.2冷凝器的核算3.2.1管程對流傳熱系數(shù) 管程流體流通截面積 管程流體流速 雷諾數(shù) 普朗特數(shù) 3.2.2殼程流體對流傳熱系數(shù)管子正三角形排列，傳熱

30、當(dāng)量直徑為殼程流通截面積 殼程流體流速、雷諾數(shù)及普朗特數(shù)分別為 取于是殼程流體的對流傳熱系數(shù)為 3.2.3污垢熱阻查文獻(xiàn) 故所選換熱器是合適的3.2.4核算傳熱面積而該型號換熱器的實際傳熱面積為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算的通式為式中，殼程數(shù)ns=1,管程數(shù)=1。可知管程流體呈湍流狀態(tài)。取管壁粗糙=0.1mm,相對粗糙度，查-re關(guān)聯(lián)圖可知摩檫因數(shù)=0.035。所以于 是 (2)殼程壓力降由于殼程流體狀況較復(fù)雜，所以計算殼程流體壓力降的表達(dá)式很多，計算結(jié)果都差不多。現(xiàn)用埃索法來計算殼程壓降。即式中流體橫過管束的壓力降pa；

31、流體通過折流擋板缺口的壓力降；殼程壓力降的垢層校正系數(shù)，無因次，對于液體取1.15，對于氣體可取1.0；殼程數(shù)。而 式中f管子排列方法對壓力降的校正系數(shù)，對正三角形排列f=0.5殼程流體的摩檫系數(shù)，橫過管束中心線的管子數(shù)，對三角形排列(式中n為換熱器總管數(shù))；折流擋板數(shù)；折流擋板間距，m;取按殼程流通截面積a0計算的流速，而a0=h(d-ncd0);殼徑，m;換熱管外徑，m。本題中，管子的排列方式對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，管子排列方法對壓力降的校正系數(shù).橫過管束中心線的管子數(shù)取折流擋板數(shù)殼程流通截面由于蒸汽冷凝后變成液體，所以這時涉及到的相關(guān)物性數(shù)

32、據(jù)得帶入液態(tài)時的數(shù)據(jù)。于是 所以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泵的選型與計算由 所以查文獻(xiàn)油泵的型號如下：型號50y60b流量9.9揚(yáng)程38m轉(zhuǎn)速軸功率2.39kw電機(jī)功率5.5kw效率35%氣蝕余量2.3m泵殼許應(yīng)力1570/2550pa結(jié)構(gòu)形式單級懸臂3.4 再沸器的選型與計算3.4.1 加熱介質(zhì)的流量 當(dāng)時，查的 3.4.2 再沸器的計算與選型 取 按單管程計時，再沸器選型如下：殼徑/mm400管子尺寸25mm2.5mm公稱壓力/2.5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

33、中心距/mm32第四章 塔附件設(shè)計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)計采用直管進(jìn)料管，管徑計算如下： 取，4.1.2回流管采用直管回流管，取，4.1.3塔底出料管取，直管出料， 4.1.4塔頂蒸氣出料管直管出氣，取出口氣速，4.2筒體與封頭4.2.1筒體查文獻(xiàn)可知：4.2.2封頭封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭等幾種，本樣封設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑d=1200mm，可查得曲面高,直邊高度，內(nèi)表面積，容積。4.3除沫器在空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、質(zhì)量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)。設(shè)計氣速選?。?除沫器直徑4.4裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑,故裙座壁厚取16mm。基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： 基礎(chǔ)環(huán)外徑： 經(jīng)圓整后裙座取，；基礎(chǔ)環(huán)厚度考慮到腐蝕余量去1.2m；考慮到再沸器，裙座高度取2.2m。4.5人孔人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進(jìn)出任何一層塔板。由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔1020