水和丙酮的性质研究项目设计方案.doc

水和丙酮的性质研究项目设计方案 第一部分：设计概述一：任务书（一）、设计题目试设计一座丙酮水连续精馏装置,要求年产纯度为98%的丙酮26000吨,塔底馏出液中含丙酮不得高于1%,原料液含丙酮36%(以上均为质量百分数)。（二）、设计条件 1、精馏塔（1）塔顶压力 4KPa（表）（2）进料热状态 自选(3)回流比 自选(4)塔底加热蒸汽压力 0.5MPa（表）(5)单板压降 0.7KPa（6）全塔效率 ET=52%（7）塔板类型筛板或浮阀塔板（F1型） 2、换热器配置于精馏装置中的预热器 冷凝器 冷却器 再沸器等选一设计（1）加热介质饱和水蒸汽0.3MPa（绝）；（2）冷却介质冷却循环水，进口温度30，出温度40；（3）换热器允许压降Pa；（4）换热器类型标准型列管式或板式换热器。（三）、工作日每年工作300天，每天24小时连续运行。（四）、生产厂址海南洋浦工业开发区（五）、设计内容 1、选择合适的精馏塔（1）精馏塔的物料衡算；（2）塔板数的确定；（3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；（4）精馏塔的塔体工艺尺寸的计算；（5）塔板的主要工艺尺寸的计算；（6）塔板的流体力学验算与塔板负荷性能图；（7）精馏塔接管尺寸计算；（8）绘制精馏装置工艺流程图；（9）绘制精馏塔设计条件图；（10）对设计过程的评述和有关问题讨论。 2、选择合适的换热的（1）确定设计方案选择换热器类型；流动空间及流速的确定。（2）确定物性数据（3）估算传热面积（4）工艺结构尺寸（5）换热器核算（6）绘制换热器设计示意图；（7）对换热器设计过程的评述和有关问题讨论。（六）、编写设计说明书精馏装置工艺流程图；精馏塔设计条件图；换热器设计示意图。 9、参考文献二：总论利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。在精馏段,气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获轻组分产品。 在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品，精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。通过对精馏塔的运算，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。本设计是以丙酮水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分离丙酮和水。筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系丙酮水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。通过逐板计算得出理论板数9块，回流比为0.8604,算出塔效率为0.52，实际板数为18块，进料位置为第7块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为0.8米，有效塔高5.6米。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。在此次设计中，对塔进行了物料衡算，本次设计过程正常，操作合适。三：工艺流程丙酮水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。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。 精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。 丙酮水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。流程示意图如下图 第二部分：塔的工艺计算一：查文献，整理有关物性数据（1）、水和丙酮的性质表1.水和丙酮的粘度温度5060708090100水粘度mpa0.54940.46880.40610.35650.31650.2838丙酮粘度mpa0.2600.2310.2090.1990.1790.160表2.水和丙酮表面张力温度5060708090100水表面张力67.766.264.462.660.758.9丙酮表面张力19.518.817.716.315.214.3表3.水和丙酮密度温度5060708090100相对密度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表4.水和丙酮的物理性质分子量沸点临界温度K临界压强kpa水18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701.50表5. 丙酮水系统txy数据沸点t/丙酮摩尔数xy100009270.010.25386.50.020.42575.80.050.62466.50.100.75563.40.150.79362.10.200.81561.00.300.83060.40.400.83960.00.500.84959.70.600.85959.00.700.87458.20.800.89857.50.900.93557.00.950.96356.131.01.0 （2）进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 平均摩尔质量MF=0.148658.08+(1-0.1486) 18.02=23.97kg/kmolMD= 0.938958.08+ (1-0.9389) 18.02=55.64 kg/kmolMw=0.00312558.08+（1-0.003125）18.02=18.15 kg/kmol在泡点进料时，q=1，所以 =0.1486 用origin 8.0做出x=y曲线与x=0.1486的交点，求出交点坐标当x=0.1486时，y= 0.7924 令R=2=0.4552二、全塔物料衡算与操作方程(1)全塔物料衡算 F=481.73Kmol/hW=406.84Kmol/h (2) 操作方程(3) 精馏提馏段：因为泡点进料，q=1,代入数据 三、实际塔板数由图可得当R=0.4552时，精馏段与平衡线相切，则即使无穷多塔板及组成也不能跨越切点，切点为（0.7923,0.8948），则： 可解得：=0.4302设R=2Rmin=0.8604则精馏段操作线方程：=0.4625+0.5047利用图解法求理论班层数，可得：总理论板层数 NT=9块,进料板位置NF=7精馏段实际板层数=11.5 ，考虑安全系数取12块。提镏段实际板层数=5.8 ，考虑安全系数取6块。故进料板为第12块，实际总板数为18块。四、全塔效率的估算用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：根据丙酮水系统tx(y)图可以查得： (塔顶第一块板) 设丙酮为A物质，水为B物质所以第一块板上： 可得： 相对挥发度 =1.643进料温度为 =21.87塔底温度=20.89所以全塔平均挥发度 =7.13精馏段液相平均粘度 提馏段液相平均粘度 全塔液相平均粘度 =0.514E和给定的全塔效率相似，考虑到误差的原因，可认为其等于0.52五：精馏塔主体尺寸的计算 1、精馏段与提馏段的汽液体积流量整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：液相平均摩尔质量：M=(23.97+54.37)/2=39.17kg/kmol液相平均温度：=(63.4+57.5)/2=60.45位置进料板塔顶（第一块板） 摩尔分数摩尔质量kg/molMLF=23.97MVF=49.76MLF=54.37MVF=55.64温度c63.457.5在平均温度下查得：丙酮的摩尔分数x=0.3926液相平均密度为：=801.7 （、质量分数）其中：精馏段的液相负荷L=RD=0.860423.4=24.13kmol/h 液体体积流量 =LM/=24.1339.17/801.7=1.18由 所以 精馏段塔顶压强若取单板压降为0.7, 则进料板压强气相平均压强气相平均摩尔质量 气相平均密度汽相负荷 V=（R+1)D=(0.8604+1)23.4=43.53kmol/h气体体积流量精馏段的负荷列于表7。表7 精馏段的汽液相负荷名称汽相液相平均摩尔质量/52.7039.17平均密度/2.10801.7体积流量/1092.481.18提馏段的汽液体积流量提馏段的已知数据列于表8液相平均摩尔质量：M=(23.97+18.15)/2=21.06kg/kmol液相平均温度： =(63.4+97.8)/2=80.60位置塔釜进料板摩尔分数=0.003125=0.08312摩尔质量/MLW= =18.15MLF=23.97MVW =21.35MVF=49.76温度/97.863.4=24.13+150.7=174.83=43.53Kmol/h在平均温度下查得：丙酮的摩尔分数x=0.03648液相平均密度为：=932.0 （、质量分数）提馏段的液相负荷=24.13+150.7=174.83Kmol/h =M/lm=174.8321.06/932.0=3.95进料板压强塔底压强气相平均压强气相平均摩尔质量 气相平均密度汽相负荷 =43.53Kmol/h表9提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/21.0635.56平均密度/932.01.40体积流量/3.951105.662 塔径的计算塔顶的温度下查表面张力表 塔顶温度=57.5， 查得：丙酮的表面张力为19.0mN/m ， 水的表面张力为66.6mN/m进料温度=63.4，查得：丙酮的表面张力为18.5mN/m ， 水的表面张力为65.6mN/m塔底温度=97.8查得：丙酮的表面张力为14.5mN/m ， 水的表面张力为59.3mN/m精馏段液相平均表面张力提馏段液相平均表面张力 全塔液相平均表面张力 塔顶温度=57.5， 查得：丙酮的粘度为0.238 ， 水的粘度为0.487 =0.249 进料温度=63.4， 查得：丙酮的粘度为0.222 ， 水的粘度为0.445 =0.401 塔顶温度=97.8， 查得：丙酮的粘度为0.164 ， 水的粘度为0.291 =0.290 精馏段液相平均粘度 提馏段液相平均粘度 全塔液相平均粘度 1. 塔径的计算精馏段的体积流率计算： (史密斯关联图)图横坐标：取板间距m，板上液层高度=0.3-0.06=0.24m查图得=0.050C=0.050=0.0575=1.128安全系数取0.6，则空塔气速为0.677按标准塔径圆整为：D=0.8塔截面积：实际塔气速： 提馏段的体积流率计算： (史密斯关联图)图横坐标：0.0924取板间距m，板上液层高度=0.3-0.06=0.24m查图得=0.041=0.041=0.0507=1.307安全系数取0.6，则空塔气速为0.784按标准塔径圆整为：D=0.80m塔截面积：实际塔气速： DD,所以采用同径塔，塔径为0.80m.精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为：提留段有效高度为：在进料板上方开一小孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为： 3.溢流装置的计算由于D=0.8m,可采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： 堰长可取=0.66D=0.660.8=0.528m 溢流堰高度由=，选用锯齿堰：取用E=1，则弓形降液管宽度和截面积 由，查图5-7（）附图得故： 精馏段用经验公式：提馏段用经验公式： 故降液管设计合理。降液管底隙高度降液管底隙高度比低10mm，则： =0.01=0.055760.01=0.04576m 故选用凹形受液盘，深度塔板布置 塔板的分块因为D800mm，故塔板采用分块式，查表5-3得：塔板分3块。边缘区宽度确定 取开孔区面积 其中， 筛孔计算及其排列 选用=3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3=15mm 筛孔数目： 开孔率： 精馏段气体通过阀孔的气速为：提馏段气体通过阀孔的气速为：3 塔高的计算塔的高度可以由下式计算： -塔顶空间（不包括头盖部分） -板间距 N-实际板数 S-人孔数 -进料板出板间距 -塔底空间（不包括底盖部分）已知实际塔板数为N=18块，板间距HT=0.3由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。 取人孔两板之间的间距=0.6，则塔顶空间HP=1m，塔底空间HW=1.5m，进料板空间高度，那么，全塔高度：4 塔板结构尺寸的确定由于塔径等于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度WC=35mm，破沫区宽度，查得 堰长弓形溢流管宽度弓形降液管面积降液管面积与塔截面积之比 堰长与塔径之比降液管的体积与液相流量之比，即液体在降液管中停留时间一般应大于5s液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求六、筛板的流体力学验算 1塔板压降 干板阻力计算 干板阻力 由所选用筛板，查得 液柱 气体通过液层的阻力的计算 气体通过液层的阻力 查图得： 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力 液柱 气体通过每层塔板的高度可计算： （700Pa=设计允许值）2液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。液沫夹带 液沫夹带量，采用公式 由 所以 故设计中液沫夹带量允许范围内漏液 对于筛板塔，漏液点气速： =5.57m/s 实际空速： 稳定系数： 故在本实验中无明显漏液。液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液高度应服从式子 取而，板上不设进口堰，则有 液柱 可知，本设计不会发生液泛七、塔板负荷性能图 1精馏段塔板负荷性能图 1.1漏液线查图知U0，min=Vs,min/A0hL=hw+howhow=得：Vs,min= = = 在操作范围内，任取几个值，已上式计算 0.00060.00150.00300.0045 0.20790.21260.22650.23481.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 解得VS=0.5822-9.1246LS2/3 0.00060.00150.00300.0045 0.51730.46260.39240.3335可作出液沫夹带线21.3液相负荷下限线液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降，对于平直堰，取堰上液层高度=0.00526作为最小液相负荷标准。=EE=1,则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.1.4液相负荷上限线以3s 作为液体在降液管中停留时间的下限故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。1.5液泛线为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度令 ， 联立得 整理得： 0.222=0.08309-262.09-1.736列表计算如下 0.00060.00150.00300.0045 0.5640.5190.4480.370由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：精馏A）(操作线为第6条，操作方程：Vs/Ls=0.303/0.000328，P点为操作点)在负荷性能图A上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vs，max= 1.35m3/s Vs，min= 0.6m3/s2提馏段塔板负荷性能图2.1漏液线查图知U0，min=Vs,min/A0hL=hw+howhow=得：Vs,min= = = 在操作范围内，任取几个值，已上式计算 0.00060.00150.00300.0045 0.27320.28420.29770.30862.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 解得VS=0.5822-9.1246LS2/3 0.00060.00150.00300.0045 0.51730.46260.39240.3335可作出液沫夹带线2八、预热器设计1. 换热器设计方案的确定 选用标准型列管式换热器，料液（质量分数为0.36的丙酮混合液）走管程，从25加热到66.3,， 绝对压力为0.3MPa的饱和水蒸汽冷凝放热，走壳程，设原料液流量为F=150.7kmol/h=3611.1Kg/h2. 换热器的工艺计算 2.1 确定物性数据料液的平均温度为 0.3MPa饱和水蒸汽的温度为133.3水蒸气冷凝放热，温度不变，平均温度也是133.345.65丙酮的有关物性数据 45.65水的有关物性数据 0.3MPa水蒸气的有关物性数据 冷凝水的有关物性数据 45.65质量分数为0.36的丙酮-水混合液的有关物性数据 2.2 计算热负荷 w 饱和水蒸汽用量 2.3 平均温度差 热流体： 133.3 133.3 冷流体： 25 63.4 2.4 估算传热面积参考表4-7，选总传热系数= 700，则 2.5 试选型号 由于两流体温差大于50，可选用带有热膨胀节的固定管板式换热器，初选型号为;JB/T4517-92主要参数如下：外壳直径 273mm公称压力 2.5MPa公称面积 3.0管子尺寸 管子数 30管长 2000mm管中心距 25mm管程数Np 2管子排列方式 正三角形管程流通面积 0.0049实际换热面积： 采用此换热器，该过程的传热系数为： ）2.6 核算压降2.6.1 管程压强降 其中，, ， 管程流速 对于碳钢管，取相对粗糙度， 由关系图差得， 2.6.2 壳程压强降 其中， 管子为正三角排列， 壳程流通面积 壳程流速 而 因此： 计算结果表明，管程和壳程的压降均能满足条件2.7 核算总传热系数2.7.1 管程对流传热系数 ） 2.7.2 壳程对流传热系数 =9990.49W/(m2)2.7.3 污垢热阻查书附录有 （m2)/W碳钢的热导率2.7.4 总传热系数 =668.64（m2)/W则故所选换热器是合适的，安全系数为 % 2.8 核算面积 则故所选换热器合适，面积裕量为： %选择结果：选用带有热膨胀节的固定管板式换热器，型号：JB/T4715-92。2.9 换热器的接管选择2.9.1 管程进口接管选择 换热器的接管选择时，对于液体来说速度一般在1-3m/s。由于管程流体为原液料，则进出口接管相同，取进口速度为则由， 可得;根据规格选取标准管径，即 则 可知，所选管径合适。2.9.2 壳程进口接管的选择 换热器的接管选择时，对于气体来说速度一般为10-30m/s。由于壳程为水蒸气，则取进口速度为u=25m/s。则由， 可得：根据规格选择标准管径，即 则可知，所选的管径合适。2.9.3 壳程出口接管的选择壳程出口为冷凝液，则取进口速度为u=1.5m/s。 可得： 根据规格选取标准管径，即 则可知，所选管径合适。3. 原料预热器主要结构尺寸和计算结果换热面积（m2 ）：工艺参数名称物料名称操作压力MPa操作温度流量Kg/h流体密度Kg/流速m/s管程0.36丙酮2.545.653611.1907.70.226壳程水蒸气0.3133.3222.51.6510.75传热量W：1.34总传热系数668.64568.0061.1772管程壳程对流传热系数1334.159990.49污垢系数压力降Pa361.621.40程数21材料碳钢碳钢管子规格管数30管长2000管间距25排列方式正三角形折流板型号无间距无切口高度无九、塔顶全凝器设计 1.塔顶全凝器设计计算1.1冷凝器的选择：强制循环式冷凝器 冷凝器为固定管板式换热器，置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。为了充分利用水的冷却作用，让水走管程。1.2冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量 塔顶全凝器的热负荷：塔顶温度：tD=57.5O C 进料板温度：tF=63.4O C 塔釜温度 ：tW=97.8O C 冷凝器的热负荷： IVD塔顶上升气体的焓ILD塔顶镏出液的焓丙酮的蒸发潜热 水的蒸发潜热 蒸发潜热与温度的关系：Tr对比温度沸点/O C 蒸发潜热 KJ/KgTc/ O CTc/K 丙酮56.5523235.5508.6水1002257374.2647.4在 t=57.5O C 丙酮：=0.648 =0.650=526.0KJ/KgC 水：=0.576 =0.510 =1953.0KJ/Kg因为 R=0.8604 D=23.4Koml/h MD=55.64Kg/KomlD= D MD =1301.98Kg/hQC=采用冷却循环水，进口温度30，出温度40于是冷凝水用量： qm1 CPc在温度为平均温度35O C下查取为4.174KJ/（KgO C)qm1 =取冷凝器传热系数：K= = =22.1O C设备选型：选传热管，其内径选流速u=0.8m/s估算单程管子根数为根根据传热面积估计管子长度： 如选用2管程，则每管程的管长选用l=6m，有换热器系列标注选取BES500-1.6-259-6/25-2管总数N=124根。每管程的管数n=62根，管中心距t=32mm，正方形错列。壳体内径D=600mm，折流挡板数。传热面积选57.41.3校核对流总传热系数管程对流传热系数管内冷却水流速壳程对流传热系数壳程最大流通截面积正方形排列的当量直径 m产品流量产品流速取1.4总传热系数取污垢系数,碳钢的热导率=K=4061.5传热面积A=,即换热器面积有25%的裕量。计算表明所选冷凝器可用1.6设备选型查表的可得最佳冷凝器主要参数如下：公称直径/mm管程数 管数管长/mm换热面积/ 公称压力/KPa5002124600057.42.51.7换热器小结冷凝器是将塔顶蒸汽冷凝为液体的装置，是液化的产品一部分回流，一部分流出，但产品的的温度保持不变，即只有想变热。其所使用的冷却介质为水，由于温差不超过50，所以可以选用固定管板式换热器。经过上述的计算，选用换热器面积为57.4 的换热器，这样能保证其生产要求，由能保持较高的效率，具体参数由上表所示。算选用的传热系数，也符合一般工厂设计的要求，因此是一个合格的换热器。2.料液泵设计计算由于是泵加料，取 ，F=150.7kmol/h=3611.1Kg/h在进料板温度63.4c下丙酮的摩尔分数x=0.1486液相平均密度为：=873.3 （、质量分数）则进料管体积流量为：=进料管管径 设料液至加料孔的高度 z=3.78 ， 取90 弯头 =350.035=1.225料液 =873.3， =0.401 Re= 由于所以在料液面与进料孔面之间列伯努利方程则流量为=4.14，H=6.56m，查泵性能图，可得选型如下：泵规格IS50-32-160流量 6.3 扬程 8m 转速 1450r/min 汽蚀余量 2m 效率 48%轴功率 0.28kW 配带功率 0.55kW3管径的计算3.1.1加料管径管路的流量：F =3611.1Kg/h管子管径为：圆整后，内径38mm, 3.1.2、塔顶蒸汽管的管径塔顶气相压强塔顶气相平均摩尔质量 MD=55.64 kg/kmol塔顶气相平均密度塔顶汽相负荷 V=（R+1)D=(0.8604+1)23.4=43.53kmol/h塔顶气体体积流量塔顶蒸汽用量： 取气速u=20m/s，圆整后，外径D=165mm =4.5mm3.1.3料液排出管径 排液量 =127.3kmol/h 18.15kg/kmol=2310.50kg/h取=0.4 m/s液相密度951.37在进料板温度97.8c下丙酮的摩尔分数x=0.003125液相平均密度为：=955.8 （、质量分数）圆整后，外径60mm，3.1.4回流管管径回流管的摩尔流量为：在塔顶57.5c下丙酮的摩尔分数x=0.9838液相平均密度为：=746.1 （、质量分数）则回流管体积流量为：取流速圆整后，外径D=48mm =3.5mm手孔的设计手孔是指手和手提灯能伸入的设备孔口，用于不便进入或不必进入设备即能清理、检查或修理的场合。手孔又常用作小直径填料塔装卸填料之用，在每段填料层得上下方各设置一个手孔。裙座的设计由于塔径为，所以手孔可设计为直径为大小的圆孔。塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。考虑到工艺中采用直立式再沸器。六、设计评述与小结精溜塔的设计，在化工行业有较广的应用，通过短短两周的设计，使我认识到精溜在应用是十分广泛的，但是，要把此塔设计好，是有一定难度的，它不仅要求我们拥有较高的理论基础，还要求我们掌握一定的实践基础。本次课程设计感觉难度比较大，主要是计算复杂，计算量大考虑的细节较多，对同一个设备分成两部分进行考虑，既相互独立又须彼此照应，始终要考虑计算是为一个设备进行，而且如何选取合适的回流比以及其它参数难以找到好的参照物。通过这次设计，使我认识到作为过控专业的学生，不仅要学好化工原理化工计算等专业课，还要对设备等相关内容都要学好用好，只有这样才能为以后的工作打下坚实的基础。在整个设计中要考虑很多问题，尤其是一些不容易引起重视细节问题，否则“小毛病出大问题”，导致多次返工，这就要我考虑问题要全面详细。学以致用，要多学各方面的知识并充分利用，用融合的，相互联系的知识能更好地解决问题。由于是工程上的问题，我们设计的不能像理论上那样准确，存在误差是在所难免的，计算过程中数字的一步步地四舍五入逐渐积累了较大的计算误差，但是只要我们在计算中保持高的精确度，这种误差可以大大地减小。在计算中，精馏段和提留段有一定的差别，这就要综合所学知识，将二者合二为一，使其统一。总之，在本次设计中我学到了很多知识，同时使我认识到理论于实践的结合有多重要，也使我在潜意识中慢慢形成了一种模式：纯理论主义与纯经验主义都是不可取的，只有联系实际、活学活用才是对自己、对社会有用的。十：冷却器的设计1：方案简介本设计任务是利用冷流体（水）给丙酮降温。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器.选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。不同的换热器适用于不同的场合。而列管式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。所以首选列管式换热器作为设计基础。2：方案设计该生产过程中，需将丙酮从97.8冷却至35，压力为0.3Mpa；冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4Mpa，循环水入口温度30，出口温度40。试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。（一）确定设计方案1. 选择换热器的类型：两流体温度变化情况：热流体进口温度97.8，出口温度35；冷流体（循环水）进口温度30。，出口温度40。该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀的 2流动空间及流速的确定：由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，丙酮走壳程。选用252.5的碳钢管，管内流速取。（二）确定物性数据定性温度：可取流体进口温度的平均值。壳程丙酮的定性温度为： 管程流体的定性温度为： 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。丙酮在66.4下的有关物性数据如下; 密度 定压热容比 导热系数 粘度 循环冷却水在35下的物性数据“ 密度 定压热容比 导热系数 粘度 （1）、热流量 （2）、平均传热温差 tm=(t2-t1)/ln(t2/t1) =(97.8-35)-（40-30）/ln(97.8-35）/（40-30) =28.7C （3）、冷却水用量 （4）、总传热系数K：管程传热系数 =壳程传热系数假设壳程的传热系数污垢热阻 管壁的导热系数 （三）、计算传热面积 考虑15%的面积裕度， （4） 工艺结构尺寸（1）、管径和管内流速选用传热管（碳钢），取管内流速（2）、管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数 按单程管计算，所需的传热管长度为 按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长L=6m，则该换热器管程数为： 传热管总根数N=333=99 （3）、平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数 按单壳程，双管程结构，温差校正系数应差有关图表。但R=4.71的点在图上难以读出，因而相应代替，PR代替P，查同一图线，可得 平均传热温差 （4）传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板；两侧采用正方形排列。取管心距，则 横过管束中心线的管数 （5）、壳体内径采用多管程结构，取管板利用率，则壳体内径为 圆整可取（6）折流板（7）、采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为，故就取 取折流板间距，则 ，可取B为150mm。 折流板数折流板圆缺面水平装配（8）、接管壳程流体进出口接管：取接管内苯甲苯流速，则接管内径为 取标准管径为50mm管程流体进出口接管：取接管内苯甲苯流速，则接管内径为 取标准管径为50mm (五)换热器核算1. 热量核算（1） 壳程对流传热系数 对圆缺形折流版，可采用克恩公式当量直径，由正三角形排列得壳程流通截面积 壳程流体流速及其雷诺数分别为普兰特准数粘度校正 (2) 管程对流传热系数管程流通截面积管程流体流速普兰特准数（3） 传热系数K (4) 传热面积S该换热器的实际传热面积Sp该换热器的面积裕度为传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。2. 换热器内流体的流动阻力(1) 管程流动阻力由Re=12554.8.传热管相对粗糙度，查莫狄图得，流速，所以管程流动阻力在允许范围之内。（2） 壳程阻力流体流经管束的阻力流体流过折流板缺口的阻力总阻力壳程流动阻力也比较适宜（六） 对换热器设计过程的评述和有关问题讨论 本次化工课程设计是对列管式换热器的设计，通过查找相关文献资料、上网搜索资料以及反复计算核算，本列管换热器的设计可以说算是基本完成了。下面是本人对本次设计的一些评述：本设计所需要的换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体壁温只差较大，故本次设计确定选用浮头式换热器、易析出晶体、沉淀、淤泥及其他沉淀物的流体，最好通入比较容易进行机械清洗的空间，而浮头式换热器的管束可以从壳体中抽出，便于清洗管间和管内管束可以在壳体内自由伸缩，不会产生热效应力。对于浮头式换热器，一般易在管