化工原理课程设计书-正文.doc

苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书上海工程技术大学化学工程与工艺系苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书一、设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.3%的氯苯44000t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%）。二、操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；4.塔釜加热蒸汽压力506kPa；5.单板压降不大于0.7kPa；6.年工作日330天，每天24小时连续运行。三、设计内容1.设计方案的确定及工艺流程的说明；2.塔的工艺计算；3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4.塔内流体力学性能的设计计算；5.塔板负荷性能图的绘制；6.塔的工艺计算结果汇总一览表；7.辅助设备的选型与计算；8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、基础数据1.组分的饱和蒸汽压（mmHg）温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 推荐：氯苯 推荐：式中的t为温度，。3.组分的表面张力（mN/m）温度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力可按下式计算：（为A、B组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：（氯苯的临界温度：）5.其他物性数据可查化工原理附录。苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）一、设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。流程图略。典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。二、全塔的物料衡算（一）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol。（二）平均摩尔质量（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：，全塔物料衡算： 三、塔板数的确定（一）理论塔板数的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取，步骤如下：1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取依据，将所得计算结果列表如下：温度，（）808387909396100103苯760839.5945.510251122.51252.513501473氯苯148165.1187.9205231.4266.6293325.1两相摩尔分率x10.8820.7550.6770.5930.5000.4420.379y10.9740.9390.9130.8760.8240.7850.735温度，（）107110113117120123127130131.8苯163717601907210322502427266328402900氯苯367.9400442.9500.1543595.8666.2719760两相摩尔分率x0.3090.2650.2170.1620.1270.0900.0470.0190y0.6660.6140.5440.4480.3760.2870.1650.0710本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。2.确定操作的回流比R将1.表中数据作图得曲线及曲线。在图上，因，查得，而，。故有：3.求理论塔板数（需要用三种方法）方法一：图解法精馏段操作线：提馏段操作线为过和两点的直线。苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解苯-氯苯物系的温度组成图解得块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段块，第4块为加料板位置。方法二：解析法精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 将带入求得将带入精馏段操作线方程 求得以此类推，得 所以将其带入提馏段操作线方程 求得 所以，方法三：吉利兰图法其中，精馏段 提馏段求得， 综合三种方法，第三种方法塔板数最大为10.5（二）实际塔板数1.全塔效率选用公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPas的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为0.5(80+131.8)=106（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：，。2.实际塔板数（近似取两段效率相同）精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块。四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：平均压强（二）平均温度查温度组成图得：塔顶为80，加料板为88。（三）平均分子量塔顶： ，（查相平衡图）加料板：，（查相平衡图）精馏段：（四）平均密度1.液相平均密度塔顶：进料板：精馏段：2.汽相平均密度（五）液体的平均表面张力塔顶：；（80）进料板：；（88）精馏段：（六）液体的平均粘度塔顶：查化工原理附录11，在80下有：加料板：精馏段：五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量冷凝器的热负荷六、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（一）塔径1.初选塔板间距及板上液层高度，则：2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：m/s3.操作气速取4.精馏段的塔径圆整取，此时的操作气速。（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。（1）溢流堰长（出口堰长）取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高对平直堰由及，查化工原理图11-11得，于是：（满足要求）（3）降液管的宽度和降液管的面积由，查化原下P147图11-16得，即：，。液体在降液管内的停留时间（满足要求）（4）降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）2.塔板布置（1）边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度：一般为5075mm，D 2m时，可达100mm。安定区宽度：规定m时mm；m时mm；本设计取mm，mm。（2）开孔区面积式中：3.开孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。每层塔板的开孔数（孔）每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速4.精馏段的塔高七、塔板上的流体力学验算（一）气体通过筛板压降和的验算1.气体通过干板的压降式中孔流系数由查图11-10得出，。2.气体通过板上液层的压降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，对单流型塔板有：动能因子查化原图11-12得（一般可近似取）。3.气体克服液体表面张力产生的压降4.气体通过筛板的压降（单板压降）和（满足工艺要求）。（二）雾沫夹带量的验算式中：，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。（三）漏液的验算漏液点的气速筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）（四）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成立，故不会产生液泛。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，还需重选及，进行优化设计。八、塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（1） （1）式中：将已知数据代入式（1） （1-1）在操作范围内，任取几个值，依式（1-1）算出对应的值列于下表：0.0009270.0050.010.0150.01814.1703.8083.4923.2283.079依据表中数据作出雾沫夹带线（1）（二）液泛线（2） （2） （2-2）在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：0.0009270.0050.010.0150.01813.4233.1632.7452.0831.398依据表中数据作出液泛线（2）（三）液相负荷上限线（3） （3-3）（四）漏液线（气相负荷下限线）（4）漏液点气速，整理得： （4-4）在操作范围内，任取几个值，依式（4-4）算出对应的值列于下表：0.0009270.0050.010.0150.01810.8310.8900.9390.9781.000依据表中数据作出漏液线（4）（五）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度m，。 （5-5）操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性=九、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算（一）料液预热器根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷Q ，然后估算预热器的换热面积A ，最后按换热器的设计计算程序执行。（二）塔顶全凝器全凝器的热负荷前已算出，为1391般采用循环水冷却，进出口水温可根据不同地区的具体情况选定后再按换热器的设计程序做设计计算。（三）塔釜再沸器因为饱和液体进料，故。即再沸器的热负荷与塔顶全凝器相同。实际上由于存在塔的热损失（一般情况下约为提供总热量的510%）。再沸器属于两侧都有相变的恒温差换热设备，故再沸器的设计计算与蒸发器同。（四）精馏塔的管口直径1.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。2.回流液管径回流量前已算出，回流液的流速范围为0.20.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取12.5 m/s。3.加料管径料液由高位槽自流，流速可取0.40.8 m/s；泵送时流速可取1.52.5m/s。4.料液排出管径塔釜液出塔的流速可取0.51.0m/s。5.饱和蒸汽管径蒸汽流速：295kPa：2040 m/s；2950 kPa：80 m/s。塔的提馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算一、提馏段的物性及状态参数（一）平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。进料板：塔底：平均压强（二）平均温度查温度组成图得：加料板为88，塔底为131.8。（三）平均分子量加料板：，（查相平衡图）塔底： ，。（查相平衡图）提馏段：（四）平均密度1.液相平均密度进料板：塔底：提馏段：2.汽相平均密度（五）液体的平均表面张力进料板：；（88）塔底：；（131.8）精馏段：（六）液体的平均粘度塔顶：查化工原理附录11有：加料板：塔 底：提馏段：二、提馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量再沸器的热负荷（忽略温度压力对汽化潜热的影响）三、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（一）塔径1.初选塔板间距及板上液层高度，则：2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：m/s3.操作气速取4.精馏段的塔径为加工方便，圆整取，即上下塔段直径保持一致，此时提馏段的操作气速。（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。（1）溢流堰长（出口堰长）取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高对平直堰由及，查化工原理图11-11得，于是：（满足要求）（3）降液管的宽度和降液管的面积由，查化原下P147图11-16得，即：，。液体在降液管内的停留时间（满足要求）（4）降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）2.塔板布置（1）边缘区宽度与安定区宽度与精馏段同，即mm，mm。开孔区面积与精馏段同，即3.开孔数和开孔率亦与精馏段同，即孔每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速4.提馏段的塔高四、塔板上的流体力学验算（一）气体通过筛板压降和的验算1.气体通过干板的压降式中孔流系数由查图11-10得出，。2.气体通过板上液层的压降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，对单流型塔板有：动能因子查化原图11-12得（一般可近似取）。3.气体克服液体表面张力产生的压降4.气体通过筛板的压降（单板压降）和（尚可接受，本设计不再做重新设计计算）。（二）雾沫夹带量的验算式中：，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。（三）漏液的验算漏液点的气速筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）（四）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成立，故不会产生液泛。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，还需重选及，进行优化设计。五、塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（1） （1）式中：将已知数据代入式（1） （1-1）在操作范围内，任取几个值，依式（1-1）算出对应的值列于下表：0.0009140.0050.010.0150.01814.5814.2163.8863.6343.484依据表中数据作出雾沫夹带线（1）（二）液泛线（2） （2） （2-2）在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：0.0009140.0050.010.0150.01813.4273.2453.0702.9052.801依据表中数据作出液泛线（2）（三）液相负荷上限线（3） （3-3）（四）漏液线（气相负荷下限线）（4）漏液点气速，整理得： （4-4）在操作范围内，任取几个值，依式（4-4）算出对应的值列于下表：0.0009140.0050.010.0150.01810.7300.7920.8430.8830.905依据表中数据作出漏液线（4）（五）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度m，。 （5-5）操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性=六、精馏塔的设计计算结果汇总一览表精馏塔的设计计算结果汇总一览表项 目符 号单 位计 算 结 果精馏段提馏段平均压强kPa107.8115.1平均温度84109.9平均流量m3/s1.5721.579m3/s0.001860.00758实际塔板数块714板间距m0.50.5塔段的有效高度m3.06.5塔径m1.61.6空塔气速m/s0.7820.786塔板液流型式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长m1.121.12堰高m0.05050.0354溢流堰宽度m0.2240.224底隙高度m0.02080.0846板上清液层高度m0.0600.060孔径mm55孔间距mm1515孔数个67116711开孔面积m20.1320.132筛孔气速m/s11.9111.96塔板压降kPa0.640.733液体在降液管中的停留时间s48.6611.94降液管内清液层高度m0.1380.141雾沫夹带kg液/kg气0.004730.00497负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷m3/s3.2502.953气相最小负荷m3/s0.8250.753操作弹性3.943.92苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计工艺计算书上海工程技术大学化学工程与工艺系化工原理课程设计任务书 课程设计题目苯-氯苯板式精馏塔冷凝器的设计一、设计题目设计一苯-氯苯连续精馏塔冷凝器。工艺要求：年产纯度为99.2%的氯苯49500t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%）。二、操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，料液温度为50t；3.塔釜加热蒸汽压力506kPa；4.单板压降不大于0.7kPa；5.回流液和馏出液温度均为饱和温度；3.冷却水进出口温度分别为25和30；4.年工作日330天，每天24小时连续运行。三、设计内容1.设计方案的确定及工艺流程的说明；2.塔的工艺计算；3.冷凝器的热负荷；4.冷凝器的选型及核算；5.冷凝器结构详图的绘制；9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、基础数据1.组分的饱和蒸汽压（mmHg）温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 推荐：氯苯 推荐：式中的t为温度，。3.组分的表面张力（mN/m）温度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力可按下式计算：（为A、B组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：（氯苯的临界温度：）苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）一、设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。流程图如下二、全塔的物料衡算（一）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol。（二）平均摩尔质量（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：，全塔物料衡算： 三、塔板数的确定（一）理论塔板数的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取，步骤如下：1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取依据，将所得计算结果列表如下：温度，（）808588909598100苯7608779581025117012721350氯苯148173192205246272293两相摩尔分率x10.8340.7420.6770.5560.4880.442y10.9620.9350.9130.8560.8170.785温度，（）105108110115118120125苯1535166017601981213222502518氯苯342376400466510543624两相摩尔分率x0.3500.2990.2650.1940.1540.1270.072y0.7070.6530.6140.5060.4320.3760.239温度，（）128130131.8苯269928402900氯苯679719760两相摩尔分率x0.0400.0190y0.1420.0710本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。2.确定操作的回流比R将1.表中数据作图得曲线及曲线。在图上，因，查得，而，。故有：考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的1.8倍，即：3.求理论塔板数（1）逐板计算法提馏段操作线为过和两点的直线。精馏段操作线： 图解得块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段块，第5块为加料板位置。（3）吉利兰图法 N=10.6块块 N=3.8块精馏段取块提馏段取块块（二）实际塔板数1.全塔效率选用公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPas的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为0.5(80+131.8)=106（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：，。2.实际塔板数（近似取两段效率相同）精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块。四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：平均压强（二）平均温度查温度组成图得：塔顶为80，加料板为88。（三）平均分子量塔顶： ，（查相平衡图）加料板：，（查相平衡图）精馏段：（四）平均密度1.液相平均密度塔顶：进料板：精馏段：2.汽相平均密度（五）液体的平均表面张力塔顶：；（80）进料板：；（88）精馏段：（六）液体的平均粘度塔顶：查化工原理附录11，在80下有：加料板：精馏段：五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量冷凝器的热负荷标准系列化管壳式换热器的设计计算步骤（1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能（2）计算传热量，并确定第二种流体的流量（3）确定流体进入的空间（4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据（5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核（6）选取经验传热系数（7）计算传热面积（8）查换热器标准系列，获取其基本参数（9）校核传热系数，包括管程、壳程对流给热系数的计算。假如核算的K与原选的经验值相差不大，就不再进行校核。若相差较大，则需重复（6）以下步骤（10）校核有效平均温度差（11）校核传热面积（12）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。非标准系列化列管式换热器的设计计算步骤（1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能（2）计算传热量，并确定第二种流体的流量（3）确定流体进入的空间（4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据（5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核（6）选取管径和管内流速（7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核（8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.151.25倍（9）选取管长（10）计算管数（11）校核管内流速，确定管程数（12）画出排管图，确定壳径和壳程挡板形式及数量等（13）校核壳程对流传热系数（14）校核平均温度差（15）校核传热面积（16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）一、设计任务1.处理能力：49500t/a t/a苯；2.设备形式：立式列管式冷凝器。二、操作条件1.苯：冷凝温度80，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器；2.冷却介质：为井水，流量70000kg/h，入口温度25，出口温度30；3.允许压降：不大于105Pa；4.每天按330天，每天按24小时连续运行。三、设计要求选择适宜的列管式换热器并进行核算。换热器是用于物料之间进行热量传递的过程设备。是广泛应用于化工、石油化工、动力、医药、冶金、制冷、轻工等行业的一种通用设备。通过这种设备使物料能达到指定的温度以满足工艺的要求。换热器的种类繁多，换热设备可以按类型命名，也可以按它完成的功能命名，如冷凝器、加热器、再沸器、蒸发器、过热器等。同样，也可按其结构特点进行分类。常用的换热器按设备的结构可分成两大类。即板片式换热器和管壳式换热器。板片式换热器是由板片和密封垫片组合而成通常有波纹平板式、板翅式、螺旋板式和板壳式。管壳式换热器是由管子、壳体及管板组成的设备。通常有固定管板式、浮头式、u形管式和填料函式，波纹平板式换热器是由一组长方形或其它几何形状的传热板片、密封垫片以及紧固装置组成由于板片之同流道窄，板片表面的凹凸渡形使物料流动时有抗动作用，因而具有高的传热效率。相对于管壳式换热器来说，它们具有传热效率高、结构紧凑、使用灵活、清洗方便等优点，但该种换热器密封周边长，使用中需要经常拆卸和清洗密封泄漏可能性大；由于密封垫圈大多用非金属材料制作。因而使用温度和使用压力均受到限制。板翅式换热器的基本结构是在两块平金属板之间放置一种渡纹状的金属导热翅片，在其两侧用侧密封条组成单元体。各个单元体进行适当的流道组合并钎焊成芯体，再附加物料进出口集流箱即形成板翘式换热器在众多类型的换热器结构中，管壳式换热器是用得最为广泛的一种换热设备类型。管壳式换热器的应用已有很悠久的历史。现在，它被当作一种传统的标准换热设备在许多工业部门中大量使用，尤其是在化工、石油、能源等行业中使用更为广泛。一般来说，管壳式换热器制造容易，生产成本低，选材范围广，清洗方便，适应性强，处理量大，工作可靠，且能适应高温高压。虽然它在结构紧凑性、传热强度和单位金属消耗量方面无法与板式或板翅式换热器相比，但它由于具有前述的一些优点，因而在化工、石油、能源等行业的应用中仍处于主导地位。其他型式的换热器是为了满足一种特殊要求而出现的换热器，如回转式换热器、热管换热器等。在换热器向高温、高压、大型化发展的今天，随着新型高效传热管的不断出现，使得管壳式换热器的应用范围得以扩大。更增添了管壳式换热器的新的生命力。在目前大型化工及石油化工装置中，采用各种换热器的组合就能充分合理地利用各种等级的能量使产品的单位能耗降低，从而降低产品的成本以获得好的经济效益。因而，在大型化工及石油化工生产过程中。换热器得到越来越广泛的应用。在工厂建设投资中按换热器所占比例也有明显提高，成为最重要的单元设备之一。 在换热器设计时，对于类别的选择是很重要的。类别选择要考虑的因素很多，一般应从换热器的工艺设计条件(压力、温度、许可阻力降)、物料特性(传热性能、污垢系数、腐蚀性能)、可操作性(可操作空间)及经济性等因素综合考虑。在温度和压力都不高、物料干净但有腐蚀性、或者物料不能受铁离子污染而选用耐腐蚀高合金钢或有色金属制作的板片式换热器较台理，在温度很低的深冷工况下，若物科很干净，选用板翅式换热器就可以充分利用其结构紧凑、传热效率高的特点，采用多流道物料进行热交换从而达到解决设备体积小、冷量损失小的持殊矛盾尽管板片式换热器有许多优点，然而，在大型化工及石油化工装置中管壳式换热器以其适应性强、制造简单、易于维修以及生产成本低等特点，仍然占据了绝对的优势。管壳式换热器中固定管板式换热器用得最多浮头式换热器采用浮头结构。管程和壳程均可以抽出清洗，管束和壳体可以自由热膨张。但其换热器利用率低，结构较复杂，设备投资高仅在换热管的管璧温度与壳体的温度差大、管程和壳程物料均易结垢、需要经常清洗的场合选用。U形管式换热器仅有一块管板，管束可以自由热膨胀但其换热管利用率低常在管程物料干净、壳程物料易结垢或者换热管的管壁温度与壳体的璧温差大而壳程设计压力又比较高的场合选用板式换热器主要由一组长方形的薄金属板平行排列、夹紧组装于支架上而构成。两相邻板片的边缘衬有垫片，压紧后可达到密封的目的，且可用垫片的厚度调节两板间流体通 道的大小。每块板的四个角上，各开一个圆孔。其中有两个圆孔和板面上的流道相通，另外两个圆孔则不相通，它们的位置在相邻板上是错开的，以分别形成两流体的通道。冷、热流体交替地在板片两侧流过，通过金属板片进行换热。每块金属板面冲压成凹凸规则的波纹，以使流体均匀流过板面，增加传热面积，并促使流体湍动，有利于传热。板式换热器的优点是：结构紧凑，单位体积设备所提供的传热面积大；总传热系致高，如对低黏度液体的传热，K 值可高达7 000 W()；可根据需要增减板数以调节传热面积；检修和清洗都较方便。板式换热器的缺点是：处理量不太大；操作压强较低，一般低于l 500 kPa， 最高也不超过2000 kPa；因受垫片耐热性能的限制，操作温度不能过高，一般对合成橡胶垫圈不超过130，压缩石棉垫圈低于250。苯立式管壳式冷凝器的设计工艺计算书（标准系列）本设计的工艺计算如下：此为一侧流体为恒温的列管式换热器的设计。1.确定流体流动空间冷却水走管程，苯走壳程，有利于苯的散热和冷凝。2.计算流体的定性温度，确定流体的物性数据苯液体在定性温度（51.7）下的物性数据（查化工原理附录）井水的定性温度：入口温度为，出口温度为井水的定性温度为两流体的温差，故选固定管板式换热器两流体在定性温度下的物性数据如下物性流体温度密度kg/m3粘度mPas比热容kJ/(kg)导热系数W/(m)苯806770.311.9420.127井水27.5993.70.7174.1740.6273.计算热负荷4.计算有效平均温度差逆流温差5.选取经验传热系数K值根据管程走井水，壳程走苯，总传热系数，现暂取。6.估算换热面积7.初选换热器规格立式固定管板式换热器的规格如下公称直径D450mm公称换热面积S62.5m2管程数Np.1管数n.135管长L.6m管子直径.管子排列方式.正三角形换热器的实际换热面积 该换热器所要求的总传热系数8.核算总传热系数（1）计算管程对流传热系数（湍流）故（2）计算壳程对流传热系数因为立式管壳式换热器，壳程为苯饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开换热器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式计算现假设管外壁温，则冷凝液膜的平均温度为，在换热器内绝大多数苯的温度在80，只有靠近管壁的温度较低，故在平均膜温57.5下的物性可沿用饱和温度80下的数据，在层流下：（3）确定污垢热阻（4）总传热系数所选换热器的安全系数为表明该换热器的传热面积裕度符合要求。（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，这与假设相差不大，可以接受。核算流型冷凝负荷（符合层流假设）9.计算压强降（1）计算管程压降（Ft结垢校正系数，Np管程数，Ns壳程数）取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm，则，而，于是对的管子有（2）计算壳程压力降壳程为恒温恒压蒸汽冷凝，可忽略压降。由此可知，所选换热器是合适的。碳酸丙烯酯（PC）脱碳填料塔的工艺设计工艺计算书上海工程技术大学化学工程与工艺系化工原理课程设计任务书碳酸丙烯酯（PC）脱碳填料塔的工艺设计一、设计题目设计一座碳酸丙烯酯（PC）脱碳填料塔，要求年产合成氨49000Yt/a。二、操作条件1.每吨氨耗变换气取4300Nm3变换气/ t氨；2.变换气组成为：CO2：28.0；CO：2.5；H2：47.2；N2：22.3。（均为体积%，下同。其它组分被忽略）；3.要求出塔净化气中CO2的浓度不超过0.5%；4.PC吸收剂的入塔浓度根据操作情况自选；5.气液两相的入塔温度均选定为30；6.操作压强为1.6MPa；7.年工作日330天，每天24小时连续运行。三、设计内容1.设计方案的确定及工艺流程的说明；2.填料吸收塔的工艺计算；3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4.填料吸收塔附属结构的选型与设计；5.塔的工艺计算结果汇总一览表；6.吸收塔的工艺流程图；7.填料吸收塔与液体再分布器的工艺条件图；8.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、基础数据1.碳酸丙烯酯（PC）的物理性质正常沸点，（）蒸汽压133.32-1Pa粘度，mPas分子量20430382050102.090.10.242.761.62温度，（）015254055（kg/m3）122412071198118411692.比热计算式 3.CO2在碳酸丙烯酯（PC）中的溶解度温度t，（）2526.737.84050亨利系数E101.3-1kPa81.1381.7101.7103.5120.84.CO2在碳酸丙烯酯（PC）中的溶解热可近似按下式计算（以表示）5.其他物性数据可查化工原理附录。49000t/a合成氨碳酸丙烯酯（PC）脱碳填料塔设计工艺计算书设计依据：吸收是利用各组分溶解度的不同而分离气体混合物的操作。混合气体与适当的液体接触，气体中的一个或几个组分便溶解于液体中而形成溶液，于是原组分的一分离。对与此题中的易溶气体是CO2 。依题意：年工作日以330天，每天以24小时连续运行计，有：合成氨：49000t/a= 148.5t/d=6.19t/h变换气：4300m3（标）变换气/t氨（简记为Nm3/t）变换气组成及分压如下表进塔变换气CO2COH2N2合计体积百分数,%28.02.547.222.3100组分分压，MPa0.4480.0400.7550.3571.600组分分压，kgf/cm24.5680.4087.7013.63816.32一、计算前的准备1.CO2在PC中的溶解度关系根据CO2在碳酸丙烯酯的溶解度数据温度t，（）2526.737.84050亨利系数E101.3-1kPa81.1381.7101.7103.5120.8作图得：亨利系数与温度近似成直线，且kPa因为高浓度气体吸收，故吸收塔内CO2的溶解热不能被忽略。现假设出塔气体的温度为，出塔液体的温度为，并取吸收饱和度（定义为出塔溶液浓度对其平衡浓度的百分数）为70%，然后利用物料衡算结合热量衡算验证上述温度假设的正确性在40下，CO2在PC中的亨利系数E40=103.5101.3 kPa=10485 kPa出塔溶液中CO2的浓度（可以验证其满足亨利定律）（摩尔分数）根据吸收温度变化的假设，在塔内液相温度变化不大，可取平均温度35下的CO2在PC中溶解的亨利系数作为计算相平衡关系的依据。即： kPa另外，有人关联出了CO2在PC中溶解的相平衡关系，即：式中：为摩尔比，kmolCO2/kmolPC；为CO2的分压，kgf/cm2；T为热力学温度，K。用上述关联式计算出塔溶液中CO2的浓度有与前者结果相比要小，为安全起见，本设计取后者作为计算的依据。或者采用计算。上式中：为摩尔分率；为CO2的分压，atm；T为PC液的热力学温度，K。2.PC密度与温度的关系利用题给数据作图，得密度与温度的关联表达式为（式中t为温度，；为密度，kg/m3）温度，（）015254055（kg/m3）122412071198118411693.PC蒸汽压的影响从题给数据知，PC蒸汽压与操作总压及CO2的气相分压相比均很小，故可忽略。4.PC的粘度 mPas（T为热力学温度，K）5.其它物性将在后续计算中给出。二、物料衡算1.各组分在PC中的溶解量查各组分在操作压力为1.6MPa、操作温度为40下在PC中的溶解度数据，并取其相对吸收饱和度均为70%，将计算所得结果列于下表（亦可将除CO2以外的组分视为惰气而忽略不计，而只考虑CO2的溶