化工原理课程设计-苯-甲苯二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计

学院南京工业大学2011学院《化工原理》课程设计设计题目苯-甲苯二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计学生姓名班级、学号书院化工班指导教师姓名冯晖课程设计时间2016年12月19日-2016年12月31日课程设计成绩百分制权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字2011学院课程设计任务书课程设计任务书课程名称化工原理课程设计设计题目苯-甲苯二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计学生姓名专业化学工程与工艺班级学号2011学院化工班设计日期2016年12月19日至2016年12月31日设计条件及任务：设计体系：设计条件:1．处理量F：278（kmol/h）2．料液浓度0.14（mol%）3.进料热状况：泡点要求：1．产品浓度：99.5（mol%）2．易挥发组分回收率：99%指导教师2016年12月31目录0、前言 30.1塔设备概述 30.2化工生产对塔设备的要求 30.3塔设备的类型 40.4浮阀塔的优点 41、浮阀塔工艺设计 51.1操作压强 51.2进料状态 61.3塔釜加热方式 61.4回流方式 62、精馏工艺流程图 63、实际板数的确定 73.1全塔物料衡算 73.2物系相平衡关系 73.2.6相对挥发度及平衡线方程 73.2.4粘度 83.3回流比及精馏段操作线方程 93.4塔内气相、液相摩尔流量 103.4.1精馏段气相、液相摩尔流量 103.4.2提馏段气相、液相摩尔流量及提馏段操作线方程 103.5理论板数的计算 103.6实际板数的计算 124、塔体主要工艺尺寸的确定 134.1塔体塔板设计所需物性参数 134.1.1操作压力 134.1.2操作温度 134.1.3提馏段、精馏段平均摩尔质量 143.2.3提馏段、精馏段平均密度 143.2.5表面张力 154.2塔内气相、液相体积流量 164.2.1精馏段气相、液相体积流量 164.2.2提馏段气相、液相体积流量 174.3精馏段塔板塔径设计计算 174.3.1精馏段塔径 174.3.2精馏段有效高度 184.3.3精馏段溢流装置设计 184.3.4鼓泡区阀孔数的确定及排列 194.3.5流体力学校核 214.3.6精馏段负载性能图及操作弹性 234.4提馏段塔板塔径设计计算 254.4.1提馏段塔径 254.4.2提馏段有效高度 264.4.3提馏段溢流装置设计 274.4.4鼓泡区阀孔数的确定及排列 284.4.5流体力学校核 294.4.6精馏段负载性能图及操作弹性 314.5塔体主要工艺尺寸汇总 335、辅助设备设计 355.1塔顶全凝器的计算与选型 355.1.1换热器基本参数计算 355.1.2换热器性能核算 365.2塔底再沸器的计算与选型 405.1.2再沸器种类 405.1.2再沸器计算与选型 415.3预热器的计算与选型 435.4接管的计算与选型 445.5泵的计算与选型 476、设计结果总汇表 507、致谢 538、参考文献 53附表1：常压下苯——甲苯的气液平衡数据 54附表2：苯—甲苯t-p 56附表3：苯和甲苯粘度 57附表4：苯和甲苯表面张力 58附表5：史密斯关联图 59附表6：泛点负荷系数图 59附表7：苯和甲苯密度 60附表8：输送流体用无缝钢管常用规格 61附图1：精馏段塔板 63附图2：提馏段塔板（经计算和校核两块塔板一样） 640、前言0.1塔设备概述塔设备是化学工业，石油工业，石油化工等生产中最重要的设备之一。它可以使气（汽）液液两相之间进行充分接触，达到相际接触传热及传质的目的。在塔设备中能进行的单元操作有：精馏，吸收，解吸，气体的增湿及冷却等。在化工，石油化工及炼油厂中，塔设备的性能对整个装置的产品质量，生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的意义。在化工和石油化工的生装置中，塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.39%左右，炼油和煤化工生产装置占34.85%；它所耗的钢材在各累工艺设备中所占的比例也较多，例如在年产250万吨的常压及减压炼油装置中耗用的钢材重量占62.4%，年产60及120万吨催化裂化装置占48.9%。因此，塔设备的设计和研究，对化工，炼油工业的发展起着重要的作用。0.2化工生产对塔设备的要求塔设备除了应该满足特定的化工工艺条件（如温度，压力，耐腐蚀）外，为了满足工业生产的需求还应该达到下列要求：1）生产能力大，及气体处理量大。2）高的传质，传热效率，气液有充分的接触空间，接触时间和接触面积。3）操作稳定，操作弹性大，即气液负荷有较大波动时仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作，，且塔设备应能长期连续运转。4）流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压降小，以达到节能降低操作费用的要求。5）结构简单可靠，材料耗用量少，制造安装容易，以达到降低设备投资的要求。事实上，任何一个塔设备能同时达到上述的诸项都时非常困难的，因此只能从生产的需求及经济合理的要求出发，抓住主要矛盾进行设计。随着人们对生产能力，提高效率，稳定操作和降低压降的追求，推动着各种新型塔结构的出现和发展。0.3塔设备的类型塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。0.4浮阀塔的优点1.生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%～40%，与筛板塔接近。2.操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3.塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4.气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。5.塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%～80%，但是比筛板塔高20%～30%。1、浮阀塔工艺设计1.1操作压强精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。本次分离的苯和甲苯二元体系为一般物系故分离时采用常压操作，操作压力为101.325kpa。1.2进料状态本精馏塔采用泡点进料，通过预热器将25℃的冷料加热为饱和液体。1.3塔釜加热方式本次分离任务中，塔底采用再沸器加热，冷流体为塔底液体，热流体为高温蒸汽，此种加热方式属于间接蒸汽加热。1.4回流方式本设计采用安装回流泵方式进行强制回流。2、精馏工艺流程图图1:精馏工艺流程图3、实际板数的确定3.1全塔物料衡算根据操作条件可知:料液流量F=278Kmol/h;料液中易挥发组分的质量分数xF=0.14;塔顶产品摩尔分数XD=0.995;易挥发组分的回收率η=99%。（1）由公式（1）求得馏出液D的量：D=38.72442kmol/h全塔物料衡算式：（2）由等式（2）求得塔底残液W的量：W=239.2755779kmol/h全塔轻组分物料衡算式：（3）由等式（3）求得残夜XW=0.0016265763.2物系相平衡关系3.2.6相对挥发度及平衡线方程用等式（4）来计算物系的相对挥发度（4）根据附表1的相平衡数据，利用等式（4），分别计算x1=0.1、x2=0.2……x9=0.9的相对挥发度，得到=2.347875426、=2.35122261、=2.393841167、=2.455696203、=2.524850194、=2.568009057、=2.58317438、=2.610411899、=2.632373114平均相对挥发度：=2.494（5）则平衡线为：（6）3.2.4粘度根据公式（7）计算物料的平均粘度（7）通过附表3，内差法求得塔顶温度tD=80.17℃苯、甲苯的粘度为=0.3075495mPa·s、=0.3106005mPa·s；则塔顶液相的平均粘度为：（8）则μD=0.30756468mPa•s 通过附表3，内差法求得加料板温度tF=104.6℃苯、甲苯粘度=0.2458mPa·s、=0.30019mPa·s；则进料板液相的平均粘度为：（9）则=0.291905456mPa•s通过附表3，内差法求得塔底温度tW=110.525℃苯、甲苯粘度=0.23395mPa·s、=0.28626625mPa·s；（10）则=0.286172294mPa•s精馏段液相混合物的平均粘度为：=0.299735068（11）提馏段液相混合物的平均粘度为：=0.289038875（12）3.3回流比及精馏段操作线方程泡点进料，有q=1，q线为一铅锤线，根据相平衡方程：（13）则最小回流比为：（14）取实际回流比为最小回流比的1.4倍:精馏段操作线方程：（15）3.4塔内气相、液相摩尔流量3.4.1精馏段气相、液相摩尔流量液相流量：（16）气相流量：（17）3.4.2提馏段气相、液相摩尔流量及提馏段操作线方程液相流量：（18）气相流量：（19）提馏段操作线方程：（20）3.5理论板数的计算理论板数的计算采用逐板计算法精馏段操作线方程：（21）提馏段操作线方程：（22）平衡线方程：（23）表2：逐板计算板上数据板数/NT液相组成/xi气相组成/yi10.987622460.99520.9720139060.988587330.9399413830.97502004540.8778206130.9471419950.7701914820.89314542160.6153504160.79959210970.443189970.66500127480.2989203980.515356190.2040140710.389954211100.1511115140.30745980511（理论加料板）0.1243137180.261475884120.1034440280.223455405130.0837890820.185721223140.0661709910.150183402150.0510648640.11832839160.0385981020.091015222170.0286299560.068474251180.0208593590.050450993190.0149208230.03640109200.0104508470.02566371210.00712460.017581611220.0046704840.011567472230.0028712140.007130221240.0015581440.003876987使用内差法，求得理论板数NT=23.947883893.6实际板数的计算在3.2.4部分求出了，精馏段平均粘度0.299735068，提馏段平均粘度0.289038875则全塔平均粘度：（24）全塔效率计算：=0.519413912（25）精馏段实际板数为：（26）提馏段实际板数为：（27）此精馏塔实际塔板数为N=19+27=46块4、塔体主要工艺尺寸的确定4.1塔体塔板设计所需物性参数4.1.1操作压力塔顶操作压力PD=101.325kpa每层塔板压降△P=0.64kpa加料板上一层塔板压降：进料板压力：塔底压力：精馏段平均压力：提馏段平均压力：4.1.2操作温度根据附表1苯-甲苯平衡组成和温度的关系，通过内差法查出相关温度塔顶温度：TD=80.17℃加料板上一层塔板的温度：TF-1=102.27℃加料板温度：TF=104.6℃塔底温度：TW=110.525℃精馏段的平均温度为：=91.22℃（28）提馏段的平均温度为：=107.5625（29）4.1.3提馏段、精馏段平均摩尔质量精馏段：=91.22℃由附表1，内差法求得精馏段平均液相摩尔浓度x1=0.533448276然后根据平衡关系求得精馏段平均气相摩尔浓度y1=0.740367799。精馏段液相平均摩尔质量：=84.65572069kg/kmol（30）精馏段气相平均摩尔质量： =81.75263978kg/kmol（31）提馏段：=107.5625℃由附表1，内差法求得提馏段平均液相摩尔浓度x2=0.068546512根据平衡关系求得提馏段平均气相摩尔浓度y2=0.155074096。提馏段液相平均摩尔质量：（32）提馏段气相平均摩尔质量：=89.96kg/kmol（33）3.2.3提馏段、精馏段平均密度通过等式（34）来求混合液体的密度：（34）（其中为质量分率）通过等式（35）混合气体的密度：（35）（其中M为平均摩尔质量）精馏段混合液体的平均密度：=91.22℃，由附表2,内差法求得，。通过等式（36）求得苯的质量分数：=0.492201171（36）=0.507798829（37）由等式（34）求得，=800.6324855由等式（35）求得，=2.907138046提馏段混合液体的平均密度：=107.5625℃，由附表2,内差法求得，，由等式（34）求得，=782.6799129由等式（35）求得，=3.4801996143.2.5表面张力通过等式（36）计算液相混合物的平均表面张力（36）通过附表4，内差法求得塔顶温度tD=80.17℃苯、甲苯的表面张力为：=21.24943mN/m=21.6713mN/m=21.25153935mN/m（37）通过附表4，内差法求得进料板温度tF=104.6℃苯、甲苯的表面张力为：=18.3072mN/m=18.9955mN/m=18.899138mN/m（38）通过附表4，内差法求得塔底温度tW=110.525℃苯、甲苯的表面张力为：=17.60805mN/m=18.3585625mN/m=18.35734173mN/m（39）精馏段液相平均表面张力：=20.07533868mN/m（40）提馏段液相平均表面张力：=18.62823987mN/m（41）4.2塔内气相、液相体积流量4.2.1精馏段气相、液相体积流量液相体积流量：（42）气相体积流量：（43）4.2.2提馏段气相、液相体积流量液相体积流量：（44）气相体积流量：（45）4.3精馏段塔板塔径设计计算4.3.1精馏段塔径由4.2.1精馏段气相、液相体积流量计算可知：液相体积流量：（46）气相体积流量：（47）在本精馏塔设计中，板间距取HT=0.5m板上液层高度取hL=0.067mHT-hL=0.433m史密斯关联图横坐标：（48）查附表5，史密斯关联图C20=0.09物系表面张力修正：（49）（50）取空塔气速塔径：（51）圆整取D=1.8m，则塔截面积为=2.544690087m2（52）精馏段实际空塔气速为：（53）4.3.2精馏段有效高度m（54）4.3.3精馏段溢流装置设计溢流堰设计：本精馏塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。单溢流:系数取0.732，则对于平直堰，堰上液层高度为：m（55）溢流堰高度hw=0.045m降液管宽度和横截面积：查附图1图得（56）（57）液体在降液管停留时间为：（58）降液管底隙高度：（59）安定区与边缘区的选择：①安定区：鼓泡区与溢流区之间的区域为安定区，此区域不安装浮阀，设置这段安定地带，以免液体大量夹带泡沫进入降液管。其宽度WS可按下列范围选取，即：当D<1.5m时，WS为60到75mm当D>1.5m时，WS为75到110mm由于精馏段塔径D=1.8m>1.5m，故取WS=75mm。②边缘区：塔壁部分留出的一圈边缘区域，供支承塔板的边梁使用。宽度WC视具体需要而定，小塔为30到50mm,大塔可达50到70mm。由于精馏段塔径D=1.8m>1.5m，故取WC=50mm。本精馏塔的塔径D=1.8m>1.5m,选择安定区Ws=0.075m4.3.4鼓泡区阀孔数的确定及排列浮阀选型：F1型浮阀孔速：（60）阀数：（61）取边缘区宽度：WC=0.05m进出口安定区WS=0.075m塔板鼓泡区面积：=1.699m2（62）塔板分块：塔径D/mm800~12001400~16001800~20002200~2400塔板分块数3456阀孔采用等腰三角型叉排取同一横排间的t‘=0.065m，排间距t=0.075m按照N=282重新核算孔速和阀孔动能因数（63）=11.74.（64）塔板开孔率：（65）塔盘图见附图14.3.5流体力学校核一、塔板压降气体通过每层塔板的压降：（66）其中为干板阻力，为板上充气液层阻力，为液体表面张力造成的阻力，可忽略。1、干板阻力<6.907m/s（67）因此阀孔全开（68）2、塔板上液层压力<640pa（69）塔板压降校核成立二、液泛校核为防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度，即：（70）其中，为液体通过降液管的压头损失。=0.00433m（71）则Hd=0.150412493m溢流液泛上限：Hd=0.150412493m<0.327m故本设计中不会出现液泛三、液沫夹带校核综合考虑生产能力和塔板效率，一般应使雾沫夹带量eV限制在10%以下，校核方法常为：控制泛点百分率F1的数值。所谓泛点率指设计负荷与泛点负荷之比的百分数。其经验值为大塔F1<80%-82%雾沫夹带率有两个公式可以计算：（72）或（73）二者结果取最大值F<80%.其中m（74），苯-甲苯系统为正常系统K=1板上液流面积：（75）K为物性系数，其值可查下表：系统物性系数K无泡沫，正常系统1.0氟化物（如BF3,氟利昂）0.9中等发泡系统（如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔）0.85多泡沫系统（如胺或乙二胺吸收塔）0.73严重发泡系统（如甲乙酮装置）0.60形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）0.30因为苯与甲苯为正常体系，故其K=1查附表6：泛点负荷系数图可得=0.136计算得F1=55.5%；F2=51.9%。两者均小于80%。因此，液沫夹带量在允许范围内。四、降液管内停留时间校核液体在降液管内停留时间：>5s（76）4.3.6精馏段负载性能图及操作弹性一、液沫夹带线控制其泛点率F1=80%（77）其中，。整理得：（78）二、漏液线对于F1型重阀，以为气体最小负荷标准则（79），=0.9697m3/s（80）三、液泛线发生液泛的临界条件为：（81）其中，，，，取=0.327m整理得：（82）四、液相上限线以作为液体在降液管中的停留时间下限（83）五、液相下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限的条件，则：（84）六：操作负荷线操作负荷线斜率：（85）在L-V图上，操作负荷线为斜率为307.802过原点的直线。精馏段负载性能图：从上图中可得：精馏段气相负荷上限：，气相负荷下限：所以精馏段的操作弹性=4.4提馏段塔板塔径设计计算4.4.1提馏段塔径由4.2.2精馏段气相、液相体积流量计算可知：液相体积流量：（86）气相体积流量：（87）在本精馏塔设计中，板间距取HT=0.5m板上液层高度取hL=0.067mHT-hL=0.433m史密斯关联图横坐标：查附表5，史密斯关联图C20=0.086（88）（89）取空塔气速塔径：圆整取与精馏段相同塔径D=1.8m，则塔截面积为=2.544690087m2（90）精馏段实际空塔气速为：（91）4.4.2提馏段有效高度m（92）4.4.3提馏段溢流装置设计溢流堰设计：本精馏塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。单溢流:系数取0.732，则对于平直堰，堰上液层高度为：m（93）溢流堰高度hw=0.045m降液管宽度和横截面积：查附图1图得（94）（95）液体在降液管停留时间为：（96）降液管底隙高度：（97）安定区与边缘区的选择：本精馏塔的塔径D=1.8m>1.5m,选择安定区Ws=0.075m选择边缘区Wc=0.05m4.4.4鼓泡区阀孔数的确定及排列孔速：（98）阀数：（99）取边缘区宽度：WC=0.05m进出口安定区WS=0.075m塔板鼓泡区面积：=1.699m2（100）阀孔采用等腰三角型叉排取同一横排间的t‘=0.065m，排间距t=0.075m按照N=282重新核算孔速和阀孔动能因数=11.666.（101）塔板开孔率：（102）塔盘图见附图24.4.5流体力学校核一、塔板压降气体通过每层塔板的压降：（103）其中为干板阻力，为板上充气液层阻力，为液体表面张力造成的阻力，可忽略。1、干板阻力<6.33m/s（104）因此阀孔全开（105）2、塔板上液层压力其中溢流堰高度hw取0.04m<640pa（106）塔板压降校核成立二、液泛校核为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：（107）其中，为液体通过降液管的压头损失。=0.02273334m（108）则Hd=0.17280954m溢流液泛上限：液泛校核成立三、液沫夹带校核雾沫夹带率有两个公式可以计算：（109）或（110）二者结果取最大值F<80%.其中m（111），苯-甲苯系统为正常系统K=1板上液流面积：（112）苯-甲苯按正常系统物性系数K=1.0，查附表6：泛点负荷系数图可得=0.137计算得F1=59.5%；F2=61.9%。两者均小于80%。因此，液沫夹带量在允许范围内。四、降液管内停留时间校核液体在降液管内停留时间：>5s（113）4.4.6精馏段负载性能图及操作弹性一、液沫夹带线控制其泛点率F1=80%（114）其中，整理得：（115）二、漏液线对于F1型重阀，以为气体最小负荷标准则（116），=0.904074m3/s（117）三、液泛线发生液泛的临界条件为：（74）其中，，，，取=0.327m整理得：（75）四、液相上限线以作为液体在降液管中的停留时间下限（118）五、液相下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限的条件，则：（119）六：操作负荷线操作负荷线斜率：（78）在L-V图上，操作负荷线为斜率为123.05过原点的直线。提段负载性能图：从上图中可得：提馏气相负荷上限：，气相负荷下限：所以精馏段的操作弹性=4.5塔体主要工艺尺寸汇总浮阀塔主要设计参数工艺参数参数名称精馏段提馏段平均温度tm,℃91.22107.56平均压力Pm,Kpa107.085122.125气相流量体积Vs,m3/s2.3132.13液相体积流量Ls，m3/s0.0075590.01732实际塔板数1927有效段高度Z,m913塔径D，m1.81.8板间距HT,m0.50.5溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形降液管弓形降液管堰长lW，m1.31761.3176堰高hW，m0.0450.045板上液层高度hL，m0.06180.0618堰上液层高度hOW，m0.02180.0372降液管底隙高度h0，m0.0390.034安定区宽度WS，m0.0750.075边缘区宽度WC，m0.0500.050开孔区面积Aa，m21.69891.6989阀孔直径d0，m0.0390.039筛孔数目n，个282282孔中心距t，m0.0750.075开孔率，％13.2413.24空塔气速，m/s0.91440.8377阀孔气速，m/s6.9076.33每层塔板压降ΔP，Pa622.5637.87液相负荷上限，m3/s0.02610.0295液相负荷下限，m3/s0.001090.001463负荷上限，m3/s3.352.77负荷下限，m3/s0.96970.9697操作弹性3.4553.0645、辅助设备设计5.1塔顶全凝器的计算与选型5.1.1换热器基本参数计算原料液走壳程，冷凝水走管程塔顶温度采用井水作为冷凝水，初始温为25℃，取冷凝器出口水温为50℃，平均温度时，查图得，气体流量Vs=2.327m3/s塔顶被冷凝量：冷凝的热量：冷凝水的流量：根据“传热系数K估计表”查由“冷凝有机液体蒸汽到水”K为230到930w/(m2℃)，故取K=350W/(m2.℃)传热面积的估计值为：=选型，有关参量见下表：外壳直径D/mm800管子尺寸/mm25公称压Pg/(kgf/cm)16管子长l/m4.5公称面积A/m152.7管数n/根422管程数Np4管心距t/mm32壳程数Ns1管程通道面A/m0.0347管子排列正三角排列中心排管数235.1.2换热器性能核算物性数据如下： （苯在80.17℃下，水在平均温度37.5℃下）ρ[kg/m3]Cp[KJ/k·℃]μ[pa/s]λ[w/(m·℃)]苯819.841.933.3×10-40.149水993.14.1746.922×10-40.629一、核算压降（1）管程压降管程流通面积：查得水在平均温度的密度为993.1kg/m3管内水的流速（湍流）管程流体阻力式中:Ft为结垢校正因数，此处取Ft=1.4设管壁粗糙度ε为0.1mm，则ε/d=0.005,查得摩擦系数λ=0.0367由以上计算可知，管程的总压降小于30kpa，因此管程压降符合条件（2）壳程压降核算式中：Fs为壳程压强降的结垢系数，气体取1.0F为管子排列方式对压降的校正系数，对正三角形排列取F=0.4为壳程流体的摩擦系数，当Re>500时，=5.0Re-0.228nc为横过管束中心线的管子数，正三角排列为换热管以三角形排列，故取=23流通截面积：取折流板间距h=300mm折流挡板数：壳内苯-甲苯流速：>500Re=>500，故壳程压降小于30kpa，满足核算条件，核算通过。综上，管程、壳程压力降均符合要求。二、核算换热面积1、管程对流给热系数因为Re=21138>10000,0.7<Pr<120,L/d>60故：3、壳程蒸汽冷凝给热系数又经过试差法可得℃，代入可得w/(m2℃)取污垢热阻Rs0.000172m℃/WRs=0.00086m℃/W以管外面积为基准则K=在1.15~1.25之间，满足要求4、计算传热面积：A=所选换热器实际面积为裕度：>0.1。换热面积满足要求经过上述衡算可知，所选的换热器可以满足换热要求。5.2塔底再沸器的计算与选型5.1.2再沸器种类精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。1.釜式式再沸器如图所示。（a）是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留8～10分钟，以分离液体中的气泡。为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有300mm高的分离空间，对于大设备，取再沸器壳径为管束直径的1.3～1.6倍。（b）是夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。2.热虹吸式再沸器如图所示。它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于40%，否则传热不良。3.强制循环再沸器如图（f）所示。对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。5.1.2再沸器计算与选型选择150的饱和水蒸气加热，温度为150的饱和水蒸气冷凝潜热为。一、相关物性数据和计算参数苯－甲苯液体走管程，水蒸汽走壳程，采用逆流物性数据：，按甲苯的相关物性数据计算不会产生较大误差塔底温度：t=110.525℃液体蒸发量：塔底物质的汽化潜热为r2=360.65kJ/kg选择150的饱和水蒸气加热。温度为150的饱和水蒸气的相关物性参数：，，w/m·℃。二、计算过程：再沸器的热负荷等于： 水蒸汽的流量：水蒸气和物料的温度差：⑷按照估算传热系数K=1000w/(m2·K)传热面积：取操作弹性为1.5则再沸器选型，有关参量见下表：公称直径mm传热面积A（）（管长4米）碳素钢管传热管数公称压力（Mpa）800Φ25×2.5mm472165.3预热器的计算与选型本设计是采用泡点进料，设原料液温度为25℃，因此需要一台原料预热器。本预热器的热流体采用135℃的水蒸气。苯-甲苯混合液：25℃104.6℃苯-甲苯混合液进出口温度的平均值为：℃查表算的苯和甲苯的在不同温度下平均比热容为：1.8211kJ/(kg·℃)，1.8253kJ/(kg·℃)kJ/(kmol·℃)△℃△℃℃所以预热器热负荷为：传热系数K取1400W/（m2·℃）查135℃水蒸汽的汽化潜热为2155.8kJ/kg加热蒸汽的质量流量：5.4接管的计算与选型一、进料管Mf=90.1758kmol/kg25℃时,内差法查附表7：苯密度=867.35kg/m3甲苯密度：=845.83kg/m3,XF=0.14（摩尔分数），=0.121268（质量分数）。则进料体积流量取适宜的输送速度，故查附表8，经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ76×3mm实际管内流速：二、釜残液出料管W=239.3kmol/hMw=92.11kg/kmol，釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则m查附表8，经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ76×3mm实际管内流速：三、回流液管L=257.4kmol/h，ML=78.18kg/kmol，ρL=792.5kg/m3回流液体积流量本精馏塔利用回流泵进行强制回流，取适宜的回流速度，那么查附表8，经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ70×3mm实际管内流速：四、再沸器蒸汽进口管设蒸汽流速为15m/s,经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ450×10mm实际管内流速：五、塔顶蒸汽进冷凝器出口管设蒸汽流速为10m/s,经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ450×9mm实际管内流速：六、冷凝水管深井水温度为25℃，水的物性数据：ρ=996.95kg/m3,，深井水的质量流率，取流速为2m/s管径经圆整选取热轧无缝钢管,规格：φ70×3.5mm实际流速为5.5泵的计算与选型一、进料泵提馏段塔高由下式计算确定:式中：HD为裙座高度取5m。Np为提馏段的实际板数，为27块。HT为塔板间距为0.5m。St为人孔数，每隔8块塔板开一个人孔，则St=3。为人孔处板间距，取0.6m。为进料板处塔板间距，取0.75m。为塔底空间高度。的计算，塔釡料液最好能在塔底有3～5分钟的存储，所以取5分钟计算。因为=0.017324664m3/s由式得：则Ht=20.59m。F=278kmol/h=0.008897m3/s料液罐的压强为常压101.325kPa，加料板的压强为113.485kPa进料段的表压为113.485-101.3=12.185kPa料口的高度为20.59m。管路阻力,设损失为2%，则。泵的扬程H=20.59++=22.389m查型离心泵性能表，IS80-65-125型泵较适合作进料泵，其有关参数为流量()扬程转速()气蚀余量C0/泵效率%轴功率配带功率3022.529003.0642.875.5二、塔顶回流输送泵塔总高由下式决定式中：HD为裙座高度取5m。Np为总的实际板数，为46块。HT为塔板间距为0.5m。St为人孔数，每隔8块塔板开一个人孔，则St=5。为人孔处板间距，取0.6m。为进料板处塔板间距，取0.75m。为塔底空间高度，由上部算得为1.59m。则：Ht=5+(46-2-3)×0.5+5×0.6+0.75+1.59=30.84m管路阻力，设损失为2%，则。∴泵的扬程H=Ht+=30.84×1.03=29.19m查型离心泵性能表,从各个方面考虑下来，IS80-65-160型泵较适合作回流泵，其有关参数为流量()扬程转速()气蚀余量泵效率%轴功率配带功率303629002.5614.827.56、设计结果总汇表浮阀塔主要设计参数工艺参数参数名称精馏段提馏段平均温度tm,℃91.22107.56平均压力Pm,Kpa107.085122.125气相流量体积Vs,m3/s2.3132.13液相体积流量Ls，m3/s0.0075590.01732实际塔板数1927有效段高度Z,m913塔径D，m1.81.8板间距HT,m0.50.5溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形降液管弓形降液管堰长lW，m1.31761.3176堰高hW，m0.0450.045板上液层高度hL，m0.06180.0618堰上液层高度hOW，m0.02180.0372降液管底隙高度h0，m0.0390.034安定区宽度WS，m0.0750.075边缘区宽度WC，m0.0500.050开孔区面积Aa，m21.69891.6989阀孔直径d0，m0.0390.039筛孔数目n，个282282孔中心距t，m0.0750.075开孔率，％13.2413.24空塔气速，m/s0.91440.8377阀孔气速，m/s6.9076.33每层塔板压降ΔP，Pa622.5637.87液相负荷上限，m3/s0.02610.0295液相负荷下限，m3/s0.001090.001463负荷上限，m3/s3.352.77负荷下限，m3/s0.96970.9697操作弹性3.4553.064塔顶全凝器参数外壳直径D/mm800管子尺寸/mm25公称压Pg/(kgf/cm)16管子长l/m4.5公称面积A/m152.7管数n/根422管程数Np4管心距t/mm32壳程数Ns1管程通道面A/m0.0347管子排列正三角排列中心排管数23塔底再沸器公称直径mm传热面积A（）（管长4米）碳素钢管传热管数公称压力（Mpa）800Φ25×2.5mm47216接管的选型进料管φ76×3mm釜残液出料管φ76×3mm回流液管φ70×3mm再沸器蒸汽进口管φ450×10mm塔顶蒸汽进冷凝器出口管φ450×9mm冷凝水管φ70×3.5mm进料泵参数（IS80-65-125型泵）流量()扬程转速()气蚀余量C0/泵效率%轴功率配带功率3022.529003.0642.875.5回流泵参数（IS80-65-160）流量()扬程转速()气蚀余量泵效率%轴功率配带功率303629002.5614.827.57、致谢本次设计能顺利结束，离不开老师得辛勤指导和同学们的热心帮助。由于个人知识水平有限，在老师和同学的耐心帮助下才得以完成本次设计。冯晖老师在我进行课程设计的过程中，对我进行了进行学业和技术、经验上的指导，言传身教让我在这个过程中快速进步。让我感受到一代化工人在知识与技术上深厚积淀，丰富的工程知识，冯老师能够一眼看出我设计上的不足，对我我进行针对性指导和讲解。同时，冯老师对我们的生活和身体健康也非常关心，鞭策我提高效率避免熬夜。总之，师执的教导是学生进步的强大推动力，学生取得的每一点进步都离不开老师敢为孺子牛的辛勤耕耘和无私奉献。8、参考文献[1]管国锋,赵汝溥.《化工原理》(第二版).北京:化学工业出版社,2003年[2]毕诚敬.《化工原理课程设计》.天津:天津科学出版社，1996年[3]化学工程编委会.《化学工程手册》(第1、13卷)，北京:化学工业出版社，1989年[4]化工设备设计全书编委会.《塔设备设计》.上海:上海科学技术出版社,1989年[5]国家医药管理局上海医药设计院.《化工工艺设计手册》(上、下)(第二版).北京:化学工业出版社，1996年[6]刘佩茹.《化工过程与设备》.北京:中国轻工业出版社,1994年[7]华南理工大学.《化工过程及设备设计》.[8]葛婉华,陈鸣德.《化工计算》.北京:化学工业出版社,1990年[9]董大勤.《化工设备机械基础》(第二版).北京:化学工业出版社,1994年[10]崔子筠,崔子伟.《计算机绘图教程》.上海:同济大学出版社,1996年[11]邱景宏,宁宇.《中文AutoCAD2000应用培训教程》.北京:高等教育出版社,2000年附表1：常压下苯——甲苯的气液平衡数据温度t℃液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.587.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0附表2：苯—甲苯t-p附表3：苯和甲苯粘度附表4：苯和甲苯表面张力附表5：史密斯关联图附表6：泛点负荷系数图附表7：苯和甲苯密度附表8：输送流体用无缝钢管常用规格附表9：弓形降液管宽度与面积附图1：精馏段塔板附图2：提馏段塔板（经计算和校核两块塔板一样）基于C8051F单片机直流电动机反馈控制系统的设计与研究基于单片机的嵌入式Web服务器的研究MOTOROLA单片机MC68HC（8）05PV8/A内嵌EEPROM的工艺和制程方法及对良率的影响研究基于模糊控制的电阻钎焊单片机温度控制系统的研制基于MCS-51系列单片机的通用控制模块的研究基于单片机实现的供暖系统最佳启停自校正（STR）调节器单片机控制的二级倒立摆系统的研究基于增强型51系列单片机的TCP/IP协议栈的实现基于单片机的蓄电池自动监测系统基于32位嵌入式单片机系统的图像采集与处理技术的研究基于单片机的作物营养诊断专家系统的研究基于单片机的交流伺服电机运动控制系统研究与开发基于单片机的泵管内壁硬度测试仪的研制基于单片机的自动找平控制系统研究基于C8051F040单片机的嵌入式系统开发基于单片机的液压动力系统状态监测仪开发模糊Smith智能控制方法的研究及其单片机实现一种基于单片机的轴快流CO〈,2〉激光器的手持控制面板的研制基于双单片机冲床数控系统的研究基于CYGNAL单片机的在线间歇式浊度仪的研制基于单片机的喷油泵试验台控制器的研制基于单片机的软起动器的研究和设计基于单片机控制的高速快走丝电火花线切割机床短循环走丝方式研究基于单片机的机电产品控制系统开发基于PIC单片机的智能手机充电器基于单片机的实时内核设计及其应用研究基于单片机的远程抄表系统的设计与研究基于单片机的烟气二氧化硫浓度检测仪的研制基于微型光谱仪的单片机系统单片机系统软件构件开发的技术研究基于单片机的液体点滴速度自动检测仪的研制基于单片机系统的多功能温度测量仪的研制基于PIC单片机的电能采集终端的设计和应用基于单片机的光纤光栅解调仪的研制气压式线性摩擦焊机单片机控制系统的研制基于单片机的数字磁通门传感器基于单片机的旋转变压器-数字转换器的研究基于单片机的光纤Bragg光栅解调系统的研究单片机控制的便携式多功能乳腺治疗仪的研制基于C8051F020单片机的多生理信号检测仪基于单片机的电机运动控制系统设计Pico专用单片机核的可测性设计研究基于MCS-51单片机的热量计基于双单片机的智能遥测微型气象站MCS-51单片机构建机器人的实践研究基于单片机的轮轨力检测基于单片机的GPS定位仪的研究与实现基于单片机的电液伺服控制系统用于单片机系统的MMC卡文件系统研制基于单片机的时控和计数系统性能优化的研究基于单片机和CPLD的粗光栅位移测量系统研究单片机控制的后备式方波UPS提升高职学生单片机应用能力的探究基于单片机控制的自动低频减载装置研究基于单片机控制的水下焊接电源的研究基于单片机的多通道数据采集系统基于uPSD3234单片机的氚表面污染测量仪的研制基于单片机的红外测油仪的研究96系列单片机仿真器研究与设计基于单片机的单晶金刚石刀具刃磨设备的数控改造基于单片机的温度智能控制系统的设计与实现基于MSP430单片机的电梯门机控制器的研制基于单片机的气体测漏仪的研究基于三菱M16C/6N系列单片机的CAN/USB协议转换器基于单片机和DSP的变压器油色谱在线监测技术研究基于单片机的膛壁温度报警系统设计基于AVR单片机的低压无功补偿控制器的设计基于单片机船舶电力推进电机监测系统基于单片机网络的振动信号的采集系统基于单片机的大容量数据存储技术的应用研究基于单片机的叠图机研究与教学方法实践基于单片机嵌入式Web服务器技术的研究及实现基于AT89S52单片机的通用数据采集系统基于单片机的多道脉冲幅度分析仪研究机器人旋转电弧传感角焊缝跟踪单片机控制系统HYPERLINK"/det