食工原理课程设计甲苯-乙苯连续精馏塔设计

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1、word合 肥 学 院HEFEI UNIVERSITY食工原理课程设计题 目:甲苯-乙苯连续精馏塔设计系 别:生物与环境工程系专 业: 12食品科学与工程学 号:1202061011姓 名:方平指导教师:于宙二零一四年十 月 二十七 日目录第一局部 设计任务书 1、设计题目52、设计概述53、设计容6第二局部 精馏塔的设计1 精馏塔的物料衡算7原料液与塔顶、塔底产品的摩尔分率8原料液与塔顶、塔底产品的平均摩尔质量8物料衡算 82 塔板数确实定9甲苯、乙苯的温度-组成10确定操作的回流比R11求操作线方程12图解法求理论塔板层数133 塔的操作工艺条件与相关物性数据的计算14操作压力计算 14操

2、作温度计算 14平均摩尔质量计算 15平均密度计算15液体平均外表力计算18液体平均粘度计算 204 精馏塔的气、液相负荷计算22精馏段气、液相负荷计算22提馏段气、液相负荷计算225 精馏塔的塔体工艺尺寸计算23塔径的计算23精馏塔有效高度的计算256 塔板主要工艺尺寸的计算25溢流装置计算25塔板布置277 筛板的流体力学验算30塔板压降 30液面落差32液沫夹带32漏液33液泛338 塔板负荷性能图34精馏段塔板负荷性能图35提馏段塔板负荷性能图379 精馏塔的设计计算结果汇总一览表4110 精馏塔接收尺寸计算42塔顶进气管42塔顶回流液管43进料管43塔釜出料管43塔釜进气管4311

3、主要辅助设备的选型4444确定设计方案44确定物性数据44计算热负荷451壳程液流量452壳程流体的汽化潜热453热负荷46逆流平均温差46冷却水用量 46估算传热面积 47换热器的工艺结构尺寸47换热器核算48换热器主要结构尺寸和计算结果51再沸器的设计52有关物性确实定52估算传热面积、初选换热器型号53传热能力核算 55循环流量的校核 611计算循环推动力612循环阻力613循环推动力与循环阻力的比值 63再热器主要结构尺寸和计算结果63第三局部 其它1 对设计过程的评述、有关问题的讨论和设计自我评价642参考文献653致664 绘制工艺流程图、设备图66第一局部 设计任务书一、 设计题

4、目：甲苯-乙苯连续精馏塔的设计 二、 设计概述在化工、炼油、医药、食品与环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。其作用实现气液相或液液相之间的充分接触，从而达到相际间进展传质与传热的过程。它广泛用于蒸馏、吸收、萃取、等单元操作，在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速开展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板与角钢塔板等。筛板塔是传质过程常用的塔设备，是1932年提出的，当时主要用于酿造。它的主要优点有： () 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 () 处理能力大，比同塔径的

5、泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是： () 塔板安装的水平度要求较高，否如此气液接触不匀。 () 操作弹性较小(约23)。() 小孔筛板容易堵塞。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。1精馏是化工别离中经常遇到的环节。本设计是采用筛板塔对组成结构和性质相似的甲苯和乙苯进展精馏别离。本文详细的介绍了甲苯和乙苯筛板精馏别离的设计过程，画出了工艺流程图和精馏塔主要设备图形象直观的展现了设计的结果。三、设计条件：(一

6、)操作条件1、生产产量：11000吨/年。2、进料组成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为60%。3、进料状态： 冷液进料 5、料液初温 ：206、冷却水的温度： 307、采用间接蒸汽加热塔底加热，蒸汽压力 MPa表压8、精馏塔塔顶压强: 4 KPa(表压)9、单板压降不大于 kPa10、别离要求：塔顶的甲苯含量不小于98%(质量分数),塔底的甲苯含量不大于2%(质量分数)。二塔板类型:筛板塔三工作日：每年工作日为300天，每天24小时连续运行四厂址：省市 五设计容1. 设计说明书的容1） 精馏塔的物料衡算；2） 塔板数确实定；3） 精馏塔的工艺条件与有关物性数据的计算；4） 精馏塔的塔

7、体工艺尺寸计算；5） 塔板主要工艺尺寸的计算；6） 塔板的流体力学验算；7） 塔板负荷性能图；8） 精馏塔接收尺寸计算；9） 主要辅助设备的选型；10） 对设计过程的评述、有关问题的讨论和设计自我评价。2. 设计图纸要求：1） 绘制生产工艺流程图A2号图纸)；2） 绘制精馏塔设计条件图A1号图纸。第二局部精馏塔的设计一、 精馏塔的物料衡算表1 甲苯的物理性质温度() 密度kg/m3汽化热KJ比热容Kg/(mol黏度外表力110120130140表2 乙苯的物理性质2温度() 密度kg/m3汽化热KJ比热容Kg/(mol.)黏度外表力110120130140(一)、原料液与塔顶、塔底产品的摩尔分

8、率 甲苯的摩尔质量MA4 kg/kmol 乙苯的摩尔质量MB7 kg/kmol二、原料液与塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.63354(10.6335)7=97.2820 /kmol MD8264826)7=98.3841 kg/kmol MW2304230)7=105.8473 kg/kmol三、物料衡算 对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算与甲苯的物料衡算可求得进料流量F与残液流率W。 馏出液流率D= 联立解得W= kmol/h , F= kmol/h以塔顶易挥发组分为主要产品，如此回收率为式中:F、D、W分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液的摩尔流量(kmol/h),、分别

9、为进料、塔顶产品、塔底馏出液组成的摩尔分率二、塔板数确实定 表3 按托尼方程常数Antoine方程常数物质ABC温度围甲苯6137乙苯26163表4 甲苯乙苯气液平衡2t/113116119122101.3089 108.3452 117.7550 127.7931 138.4878 48.0712 51.7611 56.7318 62.0770 67.8163 x1.0000 0.8755 0.7303 0.5969 0.4738 y1.0000 0.9364 0.8490 0.7530 0.6477 t/125128131134149.8675 161.9614 174.7988 188.

10、4096 199.5043 73.9700 80.5590 87.6044 95.1280 101.2991 x0.3601 0.2548 0.1571 0.0662 0.0000 y0.5327 0.4074 0.2710 0.1231 0.0000 1、甲苯、乙苯的温度-组成 甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 根据A、B、C为Antoine方程常数由手册已查得如表1求得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压、。 再根据泡点方程和露点方程得到各组t-x(y)数据，绘出甲苯、乙苯的温度-组成图与平衡曲线。 图 1 2、确定操作的回流比R 由于是饱和液体进料， 有q=1、xq=xf=0.

11、6335在xy图上查得yq=0.7845。如此最小回流比如下： 而一般情况下R=(1.12)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。 即：R=2Rm= 图2 3、求操作线方程 精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为1对于某些进料热状态，当泡点进料时,，如此有,所以=2.106, 由于63 / 63精馏段：提馏段：由以上计算可知，理论板层数：精馏段有7块,提馏段有9块NT=16-1=15块不含再沸器2实际塔板数Np的求取全塔效率 : 精馏段：Np1=NT114，取Np1=14块； 提留段：NP2=NT217；取Np2=17块； 总塔板数：NP=Np1+Np

12、2=31块。 4、图解法求理论板层数1826826)、c(0,0.2711)的直线，与q线交与点q0.6334,0.7297,而提馏段操作线为经过点q0.6336,0.7297、b(0.0230230)两点的直线。在x-y图中绘出精馏段操作线、提馏段操作线、q线，并绘出梯级。 图解得总理论塔板数NT=161=15块不含再沸器。其中精馏段NT1=8块，提馏段NT2=7块，第9块为加料板位置。2实际塔板数Np的求取 精馏段：Np1=NT1/0.6=15，取Np1=14块； 提馏段：NP2=NT2/0.6=15.1865；取Np2=17块； 总塔板数：NP=Np1+Np2=31块。4三、塔的操作工艺

13、条件与相关物性数据的计算一、操作压力计算 塔顶操作压力 ：PD101.34= 105.3 kPa 每层塔板压降 ：取P0.7 kPa 进料板压力 ：PF 塔底操作压力 ：PW17127kPa 精馏段平均压力：Pm1 提馏段平均压力：Pm2二、操作温度计算 查温度-组成图可得相应温度如下：塔顶温度 ：TD进料板温度 ：TF塔底温度 ：TW精馏段平均温度 ：Tm1/2 =114.34 提馏段平均温度 ：Tm2/2=三、平均摩尔质量计算 1、塔顶平均摩尔质量计算 由y1=,查平衡曲线得x1= 2、进料板平均摩尔质量计算 由xF0.6335，查平衡曲线得yF 3、塔底平均摩尔质量计算 由xW0.023

14、，查平衡曲线得yW4、精馏段平均摩尔质量 5、提馏段平均摩尔质量 四、平均密度计算 1、气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 2、液相平均密度计算 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度，将其以T为x轴、为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-密度曲线图。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉与的温度围的密度可用下式求得： 甲苯AT892.00 ，乙苯 BT 而液相平均密度用计算 式中表示质量分数。 液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度温度 T/60708090100 kg/m3甲 苯810乙 苯温度 T/110120130140150 kg/m3甲 苯770乙 苯表5 液相甲苯、乙苯在某些温度下的

15、密度3图3、塔顶液相平均密度的计算 由TD 得： DA=-451892.00=77 kg/m3DB211889.84=78 kg/m3= + + kg/m3Dm/m3、进料板液相平均密度的计算 由TF118.82 得： FA451892.00=7kg/m3 FB11889.84=77kg/m3= + =+=0.001298 Fm/m3、塔底液相平均密度的计算 由TW 得： WA=-4513892.00=75 kg/m3WB=-0.95213889.84=7 kg/m3= + = + Wmkg/m3、精馏段液相平均密度Lm1=(DmFm)/2=779.4232+770.4160/2=774.91

16、96 kg/m3、提馏段液相平均密度Lm2=(FmWmkg/m3五、液体平均外表力计算 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的外表力如表4，将其以T为x轴、为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-外表力曲线图如图4。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉与的温度围的外表力可用下式求得： 甲苯 AT 乙苯 BT31.046 而液相平均外表力用计算 表6 甲苯、乙苯在某些温度下的外表力3甲苯、乙苯在某些温度下的外表力温度 T60708090100外表力(mN/m)甲苯乙苯温度 T110120130140150外表力 (mN/m)甲苯乙苯图4 1、塔顶液相平均外表力的计算 由 TD 得：DA=3130.095=1

17、8.5267mN/m DB=16131.046=1mN/mDm18.5267(1-0.9826)mN/m 2、进料板液相平均外表力的计算 由TF 得：FA330.095=1mN/mFB16131.046=18.9739mN/mFm1118.9739=1mN/m 3、塔底液相平均外表力的计算 由 TW134.49 得：WA=31330.095=15.9332mN/m WB=161331.046=17.3818mN/mWm15.9332(1-0.023)mN/m 4、精馏段液相平均外表力 Lm1=(DmFmmN/m 5、提馏段液相平均外表力 Lm2=(FmWmmN/m（六） 、液体平均粘度计算 已

18、查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的粘度，将其以T为x轴为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-粘度曲线图。 故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉与的温度围的粘度可用下式算得：甲苯 ：10-5T2 乙苯 ：10-5T20.0053T0.6896 液相平均粘度用lgLm=xilgi计算表7 甲苯、乙苯在某些温度下的粘度3甲苯、乙苯在某些温度下的粘度温度 T/60708090100粘度mPas甲苯乙苯温度 T/110120130140150粘度mPas甲苯乙苯图5 1、塔顶液相平均粘度的计算 由TD得 ：DA=10-52mPas DB=10-52mPaslgDm=lg()826)lg()解出Dm=mPas 2、进

19、料板液相平均粘度的计算 由TF得 ：FA=10-52mPasFB=10-52mPaslgFm=lg()(1-)lg()解出Fm= mPas 3、塔底液相平均粘度的计算 由TW得 ：WA=10-52mPasWB=10-52mPaslgWm=lg(0.1994)(1-0.023)lg(0.2300解出Wm= mPas 4、精馏段液相平均粘度 5、提馏段液相平均粘度5四、精馏塔的气、液相负荷计算一、精馏段气、液相负荷计算 汽相摩尔流率： 汽相体积流量：汽相体积流量：液相回流摩尔流率： 液相体积流量：液相体积流量： 二、提馏段气、液相负荷计算汽相摩尔流率： 汽相体积流量：汽相体积流量:液相回流摩尔流率

20、： 液相体积流量：液相体积流量：五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 一、塔径的计算 1、 精馏段塔径的计算 取板间距HT=0.40，取板上清液层高度 0.06m。液气动能参数 ：查Smith通用关联图得7负荷因子：最大允空塔气速： =取适宜空塔气速：1F1=估算塔径 ：=,按标准塔径圆塔截面积为 AT1= 2、 提馏段塔径的计算 取板间距HT=0.40m，板上清液层高度 0.06m。液气动能参数 ：=图6 Smith通用关联图查Smith通用关联图得负荷因子： 最大允空塔气速： 取适宜空塔气速：2F2=估算塔径 ：，为加工方便，圆整取1m上下塔段直径保持一致.塔的截面积： 表8 板间距与塔径的关系塔

21、径D/mm300500500800800160016002400板间距HT/mm200，250，300250，300，350300，350，400，450，500400，450，500，550，600（二） 、精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度： Z精=( Np1-1)HT=(14-1) 提溜段有效高度： Z提=(Np2-1)HT=(17-1) 0.4=6.4m 在筒体上开三个人孔HT，其高度为0.4m 故精馏塔的有效高度Z =Z精Z提6六、塔板主要工艺尺寸的计算 (一)、溢流装置计算 1、精馏段溢流装置计算 因塔径D1m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下： 、堰长：

22、 取m 、溢流堰高度hw1 由；，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E1=1.031，对于平直堰，堰上液层高度hOW1可由Francis经验公式计算得：(/0.7) =0.01356=13.56mmhOW应大于6mm，本设计满足要求，板上清液层高度 60mm ，故、弓形降液管宽度Wd1和截面积Af1 由查弓形降液管的参数图得： 液体在降液管中停留时间：故降液管设计合理。 、降液管底隙高度ho1 因ho=hw-(0.0060.012) 而不宜小于0.020.025 m，以免引起堵塞。如此取ho1hW1-ho1=故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取=50mm。 2、提馏段溢流装置计

23、算 因塔径D1m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下： 、堰长： 取、溢流堰高度hw2 由；，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E235，对于平直堰，堰上液层高度hOW2由Francis经验公式计算：hOW应大于6mm，本设计满足要求 ，板上清液层高度 60mm ，故、弓形降液管宽度Wd2和截面积Af2 因=，塔径D一样故Wd2=Wd1=0.11 m，Af2=Af1=0.07065 m2液体在降液管中停留时间：,故降液管设计合理。 、降液管底隙高度ho2 因ho=hw-(0.0060.012) 而不宜小于0.020.025 m，以免引起堵塞。如此取ho2hw2 -ho2

24、=故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取=50mm。 二、塔板布置 1、精馏段塔板布置、塔板的分块 因D1800mm，故塔板采用分块式。塔板分为3块。 表9 塔板分块数与塔径的关系塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数 3 4 5 6、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定 取破沫区宽度：=0.06 m ；取无效边缘区：Wc1=0.05 m。、开孔区面积计算 开孔区面积Aa按计算 其中x1=D/2-(Wd1Ws1 )= 0.5-(0.11+0.06)=0.33 m r1 = D/2-Wc1 =0.5-0.05=0.45 m 故 、筛孔计算

25、与其排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用3 mm一般的厚度为34mm碳钢板，取筛孔直径 d015 mm工业生产中孔径一般在310mm之间，45mm居多，筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t13d013 515mm通常采用2.55倍孔直径的中心距 。 筛孔数目： 开孔率为：开孔率一般在515%之间,满足要求 每层塔板开孔面积： 气体通过筛孔的气速： 2、提馏段塔板布置、塔板的分块 因D2800mm，故塔板采用分块式。塔板分为3块。、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定 取破沫区宽度：=0.06 m 取无效边缘区：Wc2=Wc1=0.05 m、开孔区面积计算 开孔区面积Aa2=Aa1=0.5

26、353 m2、筛孔计算与其排列 同样选用3 mm碳钢板，筛孔直径 d02=d015 mm，按正三角形排列，孔中心距t为 t2=t13d013 515mm。 筛孔数目：n2=n1=2755个 开孔率为： 满足要求 每层塔板开孔面积： 气体通过筛孔的气速：塔板孔布置如下面所示：7图7表10 单流型塔板某些参数推荐值塔径D/mm塔截面积AT/m2Ad/AT/% lW/D 弓形降液管降液管面积Ad/mm2堰长lW/mm堰宽bD/mm 800529，581，640100 125 160 1000650 714 800120 150 200 1200794 876 960150 290 240七 、 筛板

27、的流体力学验算 (一) 、塔板压降 1、精馏段的塔板压降、干板阻力hc1计算 干板阻力hc1由 计算d01/5/31.6667，由孔流系数图查得孔流系数C010.8011 故、气体通过板上液层的压降 气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有： 动能因子： 查充气系数图得充气系数：一般可近似取。 故、液体外表力的阻力计算 液体外表力所产生的阻力由计算 、气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 ： 满足工艺要求。 2、提馏段的塔板压降、干板阻力hc2计算 干板阻力hc2由 计算d02531.6667，查得孔流系数C020.8011 故、气体通过板上液层的压降

28、气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有： 动能因子： 查图得充气系数：一般可近似取。 故、液体外表力的阻力计算 液体外表力所产生的阻力由计算 、气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 ： 满足工艺要求。 (二)、 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (三)、 液沫夹带 液沫夹带量可用式计算： 精馏段液沫夹带量 提馏段液沫夹带量: 验算结果明确产生的雾沫夹带量在本设计围允许 (四) 、漏液 对筛板塔，漏液点气速(下限气速)uOM可由下式计算，即 精馏段： 实际孔速uo112.4337 m/suOM1

29、稳定系数为K1=uo1/uOM1 提馏段： 实际孔速uo211.41613 m/suOM2 稳定系数为K2=uo2/uOM2 故在本设计中无明显漏液。 (五) 、液泛 为防止塔发生液泛，降液管液层高Hd应服从Hd(HT+hW) 苯一甲苯物系属一般物系，取0.5，如此 (HT+hW(0.42197 m 而Hd=hP+hL+hd，板上不设进口堰，本设计采用平直堰=0，hd可由计算，即 精馏段： 故Hd10964105 m液柱 。 提馏段： 故Hd222303 m液柱 。 因Hd1和Hd2都小于(HT+hW),故在本设计中不会发生液泛现象。 通过流体力学验算，可认为精馏段和提馏段塔径与塔板各工艺结构

30、尺寸适宜，假如要做出最合理的设计，还需重选与，进展优化设计，在此不再赘叙。8图8 塔板负荷性能图Vs ,m3/sLs ,m3/s(1)雾沫夹带线(2)液泛线(3)液相上限线(4)漏夜线(5)液相负荷下限线A Vs,minP操作点B Vs,maxO八、 塔板负荷性能图塔板负荷性能图Vs ,m3/sLs ,m3/s(1)雾沫夹带线(2)液泛线(3)液相上限线(4)漏夜线(5)液相负荷下限线A Vs,minP操作点B Vs,maxO一、精馏段塔板负荷性能图 1、液相负荷上限线 2、液相负荷下限线 取平堰堰上液层高度m，。 3、雾沫夹带线式中代入数据得简化得：在操作围，任取几个值，依上式算出对应的值列

31、于下表：1.23依据表中数据作出雾沫夹带线 4、液泛线在操作围，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：4 依据表中数据作出液泛线 5、漏液线气相负荷下限线漏液点气速，整理得：在操作围，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：，m3/sVs了，min，m3/s0.440.4290.360.29依据表中数据作出漏液线 6、操作弹性 操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性=将所得上述五个方程绘制成精馏段塔板负荷性能图二、提馏段塔板负荷性能图 1、液相负荷上限线 2、液相负荷下限线取平堰堰上液层高度m，。 3、雾沫夹带线式中代入数据得简化得：

32、在操作围，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：0.290.520.781.24依据表中数据作出雾沫夹带线 4、液泛线在操作围，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：0.58 依据表中数据作出液泛线 5、漏液线气相负荷下限线漏液点气速，整理得：在操作围，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：1040Vs了，min，m3/s0.420.400.370.330.27依据表中数据作出漏液线 将所得上述五个方程绘制成提馏段塔板负荷性能图 6、操作弹性 操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性=9图 9 图 10九、精馏塔的设计计算结果汇总一

33、览表表11 精馏塔的设计计算结果汇总一览表项 目符 号单 位计 算 结 果精馏段提馏段平均压强PkPa110.2121.05平均温度T114.34126.655平均密度气相kg/m33.20723.6536液相774.9196762.2819平均流量气相Vsm3/s0.46210.4341液相Lsm3/s19372438实际塔板数31块1417板间距HTm0.40.4塔段的有效高度Em塔径Dm1.01.0空塔气速m/s0.9846塔板液流型式单流型单流型溢流装置溢流管型式堰长m堰高hWm6444413溢流堰宽度hom底隙高度m29173337板上清液层高度hLm孔径d0mm55孔间距tmm15

34、15孔数n个27552755开孔面积Aam2筛孔气速uom/s塔板压降PpkPa液体在降液管中的停留时间s14.589611.5915降液管清液层高度Hdm050.1503液(雾)沫夹带量kg液/kg气659609漏液点气速uOMm/s负荷上限Lm3/s5652负荷下限Lm3/s05704气相最大负荷m3/s气相最小负荷m3/s操作弹性十、 精馏塔接收尺寸计算(一塔顶进气管选择蒸气速度，如此经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：二塔顶回流液管选择回流液流速，如此经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：三进料管选择进料液流速，如此经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，

35、规格：四塔釜出料管选择塔釜出料液流速，如此经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：五塔釜进气管选择蒸气速度，如此经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：10-11十一、主要辅助设备选型冷凝器的设计一、确定物性数据 1、定性温度：可取流体进、出口温度的平均值。 壳程流体的定性温度为 ： 管程水的定性温度为 ：下的有关物性数据如下： 密 度 ： 1= 778.561 kg/m3 定压比热容 ： cp1= 2.02345 kJ/(kg) 导热系数 ： 1= 0.113119 W/(m) 粘 度 ： 1=Dm= Pas 3、循环冷却水在50下的物性数据： 密 度 ：=988.1 k

36、g/m3 定压比热容 ：cp=4.174 kJ/(kg) 导热系数 ：=0.648 W/(m) 粘 度 ：=0.000549 Pas三、热计算负荷 1、壳程液流量 由精馏塔的设计计算可知：汽相摩尔流率：V=56.9135 kmol/h 塔顶汽相平均摩尔质量：MVDM=92.37 kg/kmol 壳程液流量 ：ms1=VMVDM=5257.100 kg/h =kg/s 2、壳程流体的汽化潜热 根据已查得的汽相甲苯、乙苯在某些温度下的汽化潜热如表，将其以T为x轴、r为y轴绘制出温度-汽化潜热两条曲线如图。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉与的温度围的汽化潜热可用下式算得：表12 汽化潜热与温度的关系汽

37、化潜热与温度的关系温度 T406080100120140160180甲苯KJ/kg391379乙苯370图11220.3999T407.22 由T=110.783 可计算出相应的汽化潜热： 3、热负荷 热负荷：Q=ms1rm=360.1399=525.9123 KW忽略热损失四、 逆流平均温差五、冷却水用量六、估算传热面积 由于管程走水，壳程走冷凝液，总传热系数K=467814 W/m2，现取K=600 W/m2 传热面积：考虑 15的面积裕度，S=1.15S=1.1514.9776=17.2242m2。七、 换热器的工艺结构尺寸 1、换热管与管流速的选择 根据我国目前的系列标准，本设计固定管

38、板式式换热器选用管径为25mm2.5mm的碳钢管，管流速取u=0.5 m/s。 2、管程数和传热管数 依据传热管径和流速确定单程传热管数根 按单程管计算，所需的传热管长度为 do为管外径。显然传热管过长，宜采用多管程结构，现取传热管长L=6 m，如此该换热器管程数为，传热管总根数 N=212=42(根) 3、传热管排列和分程方法 采用组合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25 do32(mm) 横过管束中心线的管数 4、壳体径 采用单管程结构，取管板利用率0.7，如此壳体径为 圆整可取D300 mm3007530090 mm，可取板间距B=100mm；折流

39、板数，折流板圆缺面水平装配。 6、接收 壳程流体进出口接收：取接收流体流速为 u2 m/s，如此接收径为：经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格： 管程流体进出口接收：取接收循环水流速 u2 m/s，如此接收径为：经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：八、换热器核算 1、热量核算壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式 因是正三角形排列所以当量直径： 壳程流通截面积： 壳程流体流速与其雷诺数分别： 普兰特准数： 粘度校正： 管程对流传热系数 管程流通截面积 管程流体流速与其雷诺数分别 普兰特准数传热系数K污垢热阻Rs=0.000344 m2/W , Rs1=0.0

40、00172 m2/W；管壁的导热系数=48 W/(m)；。传热面积S 该换热器的实际传热面积Sp,因SpS所以此串联一个壳程，因此Sp=29.84 m2 该换热器的面积裕度为：故传热面积裕度适宜，该换热器能够完成生产任务。 2、换热器流体的流动阻力管程流动阻力管程总压力降，其中污垢校正系数取Ft=1.4；管程数Np=2；串联壳程数Ns=2。 由Re13184.661，传热管相对粗糙度0.01/200.005，查莫狄图得0.032 W/m。直管阻力局部阻力管程流动阻力在允许围之。壳程阻力 流体流经管束的阻力用计算：F=0.5，nc=10，NB=40，u1摩擦系数 流体流过折流板缺口的阻力B=0.

41、15，D=0.4，Fs，壳程流动阻力也能承受。12-15九、 换热器主要结构尺寸和计算结果 表13 换热器主要结构尺寸和计算结果换热器形式：固定管板式 工艺参数 名称 管程 壳程 物料名称 循环水 甲苯定压比热容4.174kJ/(kg)kJ/(kg)操作温度，30/70流量，kg/h流体密度，kg/m3流速，m/s0.10.2057传热量，kW525.9123总传热系数，W/m2K3传热系数，W/m2K27污垢系数，m2K/W阻力降，MPa程数 21管子规格 管数42管长mm:6000管间距，mm32排列方式 正三角形 折流板型式 上下 间距mm100切口高度25%壳体径，mm300换热面积m

42、229.84再沸器的设计一、 有关物性确实定 假如把再沸器当作一层理论板，且认为压降与压力损失近视相等如此其操作压力P=127 kPa与塔釜相等，在此温度下乙苯的液态与气 计算此温度下的乙苯的物性：液态密度L=Wm= 759.34 Kg/m3 蒸汽密度V=Vm2=3.7023 Kg/m3 液态粘度L=Wm= 0.2259 mPas 蒸汽粘度V136.25.8236=9.0515 mPas液态比热容CpL136.2+1.6353=2.13924 KJ/(kg)液态导热系数L136.2+136.88=0.1020 W/(m)外表力=136.231.046=17.2081 mN/m液体蒸气压曲线的斜

43、率比气化焓hV液体的临界压力Pc=4107.715 Kpas=160，此温度下水蒸汽的物性数据如下：液态粘度为L水=0.173 mPas汽化潜热为r=2087.1 KJkg液态密度L水=907.4 kg/m3 蒸汽密度V水=3.252 kg/m3液态导热率L水=0.683 W/(m) 二、 估算传热面积、初选换热器型号 1、热负荷Q显热加热段热负荷Q1蒸发量设出口气化率x=0.1有机液体一般在0.10.25左右；由于压力变化引起液体沸点温度的变化，设为t=2蒸发段热负荷Q2热负荷Q=Q1+Q2=636.1236 KW2、 传热温差 3、假设K值，估算传热面积假设K值： 因有机物走管程且L= 0

44、.2259 mPas0.5 mPas，水蒸汽走 壳程，其传热系数由经验值可知其传热系数K在5821193 W/(m2/K),现假设K=1000 W/(m2/K)。估算传热面积 4、初选再沸器管规格 252管长 L=3 m 计算管数 中心距 t=32 mm 采用正方角形排列，中心线管束： 计算壳径 圆整取D=500 mm (长径比L/D=5在46之间,合理) 管程流体进、出口接收：取接收流体流速 u1 m/s，如此接收径为：，取标准管径 60 mm。三、传热能力核算 1、确定显热段传热系数KL计算显热段管传热系数i 釜液循环质量流量： 管流通截面积： 管总质量流速： 管流体流速： (在0.51.5 m/s说明假设气化率合理)壳程对流传热系数 整个过程由热量衡算Q=msr得 水蒸汽用量: 冷凝负荷： 雷诺数：计算显热段传热系数KL 查得管金属的导热系数=45 W/(mK) 乙苯液体的污垢热阻Rs110-4 m2K/W 水蒸汽的污垢热阻Rs210-4 m2K/W 2、蒸发段传热系数KE的计算 将蒸发段分为两局部即两相对流曲和核状沸腾区两相区传热系数K1的计算的计算 两相区的平均密度以出口气化率的三分之一计算 两相流 计算允许最大热流密度为1的计算 因传热系数与给热系数相差不大为计算方便此设计取： 核状沸腾区传热系数K2的计算的计算 两相流