苯—甲苯混合液的浮阀精馏塔工艺设计.docVIP

化工原理课程设计目录 浮阀精馏塔工艺设计任务书.1引言21 设计方案的选择和论证31.1 设计流程31.2 设计要求31.3 设计思路42 塔板的工艺设计52.1 基础物性数据62.2 塔的物料衡算72.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算92.4 精馏塔工艺尺寸的计算和塔板主要工艺尺寸的计算122.4.1 气液相体积流量的计算122.4.2 塔径的计算与选择132.4.3 溢流装置152.4.4 堰长152.4.5 弓形降液管宽度和截面积：162.4.6 降液管底隙高度162.4.7 塔板布置与浮阀数目及排列172.4.8 塔总体高度计算192.5 塔的接管202.5.1 进料管202.5.2 回流管212.5.3 釜液排出管212.5.4 塔顶蒸汽接管212.5.5 塔釜进气管212.6 塔板流体力学验算212.6.1 精馏段流体力学验算212.6.2 提馏段流体力学验算222.6.3 淹塔232.6.4 雾沫夹带242.7 塔板负荷性能图252.7.1 精馏段雾沫夹带线252.7.2 提馏段雾沫夹带线262.7.3 精馏段液泛线262.7.4 精馏段液泛线272.7.5 液相负荷上限线272.7.6 漏液线282.7.7 液相负荷下限线282.8 浮阀塔设计计算结果汇总如下293 塔的附属设备设计和选用303.1 储槽，高位槽，原料泵位置303.1.1 原料泵的选型323.1.2 原料预热器的设计333.1.3 塔顶产品冷却器的设计343.1.4 塔釜产品冷却器的设计343.2 再沸器的设计（塔底间壁式蒸汽加热）35操作条件:36设计内容:363.3 冷凝器的设计（塔顶全凝器）383.3.1 操作条件383.3.2 设计内容384 设计过程的评述和讨论404.1 回流比的选择414.2 塔高和塔径414.3 热量衡算和节能414.4 精馏塔的操作和调节41结论43参 考 文 献44附录A 相关符号说明45致谢47 - II -化工原理课程设计浮阀精馏塔工艺设计任务书(1) 设计题目：32000t/年苯甲苯混合液的浮阀精馏塔工艺设计 试设计一座苯甲苯连续精馏塔，要求原料液的处理量为32000t/年，组成为0.35（苯的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为0.95，塔底釜液的组成为0.03。（二）操作条件:1、塔顶压力 4KPa(表压) 2、进料状态 q=0.7 3、回流比 自选 4、塔底加热蒸汽压为 0.5Kgf/cm2 (1Kgf/cm2=98.07)KPa 5、单板压降 0.7 kPa 6、冷却水温度 25 7、每年实际生产天数 330天（一年中有一个月检修）塔顶及塔釜产品均冷却至30储存塔板类型 浮阀塔（四）厂 址 厂 址为江西九江地区（大气压为760mmHg）（五）设计任务完成精馏塔工艺设计，运用最优化方法确定最佳操作参数：精馏设备设计，有关附属设备的设计和选用，绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图和塔板负荷性能图，编制设计说明书。引言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。在本设计中我们使用浮阀塔，浮阀塔是一种板式塔，用于气液传质过程中。浮阀的阀片可以浮动，随着气体负荷的变化而调节其开启度，因此，浮阀塔的操作弹性大，特别是在低负荷时，仍能保持正常操作。浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。塔结构简单，制造费用便宜，并能适应常用的物料状况，是化工、炼油行业中使用最广泛的塔型之一。浮阀塔有活动泡罩、圆盘浮阀、重盘浮阀和条形浮阀四种形式。浮阀塔的突出优点是结构简单造价低，合理的设计能满足要求的操作弹性，浮阀塔是最广泛应用于工业生产的设备之一。1 设计方案的选择和论证1.1 设计流程本设计任务为分离苯、甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.2 设计要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：生产能力大，即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 效率高，气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 流体阻力小，流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 有一定的操作弹性，当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 结构简单，造价低，安装检修方便。 能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。1.3 设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。本设计采用连续精馏操作方式、常压操作、泡点进料、间接蒸汽加热、选R=1.5Rmin、塔顶选用全凝器、选用浮阀塔。在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。2 塔板的工艺设计2.1 基础物性数据2.2 塔的物料衡算(1)物料衡算：含苯aF=0.35 aD=0.95 aB=0.03（质量分数）年产量32000吨料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 物料衡算生产时间按330天/年 总物料衡算: F=D+B=0.01297 苯物料衡算: 联立解得： (2)逐板计算法求理论板数计算已知操作条件下，苯-甲苯混合液的平均相对挥发度a=2.5 已知q=0.7 解得yq=0.5429 xq=0.3222根据工艺条件满足R=1.5R=1.51.8777=2.8166 故精馏段操作线方程式为 对于气液混合进料q=0.7,原料液进入加料板后一部分进入提馏段。即 L=RD=2.81660.00497=0.01400Kmol/s V=(R+1)D=0.01897Kmol/s L=L+qF=0.01400+0.70.01297=0.01508Kmol/s V=V+(q-1)F=0.01897+(0.7-1)0.01297=0.01508Kmol/s 故提馏段操作线方程式为通过作图可得出：有6层精馏段，6.5层提馏段（不包括再沸器）全塔效率 E=0.52精馏段: 块提馏段: 块 即： N=12+13=25快实际加料板位置在第13块2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力的计算塔顶的操作压力 每层塔板的压降 进料板压力 精馏段平均压力 塔底压力 提馏段压力（2）温度，根据操作压力通过试差计算P= ,塔顶 , , 精馏段温度, 提馏段温度 (3)平均摩尔质量 塔顶: =0.957378+(1-0.957) 92=78.5978(kg/kmol)=0.899778+(1-0.899) 92=79.4042(kg/kmol) 进料板： =0.47678+(1-0.476) 92=85.336(kg/kmol) =0.26678+(1-0.266) 92=88.276(kg/kmol) 塔 底： =0.032578+(1-0.0325) 92=91.545(kg/kmol)=0.0132678.11+(1-0.01326) 92=91.81346(kg/kmol) l(4)平均密度计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：塔顶液相平均密度的计算 进料板液相平均密度的计算 精馏段的平均密度为塔底液相平均密度的计算 提馏段的平均密度(5)液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 进料板液相平均表面张力的计算 塔底液相平均表面张力的计算精馏段平均表面张力提馏段平均表面张力 (6)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即 精馏段液相平均黏度 提馏段液相平均黏度 2.4 精馏塔工艺尺寸的计算和塔板主要工艺尺寸的计算2.4.1 气液相体积流量的计算L=0.01400kmol/s V=0.01897kmol/sL=0.02308kmol/s V=0.01508kmol/sMv,n=81.969kg/kmol Ml,n=83.840kg/kmol Mv,n=88.445kg/kmol Ml,m=90.0452kg/kmol精馏段 液相质量流量：Ln=Ml,nL=83.84010.01400=1.1738kg/s 气相质量流量：Vn=Mv,nV=81.96690.01897=1.5549kg/s 液相体积流量： 气相体积流量： 提馏段 液相质量流量：Lm=Ml,mL=90.04520.02308=2.0782kg/s 气相质量流量：Lm=Ml,mV=88.44050.01508=1.3337kg/s 液相体积流量： 气相体积流量：2.4.2 塔径的计算与选择塔径 空塔气速 精馏段 取板间距HT=0.45m,取上板液层高度hL=0.07m，则图中参数值为； 由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为根据以上数据,由史密斯关联图查得：C20=0.084取安全系数为0.8，则空塔气速按标准塔径圆整 塔截面积为 提馏段 图横坐标为根据以上数据,由史密斯关联图查得：C20=0.08 取安全系数为0.7，则空塔气速按标准塔径圆整 塔截面积为 2.4.3 溢流装置 因塔径D=0.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用平形受液盘。2.4.4 堰长 取 出口堰高：本设计选用平直堰，堰上液层高度由下式计算即：，（因溢流强度不大，近似取E=1）取板上清液层高度精馏段：故提馏段：则故2.4.5 弓形降液管宽度和截面积：降液管的型式：因塔径和流体流量适中，故选取弓形降液管由 查弓形降液管参数图得： 则： 验算液体在降液管中停留时间，即精馏段：故降液管设计合理提馏段：故降液管设计合理2.4.6 降液管底隙高度精馏段：取降液管底隙的流速则：故降液管底隙高度设计合理提馏段：取降液管的流速则：故降液管底隙高度设计合理2.4.7 塔板布置与浮阀数目及排列2.4.7.1 塔板的分块本设计塔径D=0.8m，故塔板采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板B浮阀数目与排列精馏段：取阀孔动能因子F0=12孔速:每层塔板上浮阀数目：取破沫宽度，边缘区宽度2.4.7.2 计算塔板上的鼓泡区面积：其中 故浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心t=75mm=0.075m2.4.7.3 估算其排间距h考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积.故取t=65mm=0.065m按t=75mm，t=0.065m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数59个按N=59重新核算孔速及阀孔动能因数 阀孔动能因子变化不大，仍在 9至13范围内塔板开孔率提馏段：取阀孔动能因子 F02=12孔速：每层塔板上的浮阀数目 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排方式，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m则估算排间距考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距可采用0.065m按t=75mm,t=0.065m重新排列阀孔。实际孔数为：59 阀孔动能因子变化不大，仍在913的合理范围内，故此阀孔实排数适用。2.4.8 塔总体高度计算塔总体高度利用下式计算：A塔顶封头封头分为椭圆形，蝶形封头等几种本设计采用椭圆形封头，由公称直径D=800mm，查表得曲面高度h1=200mm, 直边高度 h2=40mm,内表面积A=0.7943m2,容积V=0.0871m3,则封头高度 ： 2.4.8.1 塔顶空间设计中取塔顶间距=2=0.9m，考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.2m2.4.8.2 塔底空间塔底空间指塔底最下一层到塔底封头底座处的距离，取釜液停留时间为5分钟，取塔底液至最下一层塔板之间距离为1.5米，则： 2.4.8.3 人孔对D=800mm 的板式塔，为安装，检修的需要，一般每隔6至8塔板设一人孔，本塔中共有25块塔板，需设置3个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处板间距Hp=600mm2.4.8.4 进料板处板间距考虑在进口处安装防充设施，取进料板处板间距Hf=600mm2.4.8.5 裙座塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座，由于裙座内径大于800mm，故裙座厚壁厚取16mm基础环内径：Dbi=( )-=432mm基础环外径：Dbo=( )- =1232mm圆整后：Dbi=800mm,Dbo=1400mm,考虑到再沸器，取裙座高度H2=2m则塔总体高度为：2.5 塔的接管2.5.1 进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T形进料管，本设计采用直管进料管，管径计算如下：取u=1.6m/s则管径查标准系列取进料管规格382 的热軋无缝钢管 2.5.2 回流管采用直管回流管,取管内流速则回流管直径查标准系列取回流管规格382的热軋无缝钢管2.5.3 釜液排出管采用直管出料，取管内流速 则查标准系列可取回流管规格385的热軋无缝钢管2.5.4 塔顶蒸汽接管采用直管出气，取管内蒸汽流速则查标准系列可取回流管规格21910的热軋无缝钢管 2.5.5 塔釜进气管采用直管近气，取管内蒸汽流速 则查标准系列可取回流管规格1592的热軋无缝钢管2.6 塔板流体力学验算 依据2.6.1 精馏段流体力学验算2.6.1.1 干板阻力因 故 2.6.1.2 塔板上充气液层阻力可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式2.6.1.3 计算液体表面张力所造成的阻力由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计与气体流经塔板的压降相的液柱高度换算成单板压降(设计允许值)2.6.2 提馏段流体力学验算2.6.2.1 干板阻力因故2.6.2.2 塔板上充气液层阻力可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式2.6.2.3 计算液体表面张力所造成的阻力由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为：换算成单板压降(设计允许值)2.6.3 淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd精馏段：A、单层气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp1，前已算hp1=0.08365mB、液体通过塔板的压降相当的液柱高度故C、板上液层高度，前已选定hl=0.07m则Hd1=0.08365+0.07+0.0022=0.1545m取=0.5 又已选定HT=0.45m，hw=0.05769m，则(HT+hw)n=0.5（0.45+0.05769）=0.2538m可见Hd1(HT+hw),符合防止淹塔的要求提馏段为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hdA、单层气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp2，前已算hp2=0.08398mB、液体通过塔板的压降相当的液柱高度故 C、板上液层高度，前已选定hl=0.07m则Hd2=0.08398+0.07+0.0022=0.1760m取=0.5 又已选定HT=0.45m，hw=0.05191m，则(HT+hw)=0.5（0.45+0.05191）=0.2510m可见Hd2(HT+hw),符合防止淹塔的要求2.6.4 雾沫夹带精馏段:泛点率的计算时间可用式：塔板上液体流程长度塔板上液流面积 取物性系数K值，K=1.0,取泛点负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率为 为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以能满足的工艺的要求。提馏段泛点率的计算时间可用式：塔板上液体流程长度塔板上液流面积取物性系数K值，K=1.0,取泛点负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率为为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以能满足的工艺的要求。2.7 塔板负荷性能图2.7.1 精馏段雾沫夹带线按泛点率=80%计上式整理得：2.7.2 提馏段雾沫夹带线按泛点率=80%计上式整理得： 2.7.3精馏段液泛线 (HT+hw)=由此确定液泛线方程：(HT+hw)= +（ 1+）【 =0.5(0.45+0.05769) 化简整理得： 00010.0030.0040.0070.74850.65640.61140.46532.7.3 精馏段液泛线(HT+hw)=由此确定液泛线方程：(HT+hw)= + +（ 1+） =0.5(0.45+0.05191) 化简整理得： 00010.0030.0040.0070.68830.60920.57170.45292.7.4 液相负荷上限线液体的最大流量应保证降液管内停留时间不低于5s，液体在降液管内的停留时间以5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则2.7.5 漏液线对于F1型重阀,依F=5作为规定气体最小负荷的标准，则：精馏段：由可得： 提馏段：由可得：2.7.6 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与液相流量无关的直线将以上五条线标绘在同一VsLs直角坐标系中，画出塔板的操作负荷性能图。将设计点（Ls，Vs）标绘在图中，如P点所示，由原点O及P作操作线OP。由塔板负荷性能图可以看出：A在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区内的适中位置B塔板的气液相负荷下限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制C按固定的液汽比，由图可查出气象负荷上限为0.64（0.57），气象负荷下限为0.2036（0,1922）， 精馏段操作弹性:K=提馏段操作弹性:K=2.8 浮阀塔设计计算结果汇总如下序号项目单位计算结果精馏段提馏段 1 塔径m 0.80.8 2板间距m0.450.453塔板类型单溢流弓形降液管单溢流弓形降液管4空塔气速m/s1.03440.79045堰长m0.58080.58086堰高m0.057690.051917降液管底隙高度m0.033430.037228板上层高度m0.070.079浮阀数个个595910阀孔气速m/s7.375.63711阀孔动能因数12.710.330212临界阀孔气速m/s5.76125.40813孔心距m0.0750.07514排间距m0.0650.06515单板压降kpa0.66110.659316降液管内清夜层高度m0.15450.176017泛点率，%64.4854.7218气相负荷上限m3/s0.640.5719气相负荷下限m3/s020360.192220操作弹性3.14342.96573塔的附属设备设计和选用3.1.1储槽，高位槽，原料泵位置为确定高位槽的高度，应对输送系统进行机械能衡算，这里选择高位槽内的液面3与进料口处的管截面2建立机械能衡算式：式中：Z两截面处位头差 直管阻力，管件、阀门局部阻力对进料管取，设3-2处管长为6m，有两个弯头，又因为 因为2水平面至地面的高度为故高位槽的高度为而高位槽的容积为： 填充系数为0.7，故，其高位槽槽高度约为3m。储槽容量的计算，按泵每天工作3h，储槽容量按加满一次可工作10天来计算而储槽的容积为： 填充系数为0.7，故2.8.1 原料泵的选型为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算，这里选择原料罐内的液面1与高位槽的液面3建立机械能衡算式： 式中：Z两截面处位头差 两截面处静压头差 两截面处动压头差 直管阻力，管件、阀门局部阻力 对进料管取，原料罐内的液面1与高位槽的液面3位置为13.05m。管长为12m，有两个弯头，在原料液内的液面与进料口建立机械能衡算： 又因为 故原料泵的压头为14.19m2.8.2 原料预热器的设计进料流出液的比热容：起始温度为25冷却水消耗量为：选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择111.1饱和水蒸气，传热系数： 故预热加热面积： 2.8.3 塔顶产品冷却器的设计 冷却至30，平均温度为55.475 冷却水消耗量：式中 冷却水消耗量，kg/h 冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg) 冷却介质在冷凝器进出口的温度， 故 此温度下冷却水的比热容，所以： 选取管壳式冷凝器，冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。 取冷凝器传热系数：，又九江地区平均温度25，温升15对于逆流： 故冷却器冷凝面积： 2.8.4 塔釜产品冷却器的设计 冷却至30，平均温度为69.24 冷却水消耗量： 式中 冷却水消耗量，kg/h 冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg) 冷却戒指在冷凝器进出口的温度， 故 此温度下冷却水的比热容，所以： 选取管壳式冷凝器，冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。 取冷凝器传热系数：，又九江地区平均温度25，温升15对于逆流： 故冷凝器冷凝面积：2.9 再沸器的设计（塔底间壁式蒸汽加热）处理能力：设备形式：立式列管式换热器操作条件:A苯;由108.48的液体加热至蒸汽;B加热介质：为水蒸气，加热蒸汽压力为，温度为150。C每年按330天，每天按24小时连续运行。D允许压降：设计内容:A确定流体流动方向:水蒸气走管程，苯走壳程。B计算流体的定性温度及确定流体物性数据C查石油化工基础数据手册（卢焕章）可知： 在108.48苯的汽化热为 甲苯的汽化热为 在150水蒸气的汽化热 由公式 可得：两流体的温差，故选固定管板式换热器。计算热负荷 由平衡曲线得计算有效平均温度差估算换热面积根据经验值，总传热系数，现取。 选取裕度为40% 设备热损失为加热蒸汽供热量的5% 则最总换热面积为： 初选换热器规格苯甲苯物系黏度低，管内流量为，取取换热器管子规格为则所需单程管为： 总管长为：若选用3m长的单程管，则总管数根据夏清、陈常贵.化工原理附录，选取的换热器主要参数如下：该换热器所要求的总传热系数 2.10 冷凝器的设计（塔顶全凝器）处理能力：设备形式：立式列管式冷凝器2.10.1 操作条件：A苯;冷凝温度为80.95，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器。B冷却介质：为循环水，入口温度为25，出口温度为50。C每年按330天，每天按24小时连续运行。D允许压降：2.10.2 设计内容A确定流体流动方向本设计中苯为热流体，水为冷流体，为使苯通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，所以令水走管程，苯走壳程。B计算流体的定性温度及确定流体物性数据冷却水的定性温度为两流体在定性温度下的物性数据如下表查得：苯在80.95下： 两流体温差 故选用固定管板式换热器。计算热负荷计算有效平均温度差估算换热面积根据经验值，总传热系数，现取。 选取裕度为30% 则最总换热面积为： 初选换热器规格苯甲苯物系黏度低，管内流量为，取取换热器管子规格为则所需单程管为： 总管长为：若选用4.5m长的双程管，则总管数根据夏清、陈常贵.化工原理附录，选取的换热器主要参数如下：该换热器所要求的总传热系数 3 设计过程的评述和讨论3.1 回流比的选择回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一,且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。在精馏设计中,一般并不进行详细的经济衡算,而是根据经验选取。通常,操作回流比可取最小回流比的1.1-2倍。我计算的回流比为1.8777,我取的回流比R=1.5Rmin=2.8166。3.2 塔高和塔径影响塔板效率的因素有很多,概括起来有物性性质、塔板结构及操作条件三个方面。物性性质主要是指黏度、密度、表面张力、扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验数据。因此.我通过经验数据和查表在综合算得塔径为0.8m，塔高为16.4156m。3.3 热量衡算和节能对连续精馏装置的热量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的热负荷以及冷却介质和加热介质的消耗量，并为设计这些换热设备提供基本数据。从传质角度而言，宜将热量加入塔底，即选择冷进料，这样可提供更多的气相回流。随着进料带入热量增加，塔底再热器供热必将减少，加热蒸汽消耗量降低，但全塔总的耗热量是一定的。从废热回收利用和能量回收品味而言，加热原料所需的品味较低，且多可利用废热。因此我们采用热进料。精馏过程需要消耗大量的能量，我们采取的降低能耗的具体措施如下：1)选择经济合理的回流比；2)回收精馏装置的余热，以用作本装置和其他装置的热源；3)对精馏过程减小操作裕度，使其在最佳状况下操作，确保过程能耗为最低。3.4 精馏塔的操作和调节对于我们的精馏塔和物系，保持精馏稳态操作采取的措施是：1)塔压稳定；2)进出塔系统物料平衡和稳定；3)进料组成和热状况稳定；4)回流比恒定；5)再沸器和冷凝器的传热条件稳定；6)塔系统和环境间散热稳定等。结论本次化工原理课程设计历时两周，是我学习化工原理以来第一次独立的课程设计。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形；理解计算机辅助设计过程，利用编程使计算效率提高。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。在短短的两周里，从开始的一头雾水，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。我们从中也明白了学无止境的道理，在我们所查找到的很多参考书中，很多的知识是我们从来没有接触到的，我们对事物的了解还仅限于皮毛，所学的知识结构还很不完善，我们对设计对象的理解还仅限于书本上，对实际当中事物的方方面面包括经济成本方面上考虑的还很不够。在实际计算过程中，我还发现由于没有及时将所得结果总结，以致在后面的计算中不停地来回翻查数据，这会浪费了大量时间。在一些应用问题上，我直接套用了书上的公式或过程，并没有彻底了解各个公式的出处及用途，对于一些工业数据的选取，也只是根据范围自己选择的，并不一定符合现实应用。因此，一些计算数据有时并不是十分准确的，只是拥有一个正确的范围及趋势，而并没有更细地追究下去，因而可能存在一定的误差，影响后面具体设备的选型。如果有更充分的时间，我想可以进一步再完善一下的。通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们的继续学习是一个很好的指导方向，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。参 考 文 献1 夏清、陈常贵. 化工原理（上、下册）. . 天津大学出版社. 2005 2 卢焕章. 石油化工基础数据手册. 化学工业出版社 . 2006 . 3 聂清德. 化工设备设计. 化学工业出版社. 1991.4 陈常贵、柴诚敬、姚玉英. 化工原理（下册） 天津.天津大学出版社 .2002.38. 901115 郑津津、董其伍、桑芝富. 过程设备设计. 化学工业出版社. 20026 刘光启、马连湘、刘杰. 化学化工物性数据手册（有机卷）. 北京. 化学工业出版社. 2002. 2993247 图伟萍、陈佩珍、程达芳. 化工过程及设备设计. 北京. 化学工业出版社. 2003. 8 时钧、汪家鼎. 化学工程手册. 化学工业出版社. 1986. 9 刘光启、马连湘、刘杰. 化学化工物性数据手册（无机卷）. 北京. 化学工业出版社. 2002. 127. 10 化工设备设计全书编辑委员. 塔设备设计. 上海科学技术出版社. 199811 罗传义、时景荣. VBA程序设计. 吉林. 吉林科学技术出版社. 2003. 13915112 申迎华、郝晓刚. 化工原理课程设计. 化学工业出版社. 200913 路秀林、王者相. 塔设备. 化学工业出版社. 200414 刁玉玮. 化工设备机械基础. 大连理工大学出版社. 200915 王卫东