苯-氯苯精馏塔工艺设计

苯苯-氯氯 苯苯 精精 馏馏 塔塔 工工 艺艺 设设 计计(总总 3 3 0 0 页页)-本页仅作为文档封面，使用时请直接删除即可-内页可以根据需求调整合适字体及大小-山东理工大学毕业设计毕业设计题题 目：苯目：苯-氯苯精馏塔及预热器的工艺设计氯苯精馏塔及预热器的工艺设计学 院：化学工程学院专 业：化学工程与工艺学生姓名：许林鸿指导教师：陈磊毕业设计（论文）时间：2016年3月1日5月30日 共16周2摘 要本设计完成了工艺计算和设备设计两方面的内容，设计思想依照所学课程化工原理1和化工设备基础2。工艺计算确定塔径，塔总高度。设备设计部分，确定换热器的选型，根据化工设计3确定工艺流程。设计内容可以概括如下：1.分析设计条件，确定设计方案；2.精馏塔的工艺计算；3.精馏塔及塔板的工艺尺寸计算；4.附属设备选型；5.塔的结构设计和强度校核；6.精馏塔装配图绘制；7.带控制点的工艺流程图设计。本设计没有特殊要求，故选用的是圆筒形裙座，直径为 800mm。最后进行了筒体和封头的强度和稳定性计算，各人孔和接管的开孔补强计算，筒体的强度和稳定性以及水压试验的校核，通过校核，确定本设计的塔体壁厚、高度等在设计压力下均符合要求。本设计针对苯-氯苯的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过对精馏塔的运算分析，可以得出精馏塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数以及根据分离物性进行选材，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。此外对塔的附属设备分析、计算、物料衡算进行选型设计。使整个生产工艺过程做到经济、实用、效率高、产品精准的目的。关键词：氯苯；精馏；筛板塔Abstract The complete design of the main content and process calculation equipmentdesign two aspects,design the main course Chemical Engineering Principle inaccordance with what they have learned Chemical Equipment Basis calculated anddetermined technology tower diameter,total height of the tower.Equipment designpart,determine the selection of the heat exchanger,according to ChemicalEngineering Design determination process.The main design can be summarized as follows:1 analysis and designconditions to determine the design;2 fractionator process of calculation;calculationof rectification column 3 and tray geometries;4 ancillary equipment selection;5column.structural design and strength check;6 fractionator assembly drawing;7flow chart design with control points.Because of the design are no special requirements,so the choice is cylindricalskirt and a diameter of 800mm.Finally,calculate the strength and stability of thecylinder and head,each hole and took the opening reinforcement calculation,checkthe strength and stability of the cylinder and the hydrostatic test,by checking todetermine the design of the tower wall thickness,height,etc.are under designpressure to meet the requirements.The design for benzene-rectification problem chlorobenzene analysis,selection,calculation,accounting,graphics and so on,is more complete rectificationdesign process.By fractionator operation analysis can be drawn from the distillationcolumn process to produce operating conditions and physical parameters as well asthe selection was based on the separation,so as to ensure the smooth and efficientdistillation process as much as possible to improve.Further analysis of ancillaryequipment tower,calculation,mass balance conducted selection and design.So thatthe whole production process to achieve economic,practical,efficient,accurateproduct purpose.Keywords:chlorobenzene;distillation;sieve columnI目 录摘 要.IAbstract（英文摘要）.II目 录.III第一章 设计方案简介.1引言.1塔板与设计方案简介.1塔板性质.1设计方案的确定.2第二章 精馏塔的设计.3精馏塔的物料衡算.3原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率.3原料液、塔顶以及塔釜的平均摩尔质量.3物料衡算、热量衡算.3塔板数的确定.3理论板数 NT 的求取.3确定操作的回流比 R.4实际板数的求取.5求精馏塔的气液相负荷.5求操作线方程.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.5操作压力的计算.5操作温度的计算.6平均摩尔质量的计算.6平均密度的计算.7气相平均密度计算.7液相平均密度计算.7液相平均表面张力的计算.8II液体平均粘度的计算.8精馏塔的塔体工艺尺寸计算.9塔径的计算.9塔高的计算.10塔板主要工艺尺寸的计算.10溢流装置的计算.10塔板布置的计算.11塔板的流体力学验算.11气体通过筛板压降和的验算.11液面落差雾沫夹带量的验算.12面落差.漏液的验算.12面落差.液泛的验算.12塔板性能图.13漏液线（气相负荷下限线）.13液沫夹带线.14相负荷下限线.14相负荷上限线.15泛线.15精馏塔的管口直径.16塔顶蒸汽出口管径.16回流液管径.16加料管径.16料液排出管径.16饱和蒸汽管径.16第三章 换热器的设计.17标准列管式原料预热器的选型设计.17 U 型管式原料预热器的选型设计.17基本数据的查取.17流径的选择.17热负荷的计算.17传热温度差计算.17选 K 值，估算传热面积.18初选换热器型号.18III核算压降.18管程压降.18壳程压降.19核算传热系数.19管程对流传热系数.19壳程对流传热系数（凯恩法）.19污垢热阻.19总传热系数.19第四章 设计结果汇总.22结论.24参考文献.25致谢与声明.26IV第一章设计方案简介前言通过课程设计。要求学生了解程序设计的基本内容，掌握其方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。课程设计是增强工程观念，培养学生独立工作的有益实践。又由于塔设备在石油、化工、医药、煤炭等行业中应用广泛，其合理的设计受到极大关注，所以塔课程设计实践必不可少。精馏塔作为石油化工行业最常用的化工设备之一，在当今工业中发挥了极其重要的作用。精馏塔通过物质的传质传热，将塔的进料中的物质分离，从而在塔顶和塔底分别获得人们需要的高浓度物质。苯与氯苯的分离，必须经过各种加工过程，炼制成多种在质量上符合使用要求的产品。氯苯的作用是涉及国防和民生的各个领域。染料、医药工业用于制造苯酚、硝基氯苯、苯胺、硝基酚等有机中间体。橡胶工业用于制造橡胶助剂。农药工业用于制造 DDT，涂料工业用于制造油漆。轻工工业用于制造干洗剂和快干油墨，化工生产中用作溶剂和传热介质，分析化学中用作化学试剂。事实上，作为传统工业中发展较为成熟的技术之一，精馏塔设计分离技术发展至今，已经相当成熟，并且早已付诸实践和应用。塔板与设计方案简介塔板性质此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大 2040%，塔板效率高 1015%，压力降低 3050%，而且结构简单，塔盘造价减少 40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达 2025mm），导向筛板等多种形式。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑生产能力大、操作弹性大、流体流动的阻力小、结构简单、耐腐蚀、方便操作等要求。0事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分工业塔常用的筛孔孔径为 38mm，按正三角形排列空间距与孔径的比为5近年来有大孔径（1025mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。筛板塔的特点如下：（1）结构简单、制造维修方便。（2）生产能力大，比浮阀塔还高。（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。设计方案的确定1.精馏方式：采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。3.塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。4.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。5.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。6.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1第二章 精馏塔的设计精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=mol氯苯的摩尔质量 MB=mol0.55/78.11 0.636原料液摩尔分率xF=0.55/78.110.45/112.560.99/78.11 0.993塔顶摩尔分率xD0.99/78.110.01/112.560.01/78.11 0.014塔底摩尔分率xW0.01/78.110.99/112.56原料液、塔顶以及塔釜的平均摩尔质量原料液：MF=+（1）=kmol塔顶：MD=+（1）=kmol塔釜：MW=+（1）=kmol物料衡算、热量衡算年产量 15 万吨，一年 300 天，一天 24 小时原料处理量 W=（150000*1000）/（300*24*）=mol F=D+W =+可得 F=h D=h塔板数的确定理论板数 NT 的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT 法）求取N NT T，步骤如下：1.根据苯-氯苯的相平衡数据4，利用泡点方程和露点方程求取x x y y依据x x p pt t p pB B/p pA A p pB B，y y p pA Ax x/p pt t，将所得计算结果列表2-1 如下：表 2-1温度，（）80901001101201302p pi i苯氯苯x xy y7601481110251350176022502840290020529340054371976000两相摩尔分率由化工手册4查得苯 氯苯的气液平衡数据，绘出x x y y图，如下图 22；图解得NT11110块（不含釜）。其中，精馏段 4 块，提馏段 7 块,第5 块为加料板位置。图 22（苯 氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解）确定操作的回流比 R将表 21 中数据作图得x x y y曲线及t t x x y y曲线。在x x y y图上，因q q 1，查得yq=，而 xq=xF=，xD=。故有：RminxD yq0.9930.893 0.3891yq xq0.8930.6363R 2Rmin 0.7782所以进料版第 5 块，理论塔板数为 11 块（含釜）。精馏段 4 块，提馏段 7块.实际板数的求取求精馏塔的气液相负荷L=RD=；V=(R+1)D=+1)=h；L=L+F=+=hV=V=h求操作线方程精馏段操作线：y RxD0.77820.993xx 0.438x0.558R1R11.77821.7782提馏段操作线为过,和,两点的直线。LW252.856561.7y x xWx 0.014 1.323x0.00452VV191.1565191.15651x(1-xD)求全塔效率：RminD 1x1-xFF把xD=、xF=、Rmin=代入上式中得=由全塔效率公式ET 0.49(L)-0.245L xiLi=+=把L、代入全塔效率公式得，ET=精馏段实际板层数:提留段实际板层数：N提 6/0.5111.7 12实际总塔板数：（不含釜）NT 812 20N精 4/0.51 7.8 8精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压力的计算塔顶操作压力：PD 4 101.3 105.34每层塔板压降：P 0.7Kpa进料板压力：PF105.30.78 108.9KPa精馏段平均压力：Pm105.3108.9/2 107.1KPa提馏段平均压力：Pm1105.3105.30.712/2 109.5KPa操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法算出泡点温度，其中苯和氯苯的饱和蒸汽压，由安托尼方程计算，计算结果如下：图 2-3（温度组成图）通过图 2-3（温度组成图）易估读出塔顶温度：tD82通过试差得加料板温度为tF93塔底温度tW132精馏段平均温度tm精8293/2 87.5提馏段平均温度tm提93132/2 112.5全塔平均温度tm82132/2 107平均摩尔质量的计算塔顶：xD y1 0.993，查平衡曲线（见图 2-2），得x1 0.964MLDm 0.96478.1110.964112.56 79.3502kg/kmolMVDm 0.99378.1110.993112.56 78.3515kg/kmol5进料板：查平衡曲线（见图 2-2），得x 0.636,yF 0.899FMVDm 0.89978.110.101112.56 81.5895kg/kmolMLDm 0.63678.110.364112.56 90.6498kg/kmol精馏段：/2 79.9705kg/kmolMVm78.351581.5895/2 85kg/kmolMLm79.350290.6498塔底：xW 0.014,yW 0.064MLWm 0.01478.110.986112.56 112.0777kg/kmolMVWm 0.06478.110.936112.56 110.3552kg/kmol提馏段：MVm110.355281.5895/2 95.97235kg/kmolMLm112.077790.6498/2 101.36375kg/kmol平均密度的计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即精馏段：PM107.1KPaPVmmMVmRT107.179.9705 2.856Kg/m38.31487.5273.15提馏段：Pm115.9KPaPVmmMVmRT115.995.97235 3.469Kg/m38.314112.5273.15液相平均密度计算液相平均密度依计算，即1Lmaii塔顶：由tD82查得：A821.125kg/m3,B1039.125kg/m31LDM813.37kg/m30.993/812.1250.007/1039.125进料板：由tF93查得：A 797.17kg/m3,B 794.67kg/m3进料板液相质量分率：0.63678.11 0.548aA0.63678.110.364112.566LF M1 796.03kg/m30.548/797.170.452/794.67塔底：tW132查得：A 774.64kg/m3,B 774.567kg/m3苯质量分数：0.01478.11 0.009aA0.01478.110.986112.561 775kg/m3LW M0.009/774.640.991/774.567精馏段液相平均密度为：LM813.37796.03/2 804.7kg/m3提馏段液相平均密度为：LM796.03725/2 760.515kg/m3液相平均表面张力的计算塔顶液相的平均表面张力：（82）LmxiiA 21.064mN/m;23.56mN/mBLDM 0.99321.064 0.00723.56 21.08mN/m进料板液相的平均表面张力：(93)19.7mN/m;24.6mN/mABLFM 0.63619.70.36424.6 21.4836mN/m塔底液相的平均表面张力：(132)15.2mN/m;18.4mN/mABLWM 0.01415.20.98618.4 18.3552mN/m精馏段液相的平均表面张力：21.483621.08/2 21.2818mN/mLM提馏段液相的平均表面张力：18.355221.4836/2 19.9194mN/mLM液体平均粘度的计算液相平均粘度：lgLM xilgi塔顶液相平均粘度计算：（82）0.3034mPas;0.4224mPasABmPaslgLDM 0.993lg0.30340.007lg0.4224，解出：LDM 0.30417进料板液相平均粘度计算：（93）0.265mPas;0.373mPasABmPaslgLFM 0.636lg0.2650.364lg0.373，解出：LFM 0.3001塔底液相平均粘度计算：（132）0.17mPas;0.26mPasABlgLWM 0.014lg0.170.986lg0.26，解出：LWM 0.2585mPas精馏段液相平均粘度计算：/2 0.30210.30410.3001mPasLM提馏段液相平均粘度计算：0.30010.2585/2 0.2793mPasLM精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算（1）精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VsVMV,m191.156579.97051.4868m3/s3600L,m36002.856LMV,m83.656585 0.00245m3/s3600L,m3600804.71/2LSLSL计算VSVT0.002453600804.7 1.486836002.856L1/2 0.0277取板间距H 0.40m，板上液层高度h 0.06m，则HThL 0.400.06 0.34m故查表可得：C 0.07120LC C20200.221.2818 0.071200.2 0.072umaxCLV804.72.856 0.0721.206V2.856取安全系数为，则空塔气速为u 0.7umax 0.71.206 0.8442D 4VS448181.497mu0.84428按标准塔径圆算后为：D=塔截面积为：AT44VS1.48680.841m/s实际空塔气速为：u AT1.767D21.521.767m2塔高的计算精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：Z精=(N-1)H=(8-1)=提馏段有效高度为：Z提=(N-1)H=(12-1)=在进料板上方开一人孔，在孔进料板（提馏段）下方开一人孔，其高度均为。故精馏塔有效高度为：Z=Z 精+Z 提+*2=+=塔板主要工艺尺寸的计算根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。溢流装置的计算采用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口堰。溢流堰长（出口堰长）lw取lW 0.60D 0.601.5 0.9m溢流堰高度hwhw hL how对平直堰how 0.00284ELh/lw2/3，近似取 E=10.002453600how 0.0028410.92/3 0.013hw hLhow 0.060.013 0.047m降液管的宽度Wd和降液管的面积AfWd 0.165m，Af 0.097m2由lw/D 0.60，查图得Wd/D 0.11,Af/AT 0.055，即：液体在降液管内的停留时间0.09736000.4 AfHT/LS15.84s5s0.002453600故降液管设计合理。降液管的底隙高度ho液体通过降液管底隙的流速一般为s，取液体通过降液管底隙的流速9 0.07m/s，则有：uoLS0.00245h0 0.039，hwh0 0.047 0.039 0.008lwu00.90.07故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw 0.05028m，一般都大于 50mm塔板布置的计算1.塔板布置：选用筛板塔边缘区宽度Wc：一般为 50-75mm，D 2m 时，Wc可达 100mm。安定区宽度确定取WC 60mm，WSWS 90mm。开孔区面积AaAa 2 x R2 x2180R2sin1x0.4952 20.495 0.6920.49520.692sin1 1.28mR1800.69式中：x R DWdWS 0.750.1650.09 0.4952DWC 0.750.06 0.692开孔数n和开孔率取筛孔的孔径do5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度 3mm，且取t/do 3.0。故孔心距t 35 15mm。1.1551.1551.28 6571（孔）每层塔板的开孔数n 2Aat0.0152每层塔板的开孔率求）0.9070.9072 0.101（应在 515%，故满足要23t/do每层塔板的开孔面积A0Aa 0.1011.28 0.129m2气体通过筛孔的孔速u0VS/A01.4868/0.129 11.53m/s塔板的流体力学验算气体通过筛板压降hp和pp的验算hp hc hl h1气体通过干板的阻力压降hc由do/5/3 1.67查图 5-10 得出，Co 0.771822 u0V 11.53 2.856hc 0.051 0.051 0.0403液柱C0L0.7718804.710式中Co为孔流系数。2.气体通过板上液层的压降hlhlhw howhL 0.590.06 0.0354m液柱式中充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速ua，对单流型塔板有：uaVS1.4868 0.9m/sAT Af1.7670.097动能因子:FauaV0.9 2.856 1.52kg1/2/sm1/2查图得 0.59（一般可近似取 0.5 0.6）。3.气体克服液体表面张力产生的压降h4421.2818103h 0.002156液柱Lgd0804.79.810.0054.体通过每层筛板的压降（单板压降）hp和pphp hchhl 0.04030.03540.002156 0.077856液柱PpLghp804.79.810.077856 614.6Pa 0.6146kPa（设计允许值）液面落差雾沫夹带量ev的验算ua5.7106evH 2.5hLT3.2hf 2.5hL 2.50.06 0.155.7106uaeVHThf3.25.71060.921.28181030.40.153.2 0.016 uom6.044故在本设计中无明显漏液。面落差.液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度Hd HT hw11Hd hp hL hdhd 0.153 uo 2 0.1530.07 0.0075m2Hd 0.077856 0.060.0075 0.145356HThw 0.50.40.047 0.2235Hd HT hw成立，故在本设计中不会发生液泛现象。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选HT及hL，进行优化设计。液体表面张力的阻力h的计算h4LLgd014L421.2818103精馏段液体表面张力所产生的阻力h 0.0022液柱Lgd0804.79.810.005提镏段液体表面张力所产生的阻力h柱精馏段每层压降：hp1 hc1hlh1 0.03540.0290.0022 0.0666kPaPp1 hp1L1g 804.79.810.0666 0.525724L419.9194103 0.0021液Lgd0760.5159.810.005提馏段每层压降:hp2 hc2hlh2 0.03540.00210.026 0.0635kPaPp2 hp2L2g 9.81760.5150.0635 0.4738故满足设计要求。塔板性能图漏液线（气相负荷下限线）漏液点气速Vs,min Aouom,uom 4.4C00.00560.13hLhL/V,hL hw how,Lhhow 2.8410 ELw32/3整理得：VS,min2/3 Lh 4.4C0A00.00560.013hw0.00284EhL/VLw2/3804.73600LS 4.40.1290.77180.00560.130.0470.002840.0021560.92.85612整理得：VS2,min 0.524.84LS2/3在操作范围内，任取几个L Ls s值，依式算出对应的V Vs s值列于下表 2-4：表 2-4Ls,m3/sVs,m3/s依据表中数据作出漏液线 1液沫夹带线式中：uaVSVS 0.6VSAT Af1.7670.092/33600LS2/3hf 2.5hL 2.5hwhow=2.50.040.00284 0.11.8LS0.9将已知数据代入式：5.7106uaeVHThf3.2 0.1得：VS 3.17619.06LS2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依式算出对应的Vs值列于下表 2-5：表 2-5Ls,m3/sVs,m3/s相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=m 作为最小液体负荷标准由how=0.00284E(3600Ls2/3)0.006；lw133600LS取 E=1,得：how 0.00284E 0.006lwm3/s代入数据得：LS,min 0.000767696据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下下限线 3相负荷上限线HTAf0.40.097LS,max 0.0097m3/s44作出与气体流量无关的垂直液相负荷线 4泛线Hd=HT hw=hp hw how hdHd=hp+hL+hd;hp=hc+h1+h；h1=hL；hL=hw+how2/33600LShow 0.00284Elw 0.7156LS2/3hlhwhow 0.0280.422LS2/3 u0hc 0.051C02VVS2L 0.018h 0.002156 LS2hd 0.153 124.2LSlwh0将以上式子整理并将已知数据代入得：20.50.40.047 0.018VS20.0280.442LS2/30.0021560.0470.7156LS2/3124.2LS2/3故VS28.1363.2LS2/36900LS2在操作范围内，任取几个Ls值，依式算出对应的Vs值列于下表 2-6：表 2-6Ls,m3/sVs,m3/s依据表中数据作出液泛线 5依据以上各方程，可作出筛板塔的负荷性能图如下图 2-7。在负荷性能图上，做出操作点 A，连接 OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由下图 2-7 可查得VS,max 2.75m3/s,VS,min 0.75m3/s14故操作弹性为VS,max2.75 3.67VS,min0.75图 2-7（筛板塔的负荷性能图）精馏塔的管口直径塔顶蒸汽出口管径依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取1220m/s。回流液管径回流量前已算出，回流液的流速范围为s；若用泵输送回流液，流速可取1 m/s。加料管径料液由高位槽自流，流速可取 m/s；泵送时流速可取s。料液排出管径塔釜液出塔的流速可取s。饱和蒸汽管径蒸汽流速：295kPa：2040 m/s；2950 kPa：80m/s。15第三章 换热器的设计标准列管式原料预热器的选型设计 U 型管式原料预热器的选型设计基本数据的查取2594苯的定性温度：59.5C2自化工手册4查得苯在定性温度下的物性数据为：m3，=10-4Pas，C=kg，=m。由饱和水蒸汽表查出 200kPa 的饱和水蒸气温度为 120120139水的定性温度：129.5C2自化工手册4查得水在定性温度下的物性数据为：938 kg/m3，10-4Pas，C kJ/kg，m，Pr=。流径的选择为了利用壳体散热，增强冷却效果，决定苯走壳程，水走管程。热负荷的计算因换热过程为冷却过程，故热负荷应取热流体苯的放热量。又因为对该过程而言，热损失越大越有利于冷却，所以在确定冷却水用量时可不考虑热损失。Q=qm,hCh(T1T2)=13000（94-25）=102kW冷却水用量Q4.57102qm,c5.55kg/sCct2t14.335139120传热温度差计算依照前言中的加热方案，该原料预热器拟采用 U 形管式换热器。故传热推动力如下：先求逆流时的平均温度差：t1t21392512094tm 73.33Ct113925lnlnt212094计算 R 和 PT1T2139120R 0.275t2t19425t2t19425P 0.6T1t113925由 R 和 P 查化工手册4图 4-9a，t，故选用单壳程、偶数管程可行。16tm=ttm选 K 值，估算传热面积2参照化工手册4表 4-4，取 K=450W/mQ4.57102103S计14.58m2Ktm45069.66初选换热器型号由于两流体温差小于 50，可选用固定管板式换热器，由固定管板式换热器的标准系列，初选换热器型号为：G1000170。主要参数如下表 3-1：表 3-1外壳直径公称面积管子规格管子数管子排列方式管间距4000mm2528正方形32mm公称压力实际面积管长管程数管程流通面积 m23000mm4采用此换热器，则要求过程的总传热系数为Q4.57102103K需 595.21W/m2CS实tm11.02269.66核算压降管程压降pi(p1p2)FtNsNpFt，Ns1，Np412500/938.95 0.77m/s管程流速u 0.00483600du0.020.77938.95Re 6.35610442.27510对于钢管，取管壁粗糙度/d=20=查化工手册4莫狄图，得Lu23938.950.772p1 0.0371544.8Padi20.022u2938.950.772p23835Pa232pip1p2FtNsNp1544.88351.44 13326.88Pa17壳程压降p0 p1p2FsNsFs，Ns12uop1 Ffonc(NB1)2管子为正三角形排列 FncD/t1=1=11取折流挡板间距 h=，则 NB=(L/h)1=(3/1=29Ao=h(Dncdo)=1112500/830.2 0.3346m/s壳程流速u00.01253600d u0.0250.3346830.2Re000 3.0510442.27510fo=104)=830.20.33462 3178Pap1 0.40.47512291222hu020.1830.20.33462p2 NB3.5 293.5 4043PaD20.421.1518304Pa10kPap031784043可知，管程和壳程压降都能满足工艺要求。核算传热系数管程对流传热系数0.80.6862i 0.023Re0.8Prn 0.0236.3561041.4150.4 6309W/m2Cdi0.02壳程对流传热系数（凯恩法）cp1 3d uo 0.36(e)0.55()wdo由于换热管采用正三角形排列，故4(t2do2)4(0.03220.0252)44de 0.027mdo0.025deu0.0270.77830.2 4.6410443.72101.8351033.72104 5.780.118壳程苯被冷却，取w=0.550.1180 0.364.641045.781/31.05 1475W/m2C0.02污垢热阻参照化工手册4表 4-5，管内外污垢热阻分别取为Rsi=4104m2/W Rso=104m2/W总传热系数cp18忽略壁面热阻，则总传热系数为11K计d010.0251 Rsi Rso41041.72104idi063090.0271475 716W/m2C因 K计/K需716/（在之间），故所选换热器是合适的。选型设计结果：选用 U 型管式换热器，型号：U400。19第四章 设计结果汇总表 5-1 物料衡算结果序号123456789项目塔顶摩尔分数塔顶平均摩尔质量塔顶流量进料摩尔分数进料液平均摩尔质量进料流量塔釜摩尔分数塔釜平均摩尔质量塔釜产品流量符号单位1kg/kmol数值备注xDMDDkmol/h1kg/kmolxFMFFkmol/h1xWMWkmol/hkmol/hW表 5-2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果序号123456789项目每层塔板压降平均压力平均温度平均粘度液相平均摩尔质量气相平均摩尔质量液相平均密度气相平均密度平均表面张力符号单位数值精馏段提镏段85ET 0.50备注ppmkPakPaotmCmMLmMVmmPaskg/kmolkg/kmolLmVmLmkg/m3kg/m3mN/m单位表 5-3 筛塔板工艺设计结果序号项目符号数值精馏段提镏段备注2012345678堰长堰高边缘区宽度安定区宽度降液管底隙高度筛孔孔心距排间距每层开孔率lWhWmmmmmmmWcWsh0tt%21结 论1）.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。2）.塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。3）.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。4）.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。22参考文献1夏清，贾绍义.化工原理.第 2 版.天津大学出版社，2012 年2赵军，张有忱，段成红.化工设备基础.第 2 版.化学工业出版社，2007 年3陈声宗主编，杨泽慧，尹疆副主编.化工设计.第 3 版.化学工业出版社，2015年4化工手册.北京：化学工业出版社.2010 年23