化工原理工程设计

西南交通大学

化工原理工程设计说明书

题目：分离苯—甲苯混合物的精馏塔的设计

设 计 者：琪

班 级：生物工程

学 号： 指导老师：

完成日期：2012/7/17

目录

前言-------------------------------------------------------------------- 设计任务-------------------------------------------------------------- 一． 精馏装置工艺流程图---------------------------------------- 二． 精馏塔的设计计算------------------------------------------- 1.基本数据计算-------------------------------------------------- 2.回流比的计算-------------------------------------------------- 3.塔板数的计算-------------------------------------------------- 三．精馏塔的工艺设计------------------------------------------- 1.塔径的计算----------------------------------------------------- 2.塔高的计算---------------------------------------------------- 3.塔板结构参数的计算和设计--------------------------------- 附 精馏塔塔板设计结果汇总表------------------------------ 提馏塔塔板设计结果汇总表------------------------------- 四．精馏塔的负荷性能的计算----------------------------------- 1.塔板的负荷性能计算----------------------------------------- 2.塔板的流体力学校核------------------------------------------- 五．精馏塔的辅助设备------------------------------------------- 1.塔顶冷凝器----------------------------------------------------- 2.塔底再沸器------------------------------------------------------- 六．设计小结----------------------------------------------------------- 七．参考文献-----------------------------------------------------------

八．附图---------------------------------------------------------------

前言

本实验的设计题目是分离分离苯—甲苯混合物的精馏塔的设计。精馏操作是重要的化工单元操作，广泛应用于石油、化工、轻工、食品、冶金等领域。此操作主要在塔设备中进行，使液—液混合液经过多次部分气化和部分冷凝，以达到使混合物体系分离成较高纯度的组分的目的，精馏塔设计的主要任务是根据物系性质和工艺要求，确定操作条件。选择一定的塔型，进行工艺和设备的计算。

精馏装置流程比较定型。一般包括：精馏塔、塔顶蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸馏釜）、原料加热器以及输送设备等。

塔器是气液传质的主要设备。气液混合物通过塔器的处理，就能将其中各组分进行分离。从精馏的原理可知：要使过程顺利进行，必须具备两个条件：一是气液两相密切接触；二是气液两相接触面积要大。塔设备中本身的结构正是为提供这两个条件而设计的。因此选择塔设备一般根据以下原则：能提供良好的气液接触条件和足够大的接触面积，以达到生产能力大，分离效率高，压降小，操作范围广，结构简单，金属材料消耗少。

在选择塔的种类时应注意，不同的塔型各有某些独特的特性。设计时应根据物系性质和具体要求选择适宜的塔型。本实验设计选择浮阀塔。它是在泡罩塔的基础上发展起来的。它主要的改进是取消了升气管和泡罩。在塔板开孔上设有浮孔。这一改进使浮阀塔在操作弹性，塔板效率压降，生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔更优越。浮阀塔广泛用于精馏，吸收以及脱吸等传质过程中。

设计之所以选择浮阀塔，是因为它具有以下几个优点： ① 处理能力比同塔型的泡罩塔可增加20%~40%

② 操作弹性大，一般约为3~4，最高可达6，比筛板塔，泡罩塔，舌形塔都大。

③ 塔板效率高。比泡罩塔高15%左右。

④ 压降小。在常压下塔中每块板的压降一般都较小。 ⑤ 使用周期长，粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常工作。

⑥ 安装容易，制造费为泡罩塔的60~80%。

在选定浮阀塔的基础上确定设计方案。其总原则是尽可能的设计出经济上合理，产品质量高，低耗能的塔设备。

一． 精馏装置工艺流程图

精馏装置一般包括：精馏塔、塔顶蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸馏釜）、原料加热器以及输送设备和管路等。其工艺流程图比较固定。工业生产常见的精馏流程见下图。

二． 精馏塔的设计及计算

1.基本数据的计算

苯的分子量：78.1kg/kmol C6H6 甲苯的分子量：92.1kg/kmol C7H8

进料的平均分子量：MF=0.65×78.1+0.35×92.1=82.9kg/kmol 进料液的摩尔量为：F=7700÷82.9=92.88kmol/h 总物料衡算：F=D+W Fxf=DxD+WxW 解之得：D=60.49kmol/h W=32.39kmol/h 2．q值的计算

由苯—甲苯的温度—组成相图（附图2） 得： 当xF=0.65时

苯的泡点温度为tD=88.1℃ 进料温度为65℃时的平均温度为t=由液体的比热共线图[1]可查得

苯的比热CpA=0.46×4.187kJ·kg-1·K-1=1.93kJ·kg-1·K-1 甲苯的比热CpB=0.46×4.187 kJ·kg-1·K-1=1.93 kJ·kg-1·K-1（采用内差法计算所得）

则进料的平均比热Cpm=1.93 kJ·kg-1·K-1

当P=0.1MPa时，查得[2]苯的气化潜热为γA=393.9kJ·kg-1 甲苯的气化潜热为γB=363 kJ·kg-1

tb?tf65?88.1??76.55℃ 22

则进料液的平均气化潜热γm=363=381.9 kJ·kg-1 所q=

0.65?78×393.9+0.388×

0.65?78?0.35?92以

iv?ifiv?il?il?if?m?cpm(tb?tf)381.91?1.93?（88.1-65）????1.117 iv?iliv?il?m381.91即q=1.117.

3．计算最小回流比Rmin 由2得q=1.117

q?9.547 q?1q线为y=

qxf?9.547x?5.556 x-q?1q?1由此作附图3，q线与平衡线的交点为：xq=0.671，Yq=0.769 所以Rmin=（xd-yq）/（yq-xq）=0.899 4、计算最小理论塔板数Nmin

由参考[3] 表10—3以及附图2，计算xF=0.65 xD=0.99 xW=0.015下，分别对应的泡点温度，取三处的α的几何平均值。 tF=88.1℃ tD=80.3℃ tW=109.9℃ αF=2.5297 αD=2.5978 αW=2.3553 则α=

=2.49

全回流时，所需理论塔板数最少，由芬斯克（Fenske）方程[4]

xw?0.015??xd?0.99log?()()?log?()()?1?xd1?xw??1?0.991?0.015??1?8.62 ?1?Nmin=??log2.49loga5、计算理论塔板数N 设R=1.0

x?R?Rmin1?0.899??0.501 R?11?1由吉利兰关联图[5]得 y=0.75（1-x0.567） y=算出N=

N?Nmin N?1Nmin?y?23.8

1?y同上，设若干R值，可算得相应的若干N值，其结果列表如下

设R 1 1.2 1.4 1.6 1.8 2 2.2 2.4 2.6 2.8 3 3.2 3.4 Rmin Nmin 0.899 8.62 0.899 8.62 0.899 8.62 0.899 8.62 0.899 8.62 0.899 8.62 0.899 8.62 0.899 8.62 0.899 8.62 0.899 8.62 0.899 8.62 0.899 8.62 0.899 8.62 R?RminNmin?yx?N?y?0.75(1?x0.567)R?11?y0.051 0.612 23.8 0.137 0.507 18.5 0.209 0.441 16.2 0.27 0.393 14.9 0.322 0.356 13.9 0.367 0.325 13.3 0.407 0.3 12.7 0.441 0.278 12.3 0.473 0.26 12 0.5 0.244 11.7 0.525 0.229 11.5 0.548 0.217 11.3 0.568 0.206 11.1 由上表做R—N关系图（附图4） 从R与N的关系可见：当R＜1.8时，曲线很陡，所需N较多； 当R＞1.8时，曲线变平坦，所需N减少。 取R=1.8，理论塔板数N=13.9

作图所求理论塔板数（附图3）N’=14.5

取R=2.0，理论塔板数N=13.3

作图所求理论塔板数（附图3）N’=14.3 则可以看出：当R取1.8时，N’与N最相近 故取R=1.8 N=14.5

6、塔板效率的计算

采用奥康奈尔（O’connell）法[6] ET=0.49（αμaV）-0.245 由4可知α=2.49

塔顶：xD=0.99 查得泡点温度为 80.3℃ 塔底：xW=0.015 查得泡点温度为 109.9℃ 则平均温度t=（80.3+109.9）/2=95.1 由液体的粘度共线图[7]查得 苯的粘度μ=0.25cP 甲苯的粘度 μ=0.28cP

则进料的平均粘度μ=0.25×0.65+0.28×0.35=0.2605cP

ET=0.49（αμ）-0.245=0.5448cP（与[6]图11—21对照，结果相近，故可用）

E0≈0.5448×1.1=0.599 7、实际塔板数的计算

由附图3可知理论塔板数N=14.5，找到d点 ①精馏段应为N1=6.7 故实际塔板数为

Ne1=N1/E0=11.19 取为12层 ②提馏段应为N2=14.5-6.7=7.8 故Ne2=N2/E0=13.02 取为14层

即实际塔板数为12+14=26层，实际进料板位置为第12块板。

实

际

塔

板

数

为

三．精馏塔的工艺设计

一、塔径的计算 1、精馏段的塔径

精馏段的平均温度为t=（td+tf）/2=（80.3+88）/2=84.15℃ 馏出液的平均分子量M=0.99×78.1+0.01×92.1=78.14 kg/kmol 则塔顶t=80.3℃时，蒸汽的密度 ?v?=2.66kg/m3

D=60.49kmol/h=0.017kmol/s 则上升的蒸汽的量为：

Vs=L+D=(R+1)D=0.017×（1.8+1）×78.14÷2.63=1.4m3 又查表[8]得:

当t=80.3℃时，苯和甲苯的液体平均密度为811kg/m3 当t=88℃时，苯和甲苯的液体平均密度为803kg/m3 当t=109.9℃时，苯和甲苯的液体平均密度为780kg/m3 则精馏段的液体平均密度

=（803+811）/2=807 kg/m3

PM100000?78.14 ?RT8341?（273?80.3)将各处的摩尔分率换算为质量分率：

aF =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

液体流量为 L=RD=1.8×1.31=2.36kg/s Ls=2.36/807=0.003 m3/s

Ls??L??Vs???V?0.5?0.0038070.5?（）?0.038 1.42.63假设取板间距HT为0.45m，由史密斯关联图[9]可得C=0.11m/s 则液泛速度Uf=c

?L??V807-2.630.5?0.110?（）?1.92 m/s

2.63?V取安全系级为0.7 则u=0.7uf=1.34 m/s A’=Vs/U=1.4/1.34=1.045m2 Af=Vs/Uf=1.4/1.92=0.729m2 D=

A'?Af?1.503 m 取整为D=1.6m 0.785由于浮阀塔的塔径D在0.8~1.6m时 板间距HT正好在300~450mm之间 故取板间距为0.45m合适[10] 2.提馏段的塔径

提馏段的平均温度t=(tF+tW)/2=（88+109.8）/2=98.95℃ 进料时t=94.8℃ ρA=

PM100000?78.14? = 2.60kg/m3 RT8341?（273?88)ρB?PM100000?92= 3.07kg/m3 ?RT8341?（273?88)ρF=2.60×0.65+3.07×0.35=2.765kg/m3 塔底t=109.9℃ ρA=ρB?PM100000?78.14 = 2.450 kg/m3 ?RT8341?（273?109.9)PM100000?92= 2.890kg/m3 ?RT8341?（273?109.9)ρW=2.450×0.0.015+2.890×0.985=2.883kg/m3 平均密度

= 2.824kg/m3

塔底t=109.9℃，查得液体平均密度为780kg/m3 则提馏段的平均密度为

?L?(803+780)/2=791.5kg/m3

液体流量为

Ls’=L’/?L=(L+qF)/ ?L=(2.36+1.117×7700÷3600)÷791.5=0.006m3/s

蒸汽流量为Vs’=Vs-(1-q)F=1.4—（1—1.117）×（7700/（3600×803））=1.40kg/s

Ls??L??Vs???V?0.5?0.006791.50.5?（）?0.07 1.402.824取板间距为0.45m，由史密斯关联图[9]可得C=0.10m/s 则液泛速度 Uf=c取安全系级为0.7 则u=0.7uf=1.170m/s

?L??V791.5-2.8240.5?0.10?（）?1.67m/s

2.824?VA’=Vs’/U=1.196m2 Af=Vs’/Uf=0.0.838m2 D=

A'?Af?1.596 0.785取整为D=1.6m

由于浮阀塔的塔径D在0.8~1.6m时

板间距HT正好在300~450mm之间，故取板间距为0.45m合适[10] 二、塔高的计算（塔高包括①塔的有效高度，②顶部空间，③底部空间以及④结合再沸器的安装高度）

1、取塔顶与第一块板之间的距离HD为1.0m（使气流中的液滴自由沉降，减少出塔气中的液沫夹带，经验值一般为1.0~1.5m） 2、取塔底与最下一层之间的高度HB为1.0m（保证料液不致排完，经验高度为1.0~2.0m）

3、进料板的高度，由于进料可能在此急剧汽化，流速很高，为防止液沫夹带，进料板间距HF要求较高，一般为塔板间距的2倍。 4、塔径较大（1.5m）以上必须开人孔，故人孔板间距应有足够的空间，其之不小于600mm,每个人孔应控制10个左右的塔板。 Ht’=800mm S=2 在第16~17块板之间和第6~7块板之间设人孔。 综上，塔高H=HD+（N-S-2）HT+SH’T+HF+HB =1.0+(25-2-2)×0.45+2×0.8+0.9+1.0=13.95m

三、塔板结构参数设计 1、塔板形式

由于D=1.6m＞0.8m （采用精、提两段中较大的直径作为精馏塔的全塔直径）

故采用分块式塔盘； 塔板流动性采用单流形； 降液管采用弓形。[12] 2、溢流装置各结构尺寸的计算[13] 取堰长lw=0.7×D=0.7×1.6=1.12m 对于弓形降液管lw/D=0.7时

查得b/D=0.15 Af/AT=0.09 则b=0.015D=0.24m Af=0.09AT=0.18m2

又因为L=RD=1.8×4731=8515.8kg/h

则液相流量Lh=L/ ?L=8515.8÷791.5=10.76m3/h Lh/Lw=10.76÷1.12=9.61

Lw/D=0.7时，由液流收缩系数计算图[14]查得液流收缩系数E=1.03

how=2.84/1000×E（Lh/Lw）=0.00284×1.03×9.61=13mm 对于常压塔，hw在40~50mm之间；

HL在50~100mm之间。

故取 hw=45mm

HL=hw+how=58mm，在50~100mm之间校核[13]

3、阀孔数N的计算

2323选取标准浮阀塔盘，采用JB—118—68 F1型浮阀[14]

(1)取阀孔动能因数F0=10.5[14] （浮阀全开时F0=9~12）

由此确定孔速[14]Uo=Fo/?v 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=1.40m3/s 计算每层塔板上的浮阀数

N=Vs/(O.785×do2Uo)=1.40÷（0.785×0.0392×6.36）=185

(2)计算阀孔中心距t

采用正三角形排列时

其中阀孔总面积Ao=Vs/Uo=1.4÷6.36=0.22 m2 阀孔直径d0=0.039m 鼓泡区面积[15]

??2?1X?Aa?2?XR2?X2?Rsin

0?R?180?由资料[15]，选取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 则sin?1X=41.1° RAa=1.447m2

=0.039

0.907?1.447?0.10m

0.22根据t作图（缩小10倍）见附图5

由图可数出鼓泡区可以不值得阀孔总数N’=173个 与N=185个相近，符合要求。 验算 Uo’=837.5Vs/N’=6.8m/s Fo’= Uo’?v=11.2

F0’人在9~12范围内，即可认为满足要求 本浮阀塔取叉排的排列形式 开孔率=N（do/D）2×100%=10.3% 开孔率在10%~14%之间，满足要求。

四．精馏塔的负荷性能计算

一、塔顶负荷性能计算[16] 1、

过量雾沫夹带

查表得[17]表面张力为0.02N/m

0.0057由?v?0.02?103??UG?? ??H?2.5h?hwow??T23取?v=0.1 kg液/kg气做极限计算 how=2.84/1000×E（Lh/Lw） =0.00284×1.03（3600VL ÷1.12） =0.628 VL 取

m

m

232323已知UG=VS/（AT-Af）= Vs÷（2.01-0.180=0.546 VS 故经整理得VS =3.86-17.9Ls 列表

Ls(m3/s) Vs(m3/s) 0 3.86 0.001 3.68 0.003 3.49 0.005 3.34 0.008 3.14 0.01 3.03 0.012 2.92 0.014 2.82 0.016 2.72 23

由此可作出雾沫夹带线（1） 2、 由

气相下限操作线（泄露线）[16]

已知m N=173 Fo取5

精馏段 ?v=2.713 kg/m3

Vs下限=0.785×0.0392×173×5÷2.713=0.63m3/s 提馏段 ?v=2.824kg/m3 Vs下限=0.61 m3/s 由此做气象下限操作线(2) 3、

液体下限操作线[16]

由取

[16] E=1.03

m

解之得Lh=3.44 m3/h Ls=Lh/3600=0.001 m3/s 由此做出液相下限操作线(3) 4、液相上限操作线（降液管超负荷线）

Ls=Af×HT÷τ

取τ=5s[12] Af=0.18m2 HT=0.45m 得Ls=0.016m3/s

由此做液相上限操作线(4) 5、液泛线[16]

aVs=b+cLs+d Ls 精馏段 ?v=2.713 kg/m3 =0.021

参考数据，带入已知量，有： b=ΦHT+(Φ-1-β)hw

807kg/m3

2

2

23

=0.5×0.45+（0.5-1-0.5）×0.45 =0.18

C=-0.153/（Lw2ho2）=-195.2 d=-（1+β)E（0.667）/ Lw =-1.5×1.03×0.667÷1.12 =-0.96

得0.021Vs=0.18-195.2Ls-0.96Ls 列表

Ls(m3/s) Vs(m3/s) 0.001 2.85 0.003 2.75 0.005 2.65 0.008 2.48 0.01 2.35 0.012 2.2 0.014 2.02 0.016 1.81 2

2

232323

提馏段 ?v=2.824 kg/m3

791.5kg/m3

=0.023

参考数据，带入已知量，有： b=ΦHT+(Φ-1-β)hw

=0.5×0.45+（0.5-1-0.5）×0.45 =0.18

C=-0.153/（Lw2ho2）=-195.2 d=-（1+β)E（0.667）/ Lw =-1.5×1.03×0.667÷1.12 =-0.96

得0.023Vs=0.18-195.2Ls-0.96Ls

2

2

232323 列表

Ls(m3/s) Vs(m3/s) 0.001 2.72 0.003 2.62 0.005 2.53 0.008 2.37 0.01 2.25 0.012 2.1 0.014 1.93 0.016 1.73 6、操作线 精馏段 斜率

m=V/L=((R+1)DρL)/（RDρv）=2.8×807÷1.8÷2.63=477.3 做操作线OA

OA线与(2)线、(5)的交点为负荷上下线 精馏段 OA与(2)线交点为0.63m3/s OA与(5)线交点为2.45m3/s 则负荷上限%?负荷上限数?100%

实际操作负荷 =2.45/1.4 =1.75 负荷下限%?负荷下限数?100%

实际操作负荷=0.63/14 =45%

操作弹性%?最大负荷?100%

最小负荷 =2.45/0.63

=3.89

提馏段 做操作线OA

OA线与(2)线、(5)的交点为负荷上下线

OA与(2)线交点为0.61m3/s OA与(5)线交点为2.47m3/s 则负荷上限%?负荷上限数?100%

实际操作负荷 =2.47/1.4 =1.76 负荷下限%?负荷下限数?100%

实际操作负荷=0.61/14 =43.6%

操作弹性%?最大负荷?100%

最小负荷 =2.47/0.61

=4.05 全塔操作弹性取3.97 二、塔板流体力学校核[18]

1、雾沫夹带的校核

由D=1.6m＞0.8m，故应控制浮点率不超过80%[18] 由物性系数K表[19],取K=1 精馏段?v=2.713 kg/m3

807kg/m3

取HT=0.45m时，由浮点负荷因子图[19]查得 CF=0.098

?v?l??v0.78kCfAt 则浮点率Vs=?100%

=52.92%＜80%

符合要求[16]

精馏段 ?v=2.824 kg/m3

791.5kg/m3

取HT=0.45m时，由浮点负荷因子图[19]查得 CF=0.126

?v?l??v0.78kCfAt 则浮点率Vs’=?100%

=42.41%＜80%

符合要求[16]

即雾沫夹带量ev＜0.1kg液/0.1kg气，不会发生雾沫夹带。 2、液泛线的校核

要求降液管中清液的高度Hd＜υ（Ht+Hw） 浮阀塔中， △ —液面落差可以忽略不计[16] 取系数Φ=0.5，则Hd=hd+hl+ hw+ how +hr

精馏段

m

干板压降：

=0.036m

(阀全开)

液层压降：hl =β（hw+ how）β=0.5 =0.5×0.058 =0.029m 降液管底缘压降：

=0.153×（0.003/（1.12×0.025））2

=0.002m

则Hd =0.036+0.029+0.045+0.013+0.002=0.125m Hd ＜υ（Ht+Hw） 提馏段

干板压降：

=0.039

同上 液层压降：hl=0.029m

降液管底缘压降：

(阀全开)

=0.153×（0.006/（1.12×0.025））2

=0.007m

则Hd =0.039+0.029+0.045+0.013+0.007=0.133m

Hd ＜υ（Ht+Hw）

所以符合要求，不会发生液泛。 精馏段塔板设计结果汇总表[20]

塔经（D） 塔板间距（HT) 堰长（lw) 堰高（hw） 塔截面积（AT） 边缘区（wc） 安定区（ws） 排列方式 流动方式 流体流量（Ls） 气体流量（Vs） 液流气速（Uf） 1.6m 0.45m 1.12m 45mm 2.01m2 40mm 60mm 顺排 单流型 0.003m3/s 1.40m3/s 1.92m/s 有效传质区（Aa） 阀孔直径（do） 阀孔数（N） 开孔率（AO/AT） 孔心距（t） 降液管液体停留时间(τ） 阀孔气速（Uo） 阀孔动能因子（Fo） 稳定系数（k） 塔气速(U) 安全系数u/uf 1.447m2 0.039m 173 11.20% 0.010m 5s 6.36m/s 10.5 1 1.34m/s 0.7 提馏段塔板设计结果汇总表[20]

塔经（D） 塔板间距（HT) 堰长（lw) 堰高（hw） 塔截面积（AT） 边缘区（wc） 安定区（ws） 排列方式 流动方式 流体流量（Ls） 气体流量（Vs） 液流气速（Uf） 1.6m 0.45m 1.12m 45mm 2.01m2 40mm 60mm 顺排 单流型 0.006m3/s 1.40m3/s 1.67m/s 有效传质区（Aa） 阀孔直径（do） 阀孔数（N） 开孔率（AO/AT） 孔心距（t） 降液管液体停留时间(τ） 阀孔气速（Uo） 阀孔动能因子（Fo） 稳定系数（k） 塔气速(U) 安全系数u/uf 1.447m2 0.039m 173 11.20% 0.010m 5s 6.36m/s 10.5 1 1.170m/s 0.7

五．精馏塔的辅助设备

一．塔顶冷凝器的计算 本设计采用列管式换热器 ㈠换热器的选定

1. 冷凝量：W1=Vs=（R+1）D=2.8×1.31=3.67kg/s 2. 确定流体定性温度，物性数据

冷凝温度T=80.3℃ 苯的冷凝潜热γ=390kj/s 比热Cp=1.97kj/k·kg 根据动力学及水消耗考虑。选择水的进口温度t1=20℃ 出口温度t2=40℃ 在平均温度下tm=（20+40）/2=30℃时查水的物性数据 ρ=995.7kg/m3 比热Cp=4.174kj/k·kg 粘度μ=0.801cp 表面张力σ=71.2N/m2 导热系数λ=0.618w/m·k 3. 热负荷，水消耗量及传热推动力的计算

被冷凝液体的热负荷：Q=w1γ=3.67×390=1431.3kw 水消耗：

W2=Q/(Cp(t2-t2))=17.1kg/s

体积流量V2=17.1÷995.7=0.0172m3/s 传热推动力：Δtm=

?T?t1???T?t2?=49.6℃

?T?t1?ln??T?t2??4. 流动空间，管径和管内流速的选择

⑴由于流速对蒸汽冷凝给热系数的影响较小，为了方便冷凝液易

于排出，苯在管外冷凝，水走管内。

⑵从腐蚀性，传热面积和价格方面考虑，选用υ25×2.5mm无

缝钢管。此管内径为d1=0.02m 5. 估计值与初选换热器

经估计，苯蒸汽-水系统冷凝操作的值范围约为300~1000w/m2·k 本设计选K估=800 w/m2·k 估计传热面积A=36.07m2

初步选定换热器为FB-400-15-40-2 串联 [21] ⑵换热器的校核

初步选定2个壳程浮头式换热器FB-400-15-40-2 串联

其规格如下： 外壳直径：400mm 公称压力：40kgf/cm2 公称面积：2×15=30m2

管的排列方法：正方形斜转45° 含子总数：72 管程数：2 折流板间距：0.2m

管程流通面积：0.0113×2=0.0226m2 壳程流通面积：0.045×2=0.09m2 1. 总传热面积的计算

估

=Q/（K

估

Δtm）=1431.3÷（800×49.6）

⑴管内水的给热系数为α1

实际操作流速U1=V2/（π/4×d2n）=0.0172÷0.0226=0.76m/S Re1=duρ/μ=0.02×0.76×995.7÷0.801×10-3=18895 Pr1=Cpμ/λ=5.41 α1=0.023Re0.8Pr0.4

d?=3682w/m2·k

⑵壳程传热系数α2

本设计的壳程为苯的冷凝，冷凝的传热系数较高。故可以忽略。 ⑶污垢热阻[22]

取管内水的热阻为Rs1=0.0006 m2·℃/w 管外苯的热阻为Rs2=0.0002 m2·℃/w

总传热系数K=

1

d2Rs1d2bd21???Rs2??1d1d1kw?dm?2其中

bd21，可忽略 kw?dm?2故K=

1=776w /m2·k

d2Rs1d2??Rs2?1d1d1⑷算传热面积

Ao= Q/（K0Δtm）=1431.3×103÷（776×49.6）=37.2m2 计算传热面积与估算的传热面积的偏差

Ao?A估37.2-36.07?100%??100%?3.04% Ao37.2结果表明换热器的传热面积有3.04%的裕度，选型合适。 2. 计算阻力损失

⑴管径阻力损失Δp

取ε=0.15mm d=0.02m 则ε/d=0.0075 查图[23]得λ=0.039

2l?u2995.7?（0.76）Δp1=λ=0.039×（2×3）÷0.02×=3364.43N/m2

d22Δp2=3

?u22=862.67 N/m2

Δp=（Δp1+Δp2）Np·Ns =（3364.43+862.67）×2×1 =8454.2N/m2

未超过一个大气压,符合要求. ⑵壳程阻力损失ΔPs

2D(NB?1)?u0ΔPs=λs

de2已知t=80.3℃时 苯的密度为ρ0=811kg/m3 粘度0.30cp

管子为正方形排列时的当量直径为

4t2?0.785d02=0.025m(t=1.25d0 , d0=0.025m) de??d0??λs?1.72Re?0.19 u0=

Ls精?s00.00310.2?0.（51-）1.25=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=λ

2D(NB?1)?u0s

de2

2811?0.15 =0.300 0.5?270.0252

=1478N/m2

结果未超过一个大气压符合要求。故所选换热器满足工艺要求。 二.塔底再沸器的计算

将塔釜质量为w的甲苯加热至沸点温度时所需热量 Q=Wr=0.82×363=298kw r=363kj/kg A= Q/（KΔtm） 采用水蒸气间接加热 在操作压力0.1mpa下，水的露点温度t=100℃ 所以Δtm=T-Tw=109.9-100=9.9℃ 取K=1000w/K·m2

A=298×1000÷（1000×9.9）=30.1m2 故选再沸器为FB-500-65-16-2

再沸器的任务是将部分塔底的液体蒸发以便进行精馏分离。它是热交换设备。根据加热面排列需要，可以是夹管式，蛇管式或列管式。加热方式可以直接加热或间接加热。设计中尽量使设备尽可能清洁，以防止换热管表面结垢。对于受热分解的产品，应使其停留时间短，加热壁温低且满足分离要求。

六．设计小结

经过近2周的学习和设计计算，完成了分离苯甲苯混合液的精馏塔的设计。

设计过程中全靠我们独立的探索和学习。遇到不懂的地方就不停的翻书查资料。对于我们而言，不像以前那样按部就班的学习。这一次设计是一种全新的体验。培养了我们自主设计的能力。充分调动了我们的自主性，创新性和独立学习能力。也使我们的组织能力得到了提升。在设计过程中，同学之间的讨论与交流跟是一个不可或缺的重要环节。同学之间的合作交流，为克服难题打下了基础。也使我们充分体会到teamwork的重要性。

七．参考文献

[1] 《化工原理》 化学工业出版社 第三版 谭天恩等主编 下册 p.262

[2] 《化工物性算图手册》 化学工业出版社 p.552

[3] 《化工原理》 化学工业出版社 第三版 谭天恩等主编 下册 p.75

[4] 《化工原理》 化学工业出版社 第三版 谭天恩等主编 下册 p.99

[5] 《化工原理》 化学工业出版社 第三版 谭天恩等主编 下册 p.98

[6] 《化工原理》 化学工业出版社 第三版 谭天恩等主编 下册 p.145

[7] 《化工原理》 化学工业出版社 第三版 谭天恩等主编 上册 p.258

[8] 《化工原理》 化学工业出版社 第二版 陈敏恒等主编 上册

[9] 《化学原理设计导论》 成都科技大学出版社 p.155

[10]《化工原理设计导论》 成都科技大学出版社 p.155

浮阀塔最常用的标准塔径为 0.6、0.7、0.8、1.0、1.2、1.4…… 4.2m

直径0.5m以下都不用板式塔 直径＞800mm需设置人孔

[11] 《化学原理设计导论》 成都科技大学出版社 p.152

[12] 《化学原理设计导论》 成都科技大学出版社 p.156、157、158

[13] 《化学原理设计导论》 成都科技大学出版社 p.160 图5—15

[14] 《化学原理设计导论》 成都科技大学出版社 p.163 图 5—18

[15] 《化学原理设计导论》 成都科技大学出版社 p.162、166

[16] 《化学原理设计导论》 成都科技大学出版社 p.167、p169、p170

[17]《化工过程及设备课程设计》 第二版 化学工业出版社 p.266

[18]《化工原理课程设计》 大连理工大学化学研究室 p.102、p.108

《化学原理设计导论》 成都科技大学出版社

[19]《化工单元过程及设备课程设计》 化学工业出版设 p.216 表5—11

P.217 表 5—19

[20] 化工单元过程及设备课程设计》 化学工业出版设 p239 [21]《化工原理》 化学工业出版社 第三版 谭天恩等主编 上册 p353

[22] 《化工原理》 化学工业出版社 第三版 谭天恩等主编 上册 p203

[23] 《化工原理》册 p25

[24] 《化工原理》册 p355

化学工业出版社 第三版 化学工业出版社 第三版 谭天恩等主编 谭天恩等主编 上上

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