苯与甲苯混合液浮阀精馏塔项目设计方案.doc

《苯与甲苯混合液浮阀精馏塔项目设计方案.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《苯与甲苯混合液浮阀精馏塔项目设计方案.doc（31页珍藏版）》请在淘文阁 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.苯与甲苯混合液浮阀精馏塔项目设计方案【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.苯苯与与甲苯混合液浮阀精馏塔甲苯混合液浮阀精馏塔项项目目设计设计方案方案第一章第一章 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书1.1 设计题目：分离苯设计题目：分离苯甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计1.2 原始数据及条件原始数据及条件（1）生产能力：年处理量苯-甲苯混合液 2.7 万吨（开工率 300 天/年）（2）原料：苯的含量为 35%（质量分数，下同）饱和液体进料（3）分离要求：塔顶馏出

2、液中苯含量不低于 99.8%塔底釜液中苯含量不高于 0.2%（4）操作压力：常压 101.325Kpa 操作 塔顶表压 4Kpa 单板压降0.7Kpa（5）回流比：R=(1.12.0)minR由设计者自选（6）塔顶采用全凝器泡点回流（7）塔釜采用间接饱和水蒸气加热（8）全塔效率为 0.61.3 设计内容设计内容（一）工艺设计1、选择工艺流程，要求画出工艺流程2、精馏工艺计算（1）物料衡算确定各物料流量和组成；（2）经济核算确定适宜的回流比；（3）精馏塔实际塔板数。用适宜回流比通过逐板计算，得到全塔理论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。然后根据全塔效率求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔板数

3、，确定加料板的位【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.置。（二）精馏塔设备设计1、塔和塔板主要工艺结构的设计计算2、塔内流体力学性能的设计计算；3、绘制塔板负荷性能图。画出精馏段和提馏段某块的负荷性能图1.4 设计要求设计要求1、设计程序简练清楚，结果准确并有汇总表。1.5 设计时间：二周设计时间：二周注意事项：1、写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源；2、每项设计结束后，列出计算结果明细表3、图、表分别按顺序编号4、按规定的时间进行设计，并按时完成任务【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.第二章第二章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计2.1

4、设计方案的确定及工艺流程的说明设计方案的确定及工艺流程的说明拟设计一台年处理苯甲苯混合液 2.7 万吨(开工率 300 天/年)的浮阀精馏塔，要求塔顶馏出液中苯含量不低于 99.8%，塔底釜液中含苯量不高于 0.2%。先设计苯-甲苯混合液经预热器加热后，用泵送入精馏塔；塔顶上升蒸汽采用冷凝器冷凝后部分回流，其余作为塔顶产品冷却后送至贮槽；塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。操作压力为常压 101.3akp，采取泡点进料。图 1精馏流程工艺图2.2 全塔物料衡算全塔物料衡算表 1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量沸点C/临界温度Ctc/临界压强kpac/苯66HC78.1180

5、.1288.56833.4甲苯87HC92.13110.6318.574107.72.2.1 进料、塔顶及塔底产品的摩尔分数进料、塔顶及塔底产品的摩尔分数2.2.2 平均摩尔质量平均摩尔质量：kmolkgMf/69.86612. 013.92388. 011.782.2.3 物料衡算物料衡算：【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.2.3 塔板数的确定塔板数的确定2.3.1 确定理论塔板数确定理论塔板数平衡图的绘制。表 2苯和甲苯物系在总压为 101.3kpa 下 t-x（y）关系温度80.184889296100104108110.6x10.8160.6510.504

6、0.3730.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.30.1250图 2苯和甲苯的汽 、液平衡数据用 AUTOCAD 作图求 Rmin并选取 R（1）本设计的进料状态选取的是泡点进料，即 q=1,q 线方程为：388. 0Fxx作图得 Ye=0.609Rmin=eeeDx-y-xy=76. 1388. 0609. 0609. 0998. 0取操作回流比R=1.5Rmin=2.64（2）求精馏塔的气液相负荷（3）求操作线方程：精馏段操作线方程：【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.2.3.2 用图解法求理论板数用图解法求理

7、论板数 NTyx图 3梯级法求理论板数总理论板数 NT=23（包括塔釜） 。其中精馏段为 11.7，提馏段为 11.3（包括塔釜） ，第12 块板为进料板。2.3.3 实际塔板数实际塔板数 NP由 E0=NT/NP得：精馏段实际塔板数 N1P=11.7/0.6=19.5,取 20提馏段实际塔板数 N2P=11.3/0.6=18.8,取 19（包括塔釜）故总的实际塔板数 NP=N1P+N2P=39（包括塔釜）2.4 精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算2.4.1 操作压力操作压力mp塔顶操作压力DP=101.325+4=105.325kpa【精品文档】如有

8、侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.每层塔板压降P=0.7kpa进料板压力+=DFPPPN1P=105.325+200.7=119.325kpa塔底操作压力kpaw65.1327 . 032325.1032.4.2 操作温度操作温度根据苯-甲苯的 t-x-y 数据，采用内差法求取塔顶、进料层温度塔顶温度CtD14.80进料板温度Ft=95.54C塔底温度CtW50.110精馏段平均温度：mt=2DFtt +=84.87254.9514.80C提馏段平均温度：mt=02.103254.9550.1102WFttC2.4.3 平均摩尔质量平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量计算：998. 01

9、Dxy由, 查平衡曲线，得943. 01x14.7813.92002. 011.78998. 0)-(1M11DVBAmMyMykg/k mol91.7813.92057. 011.78943. 0)-1 (11BADLmMxMxMkg/k mol进料板平均摩尔质量计算：由图解理论板，得587. 0Fy，查平衡曲线，得366. 0Fx塔底平均摩尔质量计算：由002. 023 xxw,查平衡曲线。得005. 023y精馏段平均摩尔质量：提馏段平均摩尔质量：【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.2.4.4 平均密度计算：平均密度计算：2.4.4.1 气相平均密度计算。由理

10、想气体状态方程，即：精馏段：提馏段：2.4.4.2 液相平均密度计算。液相平均密度依下式计算：表 3苯和甲苯的液相密度)/(3mkg温度8090100110120A苯815803.9792.5780.3768.9B甲苯810800.2790.3780.3770利用上表数据内差求取：塔顶：,14.80CtD33/9 .809,/8 .814mkgmkgBA进料板液相的质量分率：精馏段液相平均密度为：提馏段液相平均密度为：2.4.5 液体平均表面张力计算：液体平均表面张力计算：液相平均表面张力依下式计算：表 4液体表面张力)/(mmN温度8090100110120A苯21,2720.0618.85

11、17.6616.49B甲苯21.6920.5919.9418.4117.31塔顶：,14.80CtD内差法求得，mmNmmNBA/67.21,/25.21精馏段液相平均表面张力为：提馏段液相平均表面张力为：【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.2.4.6 液体平均粘度计算液体平均粘度计算.计算公式为：iimxlglg表 5液体粘度)(sam温度8090100110120A苯0.3080.2790.2550.2330.215B甲苯0.32110.2860.2640.2640.228精馏段液相平均黏度为：提馏段液相平均黏度为：2.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工

12、艺尺寸计算2.5.1 塔径的初步设计塔径的初步设计首先精馏塔的气液相负荷精馏段的汽液相体积流率为：提馏段的气液相体积流率为：图 4史密斯关联图表 6塔径与板间距的关系塔径TD，m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0mmHT,板间距200-300250-350300-450450-600400-600精馏段，横坐标数值：取板间距：mHmhmHLLT38. 0h,07. 0,45. 0L则板上液层高度取安全系数 0.7，则空塔系数为：圆整：则空塔气速为：提馏段，横坐标数值：【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.取板间距：mHmhmHLLT

13、38. 0h,07. 0,45. 0L则板上液层高度查图可知:取安全系数 0.7，则空塔系数为：圆整：则空塔气速为：2.5.2 精馏塔有效塔高度的计算精馏塔有效塔高度的计算精馏段有效高度为：m55. 845. 0) 120(1THNZ）（精精提馏段有效高度为：m10. 845. 0) 119(1THNZ）（提提在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m,故精馏塔的有效高度为：2.6 塔板工艺尺寸的计算塔板工艺尺寸的计算2.6.1 溢流装置溢流装置2.6.1.1 堰长l（单溢流）图 5液流收缩系数计算图出口堰高：本设计采用平直堰，堰上高度owh按下式计算：精馏段：m0106. 0)65. 0001

14、3. 03600(1100084. 232owh，取板上液层高度mhL07. 0提馏段：m0177. 0)65. 00028. 03600(1100084. 232owh，取板上液层高度mhL07. 02.6.1.2 弓形降液管的宽度和横截面图 6弓形降液管的参数【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.13. 099. 06,65. 0165. 0dfDWAADlTw，得，查图,则可知：验算降液管内停留时间：精馏段：提馏段：停留时间都大于 5s，故降液管可用。2.6.1.3 降液管底隙高度精馏段：取降液管底隙的流速提馏段：取降液管底隙的流速2.7 塔板布置及浮阀数目与排

15、列塔板布置及浮阀数目与排列2.7.1 塔板分布塔板分布本设计塔径 D=1.0m，故采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板 。表 7塔径与塔板分块数的关系塔径/mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分块数3456由表知，塔板分为三块。2.7.2 浮阀数目与排列浮阀数目与排列2.7.2.1 精馏段：取阀孔动能因子为：则孔速1u,12ooF 每层塔板上浮阀数目为： （本设计使用1F型重型阀，mdo039. 0）为了尽量减小液体夹带入降液管的气泡量，取破沫区宽度mWs08. 0，根据oh的大小 ， 边 缘 区 宽 度 取mWs06. 0计 算 塔 板 上 的 鼓

16、泡 区 面 积 , 即44. 0290. 0arcsin1802222RxRxAa=0.4702m,此设计为分块式塔板， 浮阀排列方式采【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心,距mmmt075. 075，则排间距：mmmNAtta112112. 0075. 056470. 0，考虑到采用分块式塔板，而各分块的支撑与焊接要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距因小于计算值，故取mmmt1 . 0100。以等腰三角形方式作图，排得阀数 54 块。按 N=54 块重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在 9-13 范围内，塔板开孔

17、率=%21. 803. 7577. 011ouu2.7.2.2 提馏段：取阀孔动能因子则,12oFsmFuVoo/38. 654. 31222每层塔板上浮阀数目为：按 t=75mm,估算排间距mmmNAtTa112112. 0075. 056470. 0，取mmt100，求得阀数为 54 块，再按 54 块重新核算孔速及阀孔动能系数：阀孔动能因数变化不大，仍在 9-13 范围内，塔板开孔率=%21. 853. 6536. 022ouu第三章第三章 浮阀塔板的流体力学验算浮阀塔板的流体力学验算3.1 气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压降可通过hhhhlcp计算。3.1.1 精馏段精馏段干

18、板阻力：板上充气液层阻力：取mhhLL035. 007. 05 . 0, 5 . 011液体表面张力所造成的阻力：【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.3.1.2 提馏段提馏段干板阻力：板上充气液层阻力：取mhhLL035. 007. 05 . 0, 5 . 022液体表面张力所造成的阻力：3.2 淹塔淹塔为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度：3.2.1 精馏段精馏段单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：mhp086. 01液体通过液体降液管的压头损失： （无进口堰）板上液层高度：3.2.2 提馏段提馏段单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：mhp087.

19、02液体通过液体降液管的压头损失： （无进口堰）板上液层高度：3.3 物沫夹带物沫夹带3.3.1 精馏段精馏段液体板上流经长度;mWDZdL74. 0130. 020 . 12板上液流面积：2644. 00707. 02785. 02mAAAfTb查物性常数 K=1.0，泛点负荷系数图128. 0FC【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.泛点率%37.35%100644. 0128. 00 . 174. 00013. 036. 103. 32 .80503. 3453. 01F对于一般的大塔， 为了避免过量物沫夹带， 应控制泛点率不超过 80%， 由以上计算可知，物沫

20、夹带能够满足气）的要求液 kgkgev/( 1 . 0。3.3.2 提馏段提馏段泛点率%4 .37%100644. 0129. 00 . 174. 00028. 036. 154. 37 .78754. 3421. 02F由计算可知，符合要求。3.4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图3.4.1 物沫夹带线物沫夹带线泛点率=bFLsVLVsAKCZLV36. 1据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率 80%计算：3.4.1.1 精馏段0.8=644. 0128. 00 . 174. 036. 103. 32 .80503. 3ssLV整理得：0.066=ss49.16-073. 1,006.

21、10615. 0LVLVss即3.4.1.2 提馏段整理得：ss4.981-982. 0,0064. 10672. 0066. 0LVLVss即表 8物沫夹带线上的气、液体积流量精馏段)/(3smLs0.00210.0025)/(3smVs1.0381.032【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.提馏段)/(3smLs0.0030.0035)/(3smVs0.9370.9293.4.2 液泛线液泛线由此确定液泛线，忽略式中h而24osodVu3.4.2.1 精馏段：整理得：3212121334. 10891. 041.5792464. 02547. 0sssLLV即3

22、212121414. 55 .23516721. 0sssLLV3.4.2.2 提馏段：整理得：3222222334. 10785. 019.1242942. 0251. 0sssLLV即32222225343. 413.4225863. 0sssLLV表 9液泛线上的气、液体积流量精馏段)/(31smLs0.00090.0020.0040.006)/(31smVs0.7870.7590.6390.798提馏段)/(32smLs0.00090.0020.0040.006)/(32smVs0.7380.7170.6860.6573.4.3 液相负荷上限线液相负荷上限线液体在降液管中的最大流量应保

23、证液体在降液管中的停留时间不低于 35s.即液体降液管内停留时间sLHAsTf53，以=5s 作为液体在降液管内停留时间的下限，则：【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.3.4.4 漏液线漏液线对于 F1 型重阀，依5oF作为规定气体最小负荷的标准，则oosudV24精馏段：smVs/185. 003. 3554039. 04)(32min1提馏段：smVs/171. 054. 3554039. 04)(32min23.4.5 液相负荷下限线液相负荷下限线取堰上液层高度006. 0owh作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线与为与气相流量无关的竖直线。3.5 绘

24、制塔板负荷性能图绘制塔板负荷性能图由以上 1-5 作出塔板负荷性能图如下：图 7精馏段塔板负荷性能图图 8提馏段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气 、液负荷下的操作点 A（设计点）处在适宜操作区的适中位置；塔板的气相负荷上限受液泛控制，操作下限由漏液控制；按固定的气液比，由图可查出塔板的气相负荷上限)/820. 0(/835. 0)(33maxsmsmVs气相负荷下限)/171. 0(/185. 0)(33minsmsmVs。所以精馏段操作弹性：51. 4185. 0835. 0；提馏段操作弹性：79. 4171. 0820. 03.6 浮阀塔工艺设计计算结果汇总浮阀塔工艺

25、设计计算结果汇总项目符号单位计算数据备注精馏段 提馏段【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.表 10 浮阀塔工艺设计计算结果汇总表 10塔径Dm1.01.0板间距THm0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速usm/0.5770.536堰长wlm0.650.65堰高whm0.05940.0523板上液层高度m0.070.07等腰三角形叉排降液管底隙高ohm0.0250.054浮阀数N5454同一横排孔心距阀孔气速ousm/7.036.53浮阀动能因子oF12.2412.29相邻横排中心距离临界阀孔气速ocusm/5.725.25孔心距tm0.0750

26、.075排间距tm0.1120.112单板压降ppPa678.6671.6停留时间24.4711.36清夜层高度dHm0.156158泛点率F%35.3737.4气相负荷上限max)(sVsm /30.8350.820液泛控制气相负荷下限min)(sVsm /30.1850.171漏液控制【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.第四章第四章 塔附件设计塔附件设计4.1 接管接管表 11接管的规格公称直径 DN不保温设备接管长保温设备接管长使用公称压力（Mpa）1580130420501001501.6703501502001.6705001.0（1）进料管进料管的结构类

27、型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管，本设计采用直管进料管，管径计算结果如下：则管内径为 32mm,管长为 150mm, 材料为 Q345R（2）回流管采用直管回流管，取mmmuVdsmuRsRR32032. 06 . 114. 30013. 044,/6 . 1同样查得应取尺寸mm32d, 338则管内径,管长为 150mm,材料为 Q345R.（3）塔釜出料管查表取mm32d, 338则管内径，管长为 150mm,材料为 Q345R.（4）塔顶蒸汽出料管直管出气，取气速 u=20m/s,（5）塔釜进气管采用直管，取气速 u=20m/s,（6）法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法

28、兰，平焊法兰，由不同的公称直径，采用相应法兰。【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.进料管接管法兰：5010326HGDNPN回流管接管法兰：5010326HGDNPN塔釜出料管法兰：5010326HGDNPN塔顶蒸汽管法兰：5010106HGDNPN塔釜蒸汽进气法兰：5010206HGDNPN4.2 筒体与封头筒体与封头（1）筒体取 焊 缝 系 数170,1000,8 . 1, 9 . 0应力公称直径腐蚀裕量mmDmmC操 作 压力:0.101,14.80,11. 01 . 1101. 0,CPaMPa温度由上面的计算知在泡点则设计压力液相平 均 密 度m45.17

29、,/2 .8053塔高mkgG， 则 液 柱 产 生 的 静 压 力 ：agh138. 045.178 . 92 .805，则计算压力ac248. 0138. 011. 0，壁厚m65. 28 . 11709 . 02248. 0100005. 1205. 1CDc，圆整壁厚选 3mm,所用材质为16nR。（2）封头表 12封头的部分选型标准公称直径曲面高度直边高度壁厚 S内表面积 F容积 V质量 G10002502531.160.15127.44436.7546.26655.5764.88874.1983.5【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.4010101.21

30、0.16297.212121171414137161615718181785020201.240.170203封头分为椭圆形封头，蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径2116. 1,25,250,1000mFmmhmmhmmDo封内表面积直边高度查得曲面高度1154, 41000.151. 03JBDNmV选用封头容积封。4.3 除沫器除沫器本设计采用上装式不锈钢丝网除沫器，优点：比表面积大、质量轻、空隙大且使用方便。设计气速选取：107. 0,系数VVLu，smu/74. 103. 303. 32 .805107. 0除沫器直径muVDs031. 074. 114. 30013.

31、 044。类型：标准型，材料：不锈钢丝（1119NiooCr） ，规格：DN 3005200,厚度取 125mm。4.4 裙座裙座本设计采用筒形裙座，由于裙座内径大于 800mm,故取壁厚 16mm,基础环内经：mmDbi2 .73103 . 0)1621000(3基础环外经：mmDbo1332103 . 0)1621000(3圆整：,18;1400;800mmmmDmmDbobi蚀裕量取基础环厚度，考虑到腐材料：钢号 Q235-A,钢板标准选用 GB 3274，考虑再沸器，裙座高度取 2.2m,地脚螺栓直径取 M22。【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.4.5 吊

32、柱吊柱,15因此需设吊柱mH 查相关资料分析：吊柱标准选用 HG 5-1373-80，起吊质量选500kg。4.6 人孔人孔（1）人孔主要由筒节、法兰、盖板和手柄组成标记为：HG21515-95。（2）人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定，本设计中共 39 块板，需设 4个人孔。人孔直径取 450 mm，其中人孔处塔板间距为 600 mm。（3）人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。4.7 塔总体高度的设计塔总体高度的设计(1) 塔 的 顶 部 空 间 高 度 ： 塔 内 最 上 层 （ 除 沫 器 ） 与 塔 顶 的 间 距 ， 由 于mmmHmHTT119019. 16

33、 . 03 . 1,45. 0间高度为此设计中取塔的顶部空。（2）塔的底部空间高度：塔内最下层到塔底间距,考虑到釜液停留时间(取 5min）和再沸器安装高度，此间距取 1.5m.【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.第五章第五章 附属设备设计附属设备设计5.1 冷凝器的选择冷凝器的选择5.1.1 热负荷热负荷cQ表 13液体汽化热)/(kgkJr温度CT /8090100110120r苯394.1386.9379.3371.5363.2甲苯379.9373.8367.6361.2354.6利用内差法查上表得苯的气化潜热为： 394.0kgkJ /， 甲苯的气化潜热为：

34、kgkJ /8 .379,则平均气化潜热为：5.1.2 冷凝水用量冷凝水用量5.1.3 总传热系数总传热系数查 表 知 当 管 程 内 走 冷 却 水 ， 壳 程 内 走 有 机 物 蒸 汽 时 ，CmWKK 2/600),1163,582(本设计取5.1.4 泡点回流时的平均温差泡点回流时的平均温差mt5.1.5 换热面积换热面积 A依上述数据查资料知应选用固定管板式换热器,公称直径 400mm，管程数为 2，管子根数为 94，换热长度为 3000mm,换热面积为 21.42m。【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.5.1.6 初选换热器规格初选换热器规格立式固定管

35、板式的规格如下：公称直径D400mm公程换热面积为 A21.42m管程数为pN2管数 n94管长 L3.0m管子直径mmmm5 . 225管子排列方式正三角形换热器的实际换热面积240.21) 1 . 03(025. 014. 394) 1 . 0(mLdnAoo，该换热器所要求的总传热系数CmWtAQkmoo 23/2 .5782 .4240.211019.522逆5.1.7 核算总传热系数核算总传热系数oK表 14在定性温度下，苯和井水物性数据5.1.7.1 计算管程对流传热系数i5.1.7.2 计算壳程对流传热系数o因为立式管壳式换热器，壳程走苯蒸汽，冷凝离开换热器，故可按蒸汽在垂直管外

36、冷凝的计算公式o5.1.7.3 确定污垢热阻物性温度C/密度/3/mkg黏度/smpa比热容/Ckgkj /导热系数苯80.14814.80.3071.0940.148井水37.51993.10.6904.1740.627【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.5.1.7.4 总传热系数oK=0.00104+0.000172+0.000062+0.0000250+0.000402=0.00193，所选换热器的安全系数),/(2 .578)/(2 .51822CmWCmWKo %39.10%1002 .578/ ) 1 .5182 .578(，表明该换热器的传热面积裕度符

37、合要求。5.1.7.5 核算壁温与冷凝液流型核算壁温时，一般忽略管壁热阻，按以下近似计算公式计算：核算流型：冷凝负荷)/(129. 194025. 014. 333. 8smkgbqMm5.1.8 计算压强降计算压强降5.1.8.1 计算管程压降对124 . 15 . 225sptNNFmmmm，且的管子有5.1.8.2 计算壳程压力降壳程走蒸汽，可忽略压降，由此可知，所选换热器是合适的。5.2 再沸器的选择再沸器的选择5.2.1 热负荷热负荷BQ5.2.2 加热蒸汽用量加热蒸汽用量mlq本设计采用绝压为 350kgkJCTkpa/3 .2152r,8 .138,汽化热温度为【精品文档】如有侵

38、权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.5.2.3 平均温差平均温差5.2.4 换热系数换热系数同理取 K=600CmW 2/5.2.5 换热面积换热面积A2319.333 .28600106 .563mtKQAmB，考虑到 10%的热损失251.3619.331 . 196.20) 1 . 01 (mA，查知应选用釜式再沸器，管程数为 4，管子数为 106，长度为 45000mm，换热面积为 36.62m。5.2.6 初选换热器的规格初选换热器的规格格为TNml计算总传统热系数管长,5 . 4, 225传热管按正三角形排列，传热管排列是一个正六边形，排在正六边形内的传热管数为：若设 b

39、 为正六边形对角线的传热管数目，a 为正六边形的边长 b=2a+1,算出a=6,b=13.管程水气化体积流量：5.2.7 传热系数的校核传热系数的校核壁温取 160C，凝液膜的平均温度为： （160-28.3/2）=145.85C壳程流体在 145.85C下的有关物性数据：汽化热kgkjrb/4 .2334蒸汽导热系数KmWV/02442. 0蒸气密度3/80758. 0mkgV【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.蒸汽黏度smpaV026. 0液相密度3/8 .997mkgL管程流体在 110.50C下的物性数据：气化潜热kgkJr/2 .331凝液密度3/8 .7

40、79mkgi凝液黏度smpaui253. 0凝液导热系数)/(27224. 0KmWi凝液定压比热容CkgkJCpi /0671. 2气相密度3/54. 3mkgV5.2.7.1 管内表面传热系数5.2.7.2 沸腾状态的确定：管内外污垢热阻：沸腾侧传热温度差t=28.3-14.22=14.08C5.2.7.3 管外核状沸腾表面传热系数)00528. 01000528. 0400528. 08 . 1 ()7 .6207()30. 1 (0953. 0102 . 117. 07 . 069. 0=51.61(0.738+0.00740+1.68)1022=28.47/2Chmkcal =44.

41、75/2KmW5.2.7.4 总传热系数 K5.2.7.5 传热面积裕度 H5.2.7.6 热流密度计算所以所设计的再沸器是适宜的。5.3 塔附件及附属设备设计的主要结果汇总塔附件及附属设备设计的主要结果汇总表 15塔附件及附属设备汇总【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.1进料管mm38X32回流管mm38X33塔顶蒸汽接管mm18X34釜液排出管mm38X35塔釜进气管mm25X36封头mm1154, 41000JBDN7裙座高度m2.28冷凝器热负荷 QCskJ /522.199冷凝水流量 wkg/s8.3310冷凝器换热面积 Am221.411冷凝器类型mmm

42、mmm5 . 225固定管板式换热器12再沸器热负荷 QBskJ /563.613饱和水蒸气消耗量 wkg/s0.26214再沸器换热面积 Am236.615再热器类型mmmmmm225釜式再沸器16加热器蒸汽流量 wkg/s3.2217筒体壁厚mm318除沫器类型mm不锈钢丝网除沫器3200300DN19吊柱质量kg50020人孔直径mm45021塔体总高度m22.64【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.5.4 使用主要符号说明使用主要符号说明表 16主要符号说明说明单位符号说明单位塔顶kmol/hOWh堰上层高度mF进料板kmol/hdW弓形降液管高度mW塔釜k

43、mol/hfA截面积2mL液相kmol/hTA塔截面积2mV气相kmol/h液体在降液管中停留时间sM摩尔质量kg/kmol0h降液管底隙高度mminR最小回流比sW边缘区高度mN实际塔板数aA开孔区面积2mP压强kPat孔中心距mmt温度C开孔率%密度3kg/mn阀孔数目个表面张力mN/m0u气体通过阀孔气速m / s粘度mPa s ch干板阻力m液柱TH塔板间距m1h气体通过降液层阻力m液柱Lh板上液层高度mh气体通过表面张力阻力m液柱u空塔气速m / sPh气体通过每层塔板液柱高度m液柱D直径mPP气体通过每层塔板的压降kPa【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档

44、.第六章第六章 结束语结束语这两个星期的课程设计，我们经历了查阅文献、计算数据、制作电子档，基本工作已经完成。对我们来说，这次课程设计不仅能将学过的化工方面的知识加以检验，也能够培养理论联系实际的能力，使我们学过的知识不仅限于书本，同时也是对计算机运用的一次熟悉，更加强了同学之间的团结协作能力，让我们深深感受到了课程设计的的魅力。同时我们感触也颇深，课程设计让我们深深体会到与人交流的重要性，还有就是应有求知的欲望，不懂就要问，探索设计的奥秘。特别要提的这次实际操作加强了我们对计算机基础知识的掌握，包括 word、excel 等，还有AutoCAD的运用，总之我们获益匪浅！这次设计我们也遇到许多

45、问题，开始有些数据查不到，后来最大问题的是关于电子档的排版，不过最后都解决了，严师出高徒嘛！在此我由衷的感谢学校给我们这次机会，同时也感谢我的室友和许维秀老师，她们让我收获了许多，不只是学习上的，再次衷心的感谢！参考文献参考文献1 谭天恩、窦梅.化工原理（下册）M.北京：化学工业出版社，2006、72 谭天恩、窦梅.化工原理（上册）M.北京：化学工业出版社，2006、73 马江权、冷一欣.化工原理课程设计M.北京：中国石化出版社，20011、14 中华人民共和国国家标准 GB 151-89 钢制管壳式换热器.国家技术监督局发布，1989【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.附附录录图 11塔板的俯视图图 10板式塔塔高示意图图 12塔板正面图图 13浮阀塔盘的浮阀叉排开孔形式【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流.精品文档.指导教师评语：设计成绩：指导教师：年月日