化工原理工程設(shè)計

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1、西南交通大學(xué) 化工原理工程設(shè)計說明書 題目：分離苯—甲苯混合物的精餾塔的設(shè)計 設(shè) 計 者：琪 班 級：生物工程 學(xué) 號： 指導(dǎo)老師： 完成日期：2012/7/17 目錄 前言-------------------------------------------------------------------- 設(shè)計任務(wù)-------------------------------------------------------------- 一． 精餾裝置工藝流程圖----

2、------------------------------------ 二． 精餾塔的設(shè)計計算------------------------------------------- 1.基本數(shù)據(jù)計算-------------------------------------------------- 2.回流比的計算-------------------------------------------------- 3.塔板數(shù)的計算-------------------------------------------------- 三．精餾塔的工藝設(shè)計----------------

3、--------------------------- 1.塔徑的計算----------------------------------------------------- 2.塔高的計算---------------------------------------------------- 3.塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的計算和設(shè)計--------------------------------- 附 精餾塔塔板設(shè)計結(jié)果匯總表------------------------------ 提餾塔塔板設(shè)計結(jié)果匯總表------------------------------- 四

4、．精餾塔的負(fù)荷性能的計算----------------------------------- 1.塔板的負(fù)荷性能計算----------------------------------------- 2.塔板的流體力學(xué)校核------------------------------------------- 五．精餾塔的輔助設(shè)備------------------------------------------- 1.塔頂冷凝器----------------------------------------------------- 2.塔底再沸器---------

5、---------------------------------------------- 六．設(shè)計小結(jié)----------------------------------------------------------- 七．參考文獻(xiàn)----------------------------------------------------------- 八．附圖--------------------------------------------------------------- 前言 本實驗

6、的設(shè)計題目是分離分離苯—甲苯混合物的精餾塔的設(shè)計。精餾操作是重要的化工單元操作，廣泛應(yīng)用于石油、化工、輕工、食品、冶金等領(lǐng)域。此操作主要在塔設(shè)備中進(jìn)行，使液—液混合液經(jīng)過多次部分氣化和部分冷凝，以達(dá)到使混合物體系分離成較高純度的組分的目的，精餾塔設(shè)計的主要任務(wù)是根據(jù)物系性質(zhì)和工藝要求，確定操作條件。選擇一定的塔型，進(jìn)行工藝和設(shè)備的計算。 精餾裝置流程比較定型。一般包括：精餾塔、塔頂蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸餾釜）、原料加熱器以及輸送設(shè)備等。 塔器是氣液傳質(zhì)的主要設(shè)備。氣液混合物通過塔器的處理，就能將其中各組分進(jìn)行分離。從精餾的原理可知：要使過程順利進(jìn)行，必須具備兩個條件：一是氣液兩相密切接

7、觸；二是氣液兩相接觸面積要大。塔設(shè)備中本身的結(jié)構(gòu)正是為提供這兩個條件而設(shè)計的。因此選擇塔設(shè)備一般根據(jù)以下原則：能提供良好的氣液接觸條件和足夠大的接觸面積，以達(dá)到生產(chǎn)能力大，分離效率高，壓降小，操作范圍廣，結(jié)構(gòu)簡單，金屬材料消耗少。 在選擇塔的種類時應(yīng)注意，不同的塔型各有某些獨特的特性。設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求選擇適宜的塔型。本實驗設(shè)計選擇浮閥塔。它是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的。它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩。在塔板開孔上設(shè)有浮孔。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性，塔板效率壓降，生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價等方面比泡罩塔更優(yōu)越。浮閥塔廣泛用于精餾，吸收以及脫吸等傳質(zhì)過程中。 設(shè)計之所以選擇浮閥塔，

8、是因為它具有以下幾個優(yōu)點： ① 處理能力比同塔型的泡罩塔可增加20%~40% ② 操作彈性大，一般約為3~4，最高可達(dá)6，比篩板塔，泡罩塔，舌形塔都大。 ③ 塔板效率高。比泡罩塔高15%左右。 ④ 壓降小。在常壓下塔中每塊板的壓降一般都較小。 ⑤ 使用周期長，粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常工作。 ⑥ 安裝容易，制造費為泡罩塔的60~80%。 在選定浮閥塔的基礎(chǔ)上確定設(shè)計方案。其總原則是盡可能的設(shè)計出經(jīng)濟(jì)上合理，產(chǎn)品質(zhì)量高，低耗能的塔設(shè)備。 一． 精餾裝置工藝流程圖 精餾裝置一般包括：精餾塔、塔頂蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸餾

9、釜）、原料加熱器以及輸送設(shè)備和管路等。其工藝流程圖比較固定。工業(yè)生產(chǎn)常見的精餾流程見下圖。 二． 精餾塔的設(shè)計及計算 1.基本數(shù)據(jù)的計算 苯的分子量：78.1kg/kmol C6H6 甲苯的分子量：92.1kg/kmol C7H8 進(jìn)料的平均分子量：MF=0.6578.1+0.3592.1=82.9kg/kmol 進(jìn)料液的摩爾量為：F=770082.9=92.88kmol/h 總物料衡算：F=D+W Fxf=DxD+WxW 解之得：D=60.49kmol/h W=32.39

10、kmol/h 2．q值的計算 由苯—甲苯的溫度—組成相圖（附圖2） 得： 當(dāng)xF=0.65時 苯的泡點溫度為tD=88.1℃ 進(jìn)料溫度為65℃時的平均溫度為t=℃ 由液體的比熱共線圖[1]可查得 苯的比熱CpA=0.464.187kJkg-1K-1=1.93kJkg-1K-1 甲苯的比熱CpB=0.464.187 kJkg-1K-1=1.93 kJkg-1K-1（采用內(nèi)差法計算所得） 則進(jìn)料的平均比熱Cpm=1.93 kJkg-1K-1 當(dāng)P=0.1MPa時，查得[2]苯的氣化潛熱為γA=393.9kJkg-1 甲苯的氣化潛熱為γB=363 kJkg-1

11、 則進(jìn)料液的平均氣化潛熱γm=393.9+0.388363=381.9 kJkg-1 所以q= 即q=1.117. 3．計算最小回流比Rmin 由2得q=1.117 q線為y=x- 由此作附圖3，q線與平衡線的交點為：xq=0.671，Yq=0.769 所以Rmin=（xd-yq）/（yq-xq）=0.899 4、計算最小理論塔板數(shù)Nmin 由參考[3] 表10—3以及附圖2，計算xF=0.65 xD=0.99 xW=0.015下，分別對應(yīng)的泡點溫度，取三處的α的幾何平均值。 tF=88.1℃ tD=80.3℃ tW=109.9℃ αF=2.5297 αD=

12、2.5978 αW=2.3553 則α=3αFαDαW =2.49 全回流時，所需理論塔板數(shù)最少，由芬斯克（Fenske）方程[4] Nmin= 5、計算理論塔板數(shù)N 設(shè)R=1.0 由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖[5]得 y=0.75（1-x0.567） y= 算出N= 同上，設(shè)若干R值，可算得相應(yīng)的若干N值，其結(jié)果列表如下 設(shè)R Rmin Nmin 　 　 　 1 0.899 8.62 0.051 0.612 23.8 1.2 0.899 8.62 0.137 0.507 18.5 1.4 0.899 8.62 0.209 0.441

13、 16.2 1.6 0.899 8.62 0.27 0.393 14.9 1.8 0.899 8.62 0.322 0.356 13.9 2 0.899 8.62 0.367 0.325 13.3 2.2 0.899 8.62 0.407 0.3 12.7 2.4 0.899 8.62 0.441 0.278 12.3 2.6 0.899 8.62 0.473 0.26 12 2.8 0.899 8.62 0.5 0.244 11.7 3 0.899 8.62 0.525 0.229 11.5 3

14、.2 0.899 8.62 0.548 0.217 11.3 3.4 0.899 8.62 0.568 0.206 11.1 由上表做R—N關(guān)系圖（附圖4） 從R與N的關(guān)系可見：當(dāng)R＜1.8時，曲線很陡，所需N較多； 當(dāng)R＞1.8時，曲線變平坦，所需N減少。 取R=1.8，理論塔板數(shù)N=13.9 作圖所求理論塔板數(shù)（附圖3）N’=14.5 取R=2.0，理論塔板數(shù)N=13.3 作圖所求理論塔板數(shù)（附圖3）N’=14.3 則可以看出：當(dāng)R取1.8時，N’與N最相近 故取R=1.8 N=14.5 6、塔板效率的計算 采用奧康奈爾（O’co

15、nnell）法[6] ET=0.49（αμaV）-0.245 由4可知α=2.49 塔頂：xD=0.99 查得泡點溫度為 80.3℃ 塔底：xW=0.015 查得泡點溫度為 109.9℃ 則平均溫度t=（80.3+109.9）/2=95.1 由液體的粘度共線圖[7]查得 苯的粘度μ=0.25cP 甲苯的粘度 μ=0.28cP 則進(jìn)料的平均粘度μ=0.250.65+0.280.35=0.2605cP ET=0.49（αμ）-0.245=0.5448cP（與[6]圖11—21對照，結(jié)果相近，故可用） E0≈0.54481.1=0.599 7、實際塔板數(shù)的計算 由附圖

16、3可知理論塔板數(shù)N=14.5，找到d點 ①精餾段應(yīng)為N1=6.7 故實際塔板數(shù)為 Ne1=N1/E0=11.19 取為12層 ②提餾段應(yīng)為N2=14.5-6.7=7.8 故實際塔板數(shù)為 Ne2=N2/E0=13.02 取為14層 即實際塔板數(shù)為12+14=26層，實際進(jìn)料板位置為第12塊板。 三．精餾塔的工藝設(shè)計 一、塔徑的計算 1、精餾段的塔徑 精餾段的平均溫度為t=（td+tf）/2=（80.3+88）/2=84.15℃ 餾出液的平均分子量M=0.9978.1+0.0192.1=78.14

17、kg/kmol 則塔頂t=80.3℃時，蒸汽的密度 =2.66kg/m3 D=60.49kmol/h=0.017kmol/s 則上升的蒸汽的量為： Vs=L+D=(R+1)D=0.017（1.8+1）78.142.63=1.4m3 又查表[8]得: 當(dāng)t=80.3℃時，苯和甲苯的液體平均密度為811kg/m3 當(dāng)t=88℃時，苯和甲苯的液體平均密度為803kg/m3 當(dāng)t=109.9℃時，苯和甲苯的液體平均密度為780kg/m3 則精餾段的液體平均密度 ρL=795.3+787.952=（803+811）/2=807 kg/m3 將各處的摩爾分率換算為質(zhì)量分率： a

18、F =0.65/(0.65+0.35(92/78))=0.612kg/h aD =0.988kg/h aW =0.013kg/h 由物料衡算 F=D+W FaF=DaD+WaW 解之得 D=4731kh/h=1.31kg/s W=2969kg/h=0.82kg/s 液體流量為 L=RD=1.81.31=2.36kg/s Ls=2.36/807=0.003 m3/s 假設(shè)取板間距HT為0.45m，由史密斯關(guān)聯(lián)圖[9]可得C=0.11m/s 則液泛速度Uf=c m/s 取安全系級為0.7 則u=0.7uf=1.34 m/s A’=Vs/U=1.4/1.34=

19、1.045m2 Af=Vs/Uf=1.4/1.92=0.729m2 D= m 取整為D=1.6m 由于浮閥塔的塔徑D在0.8~1.6m時 板間距HT正好在300~450mm之間 故取板間距為0.45m合適[10] 2.提餾段的塔徑 提餾段的平均溫度t=(tF+tW)/2=（88+109.8）/2=98.95℃ 進(jìn)料時t=94.8℃ ρA= = 2.60kg/m3 ρB= 3.07kg/m3 ρF=2.600.65+3.070.35=2.765kg/m3 塔底t=109.9℃ ρA= = 2.450 kg/m3 ρB= 2.890kg/m3 ρW

20、=2.4500.0.015+2.8900.985=2.883kg/m3 平均密度ρV=ρF+ρW2 = 2.823+2.8822= 2.824kg/m3 塔底t=109.9℃，查得液體平均密度為780kg/m3 則提餾段的平均密度為 (803+780)/2=791.5kg/m3 液體流量為 Ls’=L’/=(L+qF)/ =(2.36+1.11777003600)791.5=0.006m3/s 蒸汽流量為Vs’=Vs-(1-q)F=1.4—（1—1.117）（7700/（3600803））=1.40kg/s 取板間距為0.45m，由史密斯關(guān)聯(lián)圖[9]可得C=0.10m/s

21、 則液泛速度 Uf=cm/s 取安全系級為0.7 則u=0.7uf=1.170m/s A’=Vs’/U=1.196m2 Af=Vs’/Uf=0.0.838m2 D= 取整為D=1.6m 由于浮閥塔的塔徑D在0.8~1.6m時 板間距HT正好在300~450mm之間，故取板間距為0.45m合適[10] 二、塔高的計算（塔高包括①塔的有效高度，②頂部空間，③底部空間以及④結(jié)合再沸器的安裝高度） 1、取塔頂與第一塊板之間的距離HD為1.0m（使氣流中的液滴自由沉降，減少出塔氣中的液沫夾帶，經(jīng)驗值一般為1.0~1.5m） 2、取塔底與最下一層之間的高度HB為1.0m（保證料液

22、不致排完，經(jīng)驗高度為1.0~2.0m） 3、進(jìn)料板的高度，由于進(jìn)料可能在此急劇汽化，流速很高，為防止液沫夾帶，進(jìn)料板間距HF要求較高，一般為塔板間距的2倍。 4、塔徑較大（1.5m）以上必須開人孔，故人孔板間距應(yīng)有足夠的空間，其之不小于600mm,每個人孔應(yīng)控制10個左右的塔板。 Ht’=800mm S=2 在第16~17塊板之間和第6~7塊板之間設(shè)人孔。 綜上，塔高H=HD+（N-S-2）HT+SH’T+HF+HB =1.0+(25-2-2)0.45+20.8+0.9+1.0=13.95m 三、塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)設(shè)計 1、塔板形式 由于D=1.6m＞0.8m （采用精、提兩段中

23、較大的直徑作為精餾塔的全塔直徑） 故采用分塊式塔盤； 塔板流動性采用單流形； 降液管采用弓形。[12] 2、溢流裝置各結(jié)構(gòu)尺寸的計算[13] 取堰長lw=0.7D=0.71.6=1.12m 對于弓形降液管lw/D=0.7時 查得b/D=0.15 Af/AT=0.09 則b=0.015D=0.24m Af=0.09AT=0.18m2 又因為L=RD=1.84731=8515.8kg/h 則液相流量Lh=L/ =8515.8791.5=10.76m3/h Lh/Lw=10.761.12=9.61 Lw/D=0.7時，由液流收縮系數(shù)計算圖[14]查得液流收縮系數(shù)E=

24、1.03 how=2.84/1000E（Lh/Lw）=0.002841.039.61=13mm 對于常壓塔，hw在40~50mm之間； HL在50~100mm之間。 故取 hw=45mm HL=hw+how=58mm，在50~100mm之間校核[13] 3、閥孔數(shù)N的計算 選取標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔盤，采用JB—118—68 F1型浮閥[14] (1)取閥孔動能因數(shù)F0=10.5[14] （浮閥全開時F0=9~12） 由此確定孔速[14]Uo=Fo/ 又ρV=（2.63+2.824）/2=2.727kg/m3 Uo=6.36m/s 塔中平均蒸汽量Vs=(1.4+1.4)/2=1.

25、40m3/s 計算每層塔板上的浮閥數(shù) N=Vs/(O.785do2Uo)=1.40（0.7850.03926.36）=185 (2)計算閥孔中心距t 采用正三角形排列時 t=d00.907AaA0 其中閥孔總面積Ao=Vs/Uo=1.46.36=0.22 m2 閥孔直徑d0=0.039m 鼓泡區(qū)面積[15] 由資料[15]，選取Ws=60mm Wc=40mm X=D/2—(b+Ws)=1.6/2—(0.24+0.06)=0.5m R=D/2—Wc=1.6/2-0.04=0.76m 則=41.1 Aa=1.447m2 t=d00.907AaA0 =0.0390

26、.10m 根據(jù)t作圖（縮小10倍）見附圖5 由圖可數(shù)出鼓泡區(qū)可以不值得閥孔總數(shù)N’=173個 與N=185個相近，符合要求。 驗算 Uo’=837.5Vs/N’=6.8m/s Fo’= Uo’=11.2 F0’人在9~12范圍內(nèi)，即可認(rèn)為滿足要求 本浮閥塔取叉排的排列形式 開孔率=N（do/D）2100%=10.3% 開孔率在10%~14%之間，滿足要求。 四．精餾塔的負(fù)荷性能計算 一、塔頂負(fù)荷性能計算[16] 1、 過量霧沫夾帶 查表得[17]表面張力為0.02N/m 由 取=0.1 kg液/kg氣做極限計算 ho

27、w=2.84/1000E（Lh/Lw） =0.002841.03（3600VL 1.12） =0.628 VL 取hw=0.045m HT=0.45m 已知UG=VS/（AT-Af）= Vs（2.01-0.180=0.546 VS 故經(jīng)整理得VS =3.86-17.9Ls 列表 Ls(m3/s) 0 0.001 0.003 0.005 0.008 0.01 0.012 0.014 0.016 Vs(m3/s) 3.86 3.68 3.49 3.34 3.14 3.03 2.92 2.82 2.72 由此可作出霧沫夾帶線（1） 2

28、、 氣相下限操作線（泄露線）[16] 由Vs下限=0.785d02NF0ρv 已知d0=0.039m N=173 Fo取5 F0=5 精餾段 =2.713 kg/m3 Vs下限=0.7850.03921735=0.63m3/s 提餾段 =2.824kg/m3 Vs下限=0.61 m3/s 由此做氣象下限操作線(2) 3、 液體下限操作線[16] 由how=0.00284E(Lhlw)23 取how=0.006 [16] E=1.03 lw=1.12m 解之得Lh=3.44 m3/h Ls=Lh/3600=0.001 m3/s

29、由此做出液相下限操作線(3) 4、液相上限操作線（降液管超負(fù)荷線） Ls=AfHTτ 取τ=5s[12] Af=0.18m2 HT=0.45m 得Ls=0.016m3/s 由此做液相上限操作線(4) 5、液泛線[16] aVs2=b+cLs2+d Ls 精餾段 =2.713 kg/m3 ρL=807kg/m3 a=1.91105ρVρLN2 =0.021 參考數(shù)據(jù)，帶入已知量，有： b=ΦHT+(Φ-1-β)hw =0.50.45+（0.5-1-0.5）0.45 =0.18 C=-0.153/（Lw2ho2）=-195.

30、2 d=-（1+β)E（0.667）/ Lw =-1.51.030.6671.12 =-0.96 得0.021Vs2=0.18-195.2Ls2 -0.96Ls 列表 Ls(m3/s) 0.001 0.003 0.005 0.008 0.01 0.012 0.014 0.016 Vs(m3/s) 2.85 2.75 2.65 2.48 2.35 2.2 2.02 1.81 提餾段 =2.824 kg/m3 ρL=791.5kg/m3 a=1.91105ρVρLN2=0.023 參考數(shù)據(jù)，帶入已知量，有： b=Φ

31、HT+(Φ-1-β)hw =0.50.45+（0.5-1-0.5）0.45 =0.18 C=-0.153/（Lw2ho2）=-195.2 d=-（1+β)E（0.667）/ Lw =-1.51.030.6671.12 =-0.96 得0.023Vs2=0.18-195.2Ls2 -0.96Ls 列表 Ls(m3/s) 0.001 0.003 0.005 0.008 0.01 0.012 0.014 0.016 Vs(m3/s) 2.72 2.62 2.53 2.37 2.25 2.1 1.93 1.73 6、操作線 精餾段

32、斜率 m=V/L=((R+1)DρL)/（RDρv）=2.88071.82.63=477.3 做操作線OA OA線與(2)線、(5)的交點為負(fù)荷上下線 精餾段 OA與(2)線交點為0.63m3/s OA與(5)線交點為2.45m3/s 則 =2.45/1.4 =1.75 =0.63/14 =45% =2.45/0.63 =3.89 提餾段 做操作線OA OA線與(2)線、(5)的交點為負(fù)荷上下線 OA與(2)線交點為0.61m

33、3/s OA與(5)線交點為2.47m3/s 則 =2.47/1.4 =1.76 =0.61/14 =43.6% =2.47/0.61 =4.05 全塔操作彈性取3.97 二、塔板流體力學(xué)校核[18] 1、霧沫夾帶的校核 由D=1.6m＞0.8m，故應(yīng)控制浮點率不超過80%[18] 由物性系數(shù)K表[19],取K=1 精餾段=2.713 kg/m3 ρL=807kg/m3 取HT=0.45m時，由浮點負(fù)荷因子圖[19]查得

34、 CF=0.098 則浮點率Vs= =52.92%＜80% 符合要求[16] 精餾段 =2.824 kg/m3 ρL=791.5kg/m3 取HT=0.45m時，由浮點負(fù)荷因子圖[19]查得 CF=0.126 則浮點率Vs’= =42.41%＜80% 符合要求[16] 即霧沫夾帶量ev＜0.1kg液/0.1kg氣，不會發(fā)生霧沫夾帶。 2、液泛線的校核 要求降液管中清液的高度Hd＜φ（Ht+Hw） 浮閥塔中， △ —液面落差可以忽略不計[16

35、] 取系數(shù)Φ=0.5，則φHT+Hw=0.50.45+0.045=0.2475m Hd=hd+hl+ hw+ how +hr 精餾段 干板壓降：hd=5.34u02ρv2gρL(閥全開) =0.036m 液層壓降：hl =β（hw+ how）β=0.5 =0.50.058 =0.029m 降液管底緣壓降： hγ=0.153[lslwh0]2 =0.153（0.003/（1.120.025））2 =0.002m 則Hd =0.036+0.029+0.045+0.013+0.002=0.12

36、5m Hd ＜φ（Ht+Hw） 提餾段 干板壓降：hd=5.34u02ρv2gρL(閥全開) =0.039 同上 液層壓降：hl=0.029m 降液管底緣壓降： hγ=0.153[lslwh0]2 =0.153（0.006/（1.120.025））2 =0.007m 則Hd =0.039+0.029+0.045+0.013+0.007=0.133m Hd ＜φ（Ht+Hw） 所以符合要求，不會發(fā)生液泛。 精餾段塔板設(shè)計結(jié)果匯總表[20] 塔經(jīng)（D） 1.6m 有效傳質(zhì)區(qū)（Aa） 1.447m2 塔板間距（HT

37、) 0.45m 閥孔直徑（do） 0.039m 堰長（lw) 1.12m 閥孔數(shù)（N） 173 堰高（hw） 45mm 開孔率（AO/AT） 11.20% 塔截面積（AT） 2.01m2 孔心距（t） 0.010m 邊緣區(qū)（wc） 40mm 降液管液體停留時間(τ） 5s 安定區(qū)（ws） 60mm 閥孔氣速（Uo） 6.36m/s 排列方式 順排 閥孔動能因子（Fo） 10.5 流動方式 單流型 穩(wěn)定系數(shù)（k） 1 流體流量（Ls） 0.003m3/s 塔氣速(U) 1.34m/s 氣體流量（Vs） 1.40m3/s

38、安全系數(shù)u/uf 0.7 液流氣速（Uf） 1.92m/s 　 　 提餾段塔板設(shè)計結(jié)果匯總表[20] 塔經(jīng)（D） 1.6m 有效傳質(zhì)區(qū)（Aa） 1.447m2 塔板間距（HT) 0.45m 閥孔直徑（do） 0.039m 堰長（lw) 1.12m 閥孔數(shù)（N） 173 堰高（hw） 45mm 開孔率（AO/AT） 11.20% 塔截面積（AT） 2.01m2 孔心距（t） 0.010m 邊緣區(qū)（wc） 40mm 降液管液體停留時間(τ） 5s 安定區(qū)（ws） 60mm 閥孔氣速（Uo） 6.36m/s 排列方式 順排 閥

39、孔動能因子（Fo） 10.5 流動方式 單流型 穩(wěn)定系數(shù)（k） 1 流體流量（Ls） 0.006m3/s 塔氣速(U) 1.170m/s 氣體流量（Vs） 1.40m3/s 安全系數(shù)u/uf 0.7 液流氣速（Uf） 1.67m/s 　 　 五．精餾塔的輔助設(shè)備 一．塔頂冷凝器的計算 本設(shè)計采用列管式換熱器 ㈠換熱器的選定 1. 冷凝量：W1=Vs=（R+1）D=2.81.31=3.67kg/s 2. 確定流體定性溫度，物性數(shù)據(jù) 冷凝溫度T=80.3℃ 苯的冷凝潛熱γ=390kj/s

40、 比熱Cp=1.97kj/kkg 根據(jù)動力學(xué)及水消耗考慮。選擇水的進(jìn)口溫度t1=20℃ 出口溫度t2=40℃ 在平均溫度下tm=（20+40）/2=30℃時查水的物性數(shù)據(jù) ρ=995.7kg/m3 比熱Cp=4.174kj/kkg 粘度μ=0.801cp 表面張力σ=71.2N/m2 導(dǎo)熱系數(shù)λ=0.618w/mk 3. 熱負(fù)荷，水消耗量及傳熱推動力的計算 被冷凝液體的熱負(fù)荷：Q=w1γ=3.67390=1431.3kw 水消耗： W2=Q/(Cp(t2-t2))=17.1kg/s

41、 體積流量V2=17.1995.7=0.0172m3/s 傳熱推動力：Δtm==49.6℃ 4. 流動空間，管徑和管內(nèi)流速的選擇 ⑴由于流速對蒸汽冷凝給熱系數(shù)的影響較小，為了方便冷凝液易于排出，苯在管外冷凝，水走管內(nèi)。 ⑵從腐蝕性，傳熱面積和價格方面考慮，選用φ252.5mm無縫鋼管。此管內(nèi)徑為d1=0.02m 5. 估計值與初選換熱器 經(jīng)估計，苯蒸汽-水系統(tǒng)冷凝操作的值范圍約為300~1000w/m2k 本設(shè)計選K估=800 w/m2k 估計傳熱面積A估=Q/（K估Δtm）=1431.3（80049.6）=36.07m2 初步選定換熱器為FB-400-15-40-2

42、 串聯(lián) [21] ⑵換熱器的校核 初步選定2個殼程浮頭式換熱器FB-400-15-40-2 串聯(lián) 其規(guī)格如下： 外殼直徑：400mm 公稱壓力：40kgf/cm2 公稱面積：215=30m2 管的排列方法：正方形斜轉(zhuǎn)45 含子總數(shù)：72 管程數(shù)：2 折流板間距：0.2m 管程流通面積：0.01132=0.0226m2 殼程流通面積：0.0452=0.09m2 1. 總傳熱面積的計算 ⑴管內(nèi)水的給熱系數(shù)為α1 實際操作流速U1=V2/（π/4d2n）=0.01720.0226=0.76m/S Re1=duρ/μ=0.020.76995

43、.70.80110-3=18895 Pr1=Cpμ/λ=5.41 α1=0.023 =3682w/m2k ⑵殼程傳熱系數(shù)α2 本設(shè)計的殼程為苯的冷凝，冷凝的傳熱系數(shù)較高。故可以忽略。 ⑶污垢熱阻[22] 取管內(nèi)水的熱阻為Rs1=0.0006 m2℃/w 管外苯的熱阻為Rs2=0.0002 m2℃/w 總傳熱系數(shù)K= 其中，可忽略 故K==776w /m2k ⑷算傳熱面積 Ao= Q/（K0Δtm）=1431.3103（77649.6）=37.2m2 計算傳熱面積與估算的傳熱面積的偏差 結(jié)果表明換熱器的傳熱面積有3.04%的

44、裕度，選型合適。 2. 計算阻力損失 ⑴管徑阻力損失Δp 取ε=0.15mm d=0.02m 則ε/d=0.0075 查圖[23]得λ=0.039 Δp1=λ=0.039（23）0.02=3364.43N/m2 Δp2=3 =862.67 N/m2 Δp=（Δp1+Δp2）NpNs =（3364.43+862.67）21 =8454.2N/m2 未超過一個大氣壓,符合要求. ⑵殼程阻力損失ΔPs ΔPs=λs 已知t=80.3℃時 苯的密度為ρ0=811kg/m3 粘度0.30cp 管子為正方形排列時的當(dāng)量直徑為 =0.025m(t=1.2

45、5d0 , d0=0.025m) λs u0==0.15m/s Re0= du0ρ/μ0 =10137 λs =1.72（10137）-0.19=0.300 取折流板距B=0.2m NB=26 [24] ΔPs=λs =0.300 =1478N/m2 結(jié)果未超過一個大氣壓符合要求。故所選換熱器滿足工藝要求。 二.塔底再沸器的計算 將塔釜質(zhì)量為w的甲苯加熱至沸點溫度時所需熱量 Q=Wr=0.82363=298kw r=363kj/kg A= Q/（KΔtm） 采用水蒸氣間接加熱 在操作壓力0.1mpa下，水的露點溫度t=100℃ 所以Δt

46、m=T-Tw=109.9-100=9.9℃ 取K=1000w/Km2 A=2981000（10009.9）=30.1m2 故選再沸器為FB-500-65-16-2 再沸器的任務(wù)是將部分塔底的液體蒸發(fā)以便進(jìn)行精餾分離。它是熱交換設(shè)備。根據(jù)加熱面排列需要，可以是夾管式，蛇管式或列管式。加熱方式可以直接加熱或間接加熱。設(shè)計中盡量使設(shè)備盡可能清潔，以防止換熱管表面結(jié)垢。對于受熱分解的產(chǎn)品，應(yīng)使其停留時間短，加熱壁溫低且滿足分離要求。 六．設(shè)計小結(jié) 經(jīng)過近2周的學(xué)習(xí)和設(shè)計計算，完成了分離苯甲苯混合液的精餾塔的設(shè)計。 設(shè)計過程中全靠我們獨立的探索和學(xué)習(xí)。遇到不懂的地方就不停的翻書查資料。

47、對于我們而言，不像以前那樣按部就班的學(xué)習(xí)。這一次設(shè)計是一種全新的體驗。培養(yǎng)了我們自主設(shè)計的能力。充分調(diào)動了我們的自主性，創(chuàng)新性和獨立學(xué)習(xí)能力。也使我們的組織能力得到了提升。在設(shè)計過程中，同學(xué)之間的討論與交流跟是一個不可或缺的重要環(huán)節(jié)。同學(xué)之間的合作交流，為克服難題打下了基礎(chǔ)。也使我們充分體會到teamwork的重要性。 七．參考文獻(xiàn) [1] 《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 下冊 p.262 [2] 《化工物性算圖手冊》 化學(xué)工業(yè)出版社 p.552 [3] 《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 下冊 p.7

48、5 [4] 《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 下冊 p.99 [5] 《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 下冊 p.98 [6] 《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 下冊 p.145 [7] 《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 上冊 p.258 [8] 《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第二版 陳敏恒等主編 上冊 [9] 《化學(xué)原理設(shè)計導(dǎo)論》 成都科技大學(xué)出版社 p.155 [10]《化工原理設(shè)計導(dǎo)論》 成都科技大學(xué)出版社 p.155 浮閥塔最常用的標(biāo)準(zhǔn)塔徑為 0.6、0.7、0.8、1.0、

49、1.2、1.4…… 4.2m 直徑0.5m以下都不用板式塔 直徑＞800mm需設(shè)置人孔 [11] 《化學(xué)原理設(shè)計導(dǎo)論》 成都科技大學(xué)出版社 p.152 [12] 《化學(xué)原理設(shè)計導(dǎo)論》 成都科技大學(xué)出版社 p.156、157、158 [13] 《化學(xué)原理設(shè)計導(dǎo)論》 成都科技大學(xué)出版社 p.160 圖5—15 [14] 《化學(xué)原理設(shè)計導(dǎo)論》 成都科技大學(xué)出版社 p.163 圖 5—18 [15] 《化學(xué)原理設(shè)計導(dǎo)論》 成都科技大學(xué)出版社 p.162、166 [16] 《化學(xué)原理設(shè)計導(dǎo)論》 成都科技大學(xué)出版社 p.167、p1

50、69、p170 [17]《化工過程及設(shè)備課程設(shè)計》 第二版 化學(xué)工業(yè)出版社 p.266 [18]《化工原理課程設(shè)計》 大連理工大學(xué)化學(xué)研究室 p.102、p.108 《化學(xué)原理設(shè)計導(dǎo)論》 成都科技大學(xué)出版社 [19]《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》 化學(xué)工業(yè)出版設(shè) p.216 表5—11 P.217 表 5—19 [20] 化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》 化學(xué)工業(yè)出版設(shè) p239 [21]《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 上冊 p353 [22] 《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 上冊 p203 [23] 《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 上冊 p25 [24] 《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 上冊 p355