化工原理精馏塔.换热器的设计计算
浮阀塔设计说明书
第一章 引言
第二章 蒸馏塔的物料衡算 第三章 蒸馏塔的塔板数的确定
第四章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 第五章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 第六章 精馏塔的塔板工艺尺寸计算 第七章 换热器的计算
第一章 引言
蒸馏塔是稀有金属钛等材料及其合金材料制造的化工设备具有强度高、韧性大、耐高温、耐腐蚀、比重轻等特性；因此被广泛应用与化工、石油化工、冶金、轻工、纺织、制碱、制药、农药、电镀、电子等领域。
蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化, 利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，α）的特性，实现分离目的的单元操作。蒸馏按照其操作方法可分为：简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。本次课程设计以两组分的混合物系为研究对象，在分析简单蒸馏的基础上，通过比较和引申，讲解精馏的操作原理及其实现的方法。
第二章精馏塔的物料衡算
2.1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 笨的摩尔质量 M A = 78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 M B = 92.13 kg/kmol X F = 0.561 X d = 0.992 X W =0.012
2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔分率
M F = 0.59 ⨯ 78.11+(1-0.59) ⨯ 92.13 = 84.26 kg/kmol
M D = 0.986 ⨯ 78.11+(1-0.986) ⨯92.13 = 78.22 kg/kmo
M W = 0.012 ⨯ 78.11+(1-0.012) ⨯ 92.13 = 91.96kg/kmol 2.3物料衡算
原料处理量 F= 9160 ÷84.26 =211.29 kg/kmol 总物料衡算 211.29= D + W
笨物料衡算 211.29 ⨯0.561 = 0.992⨯118.37+0.012W
联立解得 D=118.37 kg/kmol
W=92.92 kg/kmol
第三章塔板数的确定
3.1理论板层数N T 的求取
笨-氯苯属理想物系。可采用图解法求理论板层数。 3.1.1由手册查得笨-氯苯物系的气液平衡数据，绘制x-y 图
3.1.2求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在图中的对角线上，自点e( ) 作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 Y q = 0.751 X q = 0.561
顾最小回流比为 R min = 1.27 取最小回流比 R =2 Rmin = 2.54
3.1.3求精馏塔的气、液相负荷 L =R D=2.54⨯118.37=301.50
V =（R +1 ）D=419.03 L 1 = L + F = 512.79 V 1 = V = 419.03
3.1.4求操作线方程
精馏段操作线方程为 y =xL ÷V +Dxd ÷V 提馏段操作线方程为 Y 1=L 1⨯x 1÷V 1-W ⨯Xw ÷V 1
3.1.5图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数，求解结果为 总理论板层数 N T = 13 (包括再沸器) 进料板位置 N F = 7 3.2 实际板层数的求取
精馏段实际板层数 N 精=6/0.51=12 提馏段实际板层数 N 提=7/0.51=14
第四章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
4.1 操作压力计算
. 3+4=105. 3 kp 塔顶操作压力 P D =101
每层塔板压降 ∆P = 0.7 kp
进料板压力 P F =105.3+0.7⨯12=113.7 kp 精馏段平均压力 P M =(105.3+113.7)/2 =109.5 kp 塔底操作压力 P W =105 kpa 每层塔板压降 ∆P = 0.7 kp
4.2 操作温度计算
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算。其结果如下： 塔顶温度 t p =82.1 °C
进料板温度 t F = 91.5 °C
精馏段平均温度t m =( 82.1+91.5)/2 = 86.8 °C 塔底温度
t w = 109 °C
提馏段平均温度 w m =( 91.5 +109)/2 =100.25 °C
4.3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算
t
由X = Y =0.992，查平衡曲线，得 X = 0.980
M VD M = 0.992 ⨯78.11+ (1-0.992) ⨯ 92.13 = 78.21 kg/kmol M LD = 0.980 ⨯ 78.11 +(1-0.980) ⨯ 92.13 = 78.39 kg/kmol
D
1
1
M
进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得
Y F = 0.68
查平衡曲线，得
X F = 0.48
M VF M = 0.68 ⨯ 78.11+ (1-0.68) ⨯92.13 = 82.59 kg/kmol M LF M = 0.48 ⨯78.11 +（1-0.48）⨯92.13 = 85.39 kg/kmol
精馏段平均摩尔质量
M V M = (78.21+82.59)/2 = 80.4 kg/kmol M L M = (78.39+85.39)/2 = 81.89 kg/kmol
4.4平均密度计算
4.4.1气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
ρv = P m M v /RT m = 109.5 ⨯80.4 ÷8.314（273.15+86.125）= 2.95 kg/m
m
m
4.4.2液相平均密度计算
液相平局密度以下式计算，即
1/ρ=∑a i /ρi
塔顶液相平均密度的计算
由 t F = 91.5°C ，查手册得 63911
ρA = 814.5 kg/ m ρB = 809.5 kg/m ρLD M = 819.67 kg/m 进料板液相平均密度的计算
由t F = 91.5°C, 查手册得
ρA =803.2 kg/m ρB = 799.3 kg/m
进料板液相的质量分率
αA = 0.48 ⨯78.11 ÷(0.48 ⨯78.11+0.52 ⨯92.13) = 0.439 ρLF M = 1 ÷(0.439/814.5+0.561/809.5) = 813.0 精馏段液相平均密度为
ρLM = （819.67+813.0）/2 = 816.335kg/m
4.5液体平均表面张力依下式计算，即
σlm =∑x i σi
塔顶液相平均表面张力的计算 由t D = 80.75°C ，查表得
σA =21.23 mN /m σB = 21.62 mN /m σL D M = 0.992⨯21.23+0.008⨯21.62 = 21.23 mN /m
进料板液相平均表面张力的计算
由t F = 91.5°C
σA = 20.03 mN /m
M
σB = 20.53 mN /m
ρLF = 0.48⨯20.03 + 0.52 ⨯20.53 = 20.28 mN /m 精馏段液相平均表面张力为
σL M =(20.28 + 21.23)/2 = 20.76 mN /m
4.6液体平均黏度计算
液相平均黏度依下式计算，即
lg μL M =∑x i lg μi
塔顶液相平均黏度的计算
由t D = 80.75°C ，查手册得
μA = 0.306 mpa ∙s μB = 0.309 m p a ∙s
lg μLF M = 0.99lg 0.302 + 0.01lg 0.306
解得
μLF
M
= 0.302 mpa ∙s
进料板液相平均黏度的计算 由t F = 91.5°C ,查得
μA = 0.270 m p a ∙s μB = 0.283 m p a ∙s
lg μLF M =0.48lg 0.27 + 0.52lg 0.283
解得
μLF
M
= 0.277 mpa ∙s
精馏段液相平均表面张力为
μLm = （0.302+0.277）/2 = 0.289 m p a ∙s
第五章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
5.1 塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
v s = VM
V M
/3600ρLM = 419.03 ⨯80.4/3600 ⨯2.95 = 3.17 m 3/s
L S = LM LM /3600ρLM = 301.5 ⨯81.89/(3600 ⨯816.335) = 0.0084 m 3/s
由u max =
C ρL -ρv ) /ρv ]
式中C 由式计算，其中的C 20由图查取，图的横坐标为
L H
H
(ρL /ρV ) 0. 5 =0.044
取板间距 H T = 0.40m , 板上液层高度 h L = 0.06M,则
H T -h L = 0.40-0.06 = 0.34 m 查得 C 20 = 0.072
C = C 20(σL /20) 0. 5 = 0.068(816. 335/20) 0. 2 = 0.143
u max = 0.0766 . 335-2. 95/2. 95 = 2.375m/s
取安全系数为0.7, 则空塔气速为 U = 0.7u max = 0.7⨯2.375 = 1.662 m/s
D =
4v s
u =
4⨯3. 1. 662 = 1.558 m
按标准塔径圆整后为 D = 1.6 m
塔截面积为A T = πD 2/4 = π1. 62/4 = 1.578m 2
实际空塔气速为
u = 3.17/2.009 = 1.578 m/s 5.2 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为 Z 精 = （N 精-1）H T = (12-1) ⨯0.4 =4.4
第六章 精馏塔的塔板工艺尺寸计算
6.1 溢流装置计算
因塔径D = 1.2 m 可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
6.1.1 堰长 l w
取 l w = 0.66D = 0.66 ⨯ 1.6= 1.056m 6.1.2 溢流堰高度 h w 由 h w = h l -h ow
选用平直堰，堰上液层高度 h ow ，即
(0. 0084⨯3600) 0. 671
h ow = 2. 84 = 0.027m 0. 67
10001.056
取板上清液层高度 h l = 80 mm
6.1.3
弓形降液管宽度w d 和截面积A f
l w
= 0.66 D A F W d
得 =0.0722 = 0.127
A T D
由
故 A F = 0.0722A T = 0.0722 ⨯2.009 = 0.145 m 2
W D = 0.124 D = 0.124 ⨯1.6= 0.198 m 算液体在降液管中停留时间，即
3600A F H T 3600⨯0. 145⨯0. 4θ= = θ= = 6.904 s
L H 0. 0084⨯3600
故降液管设计合理
6.1.4 降液管底隙高度 h o
h o =
L s 0. 0084⨯3600
h o === 0.039m ,
3600l w u 03600⨯1.056⨯0. 2
h w -h 0 = 0.047 – 0.027= 0.02 > 0.006
0. 0084⨯3600
提馏段 h o = = 0.039 m
3600⨯1.056⨯0. 2
h w -h 0 = 0.053 –0.039 = 0.014 > 0.006 故降液管底隙高度设计合理。
6.2 塔板布置
6.2.1 塔板的分块
因D ≥ 800 mm ,故塔板采用分块式。得，塔板分为4块。 6.2.2 边缘区宽度确定 取，
W s - W
,
S
= 0.065 m ,
W c = 0.035
6.2.3 开空区面积计算 开空区面积 A S , 即
1x
A s =2(x r 2-x 2+πr 2sin -1)
180r
D 1. 6x =-(W d +W S ) =x =-(0. 198+0. 065) =0. 537 m
22D 1. 6r =-W C = r =-0. 035 =0.765
22
10. 537
A s =2(0. 5370. 7652-0. 5372+πr 2sin -1) = 1.495 m 2
1800. 765
提馏段和精馏段一眼
6.3.1 塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子F a ，求空速
1 = 101 = 6.406m/s U o = F O V 求每层塔板上的浮阀数，即
N =
V S 3.17
N = = = 450
πd 02π0. 03926
U o 44
按t = 75mm., t , =65mm 以等腰三角形叉排方式作图，排得450个。 精馏段按0. 78
1
4 =5.94 m/s 2
π0. 033450
提馏段按 0. 831
1
4 = 5.40 m/s
π0. 0332129
d o 2
开孔率= n 2= 16.07%
D
6.3.2 塔板流力学的验算
精馏段u oc =
1. 73. 173. 1
=5.8 m/s 提馏段u oc =1. = 5.33 m/s 2.953. 44
h c = 19. 9
u o 0. 175
ρl
精馏段为0.034m 液柱 提馏段为0.027m 液柱
液柱表面张力很小可忽略
精馏段h p =0.034+0.03=0.064 m 提馏段h p =0.027+0.03=0.057 m
精馏段∆P P = 512.5 pa 提馏段∆P P = 544 pa 6.3.3 淹塔
为了防止淹塔现象发生，要求控制降液管中清液层高度H d ≤(H T +h w ) 精馏段：φ(H T +h w ) = 0.025 提馏段：φ(H T +h w ) =0.025
H d ≤φ(H T +h w ) ，符合要求
雾沫夹带 计算泛点率
V
V S L V +1. 36L S Z L
泛点率 ⨯100% 精馏段为34.2% 提馏段为40%
KC F A b 整理得 精馏段：V S =9.12-0.63L S 提馏段V S =9.05-0.75L S 液泛线方程：精馏段 V S =24-3820L s -108s
2
2 提馏段 V S =5.31-1137L s -45.21L s
2
23
液相负荷上限线
A f H T
(L S ) min =
5
提馏段和精馏段的方程一样都为(L S ) min =0.0116m 3/s 漏液线方程V S =
π
4
d o 2Nu o
精馏段为 V S =1.140 m 3/s 提馏段V S = 0.827 m 3/s
2. 843600(L S ) min 3
E [] 液相负荷下限线方程为
1000l w
2
精馏段 0.00068m /s 提馏段 0.00071m /s
33
第七章 换热器的计算
7.1 确定物系
甲苯 T 平均=70°C ρ=1040 导热系数 0.125 黏度 0.00085 C P =1.48 水T 平均=25°C ρ=981 导热系数 黏度0.00094 C P =4.18
7.2总传热 7.2.1热流量
Q O = 4167 ⨯ 1.48⨯(110-30) = 490000 kJ/h
∆t , m = 39°C
壳层传热系数的壳程序传热系数
λi d i u i ρi 0. 8C p μi
αi =0. () ()
d i μi λi
αi =0. 0230. 64. 18⨯0. 940. 4(10440) 0. 8() =2399.7 W /m 2∙C 0. 020. 6
假设壳程传热系数 α0= 290 W /m 2∙C
污垢热阻
R Si =0.000344 W /m 2∙C R So = 0.000172 W /m 2∙C
管壁的导热系数 λ=45 W /m 2∙C
K= 219.2 W /m 2∙C
7.3 传热面积
Q 13705000, 2S , = = S = =16.03 m K ∆t m 219⨯39
考虑15%的面积裕度，S=16.03⨯1.15=18.44 m 2
7.4工艺结构尺寸
7.4.1管径和管内流速φ25⨯2.5传热管，取管内流速u i =0.5 m/s
7.4.2 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
n s =V 7815/981⨯3600n s = == 14.1 =15 22πd i u 0785⨯0. 02⨯0. 5
4
按单程管计算，所需传热管长度
18. 44L = π⨯0. 025⨯15
按单程设计，传热管过长，宜采用多管程结构，现取传热管长L=4m,则该L 15. 7换热器管程数为N P == N P ==4(管程) V 4
传热管总根数 N=15⨯4 =60根
7.4.3 平均传热温差校正及壳程数
110-30 平均传热温差校正系数R = =5.33 30-15
按单壳程双管结构，温差校正系数应ϕ∆t =0.82
, 平均传热温差 ∆t m =ϕ∆t ⨯∆t m =0.82⨯39 =32
7.4.4 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t =1. 25d o 则
t=1.25⨯25=31.25 =32
横过管速中心线的管线 n c =1. 60= 10根
7.4.5 壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率η=0.7, 则壳体内径为D=1. 05t N
η
D=1.05⨯3260 =311.1 圆整可取 350mm 0. 7
7.4.6接管
壳程流体进出口接管，取接管内u=1.0
d =4V 4⨯7815/3600⨯981 = d = =0.038 m πu π
取标准管 40mm
管程流体进出口接口管，取管内循环水流速1.5m/s
d =4⨯7815/3600⨯981= 0.053m/s 3. 14
取标准管50mm
7.4 换热器核算
7.4.1 热量核算
壳体对流传热系数，对圆缺形折流板，可采用克恩公式：
αo =0. 36λo
d e Re 0. 55Pr (13μo ) = 0.02 m μw
d o 0. 025) =S o =0. 11⨯0. 35(1-) =0.0084 m 2 t 0. 032
壳程流通流速及其雷诺数分别为
4167/3600⨯1040 u o == 0.1325 0. 0084
0. 02⨯0. 132⨯51040 R e == 3240 0. 00085
1840⨯0. 085普兰特准数 Pr = =12. 5 0. 125 壳程流通截面积S o =BD (1-
管程对流传热系数 αi =0. 023λi
d i Re 0. 8P r 0. 4=1316.5 W /m 2∙C
管程流通过截面积S i =0.0094 m 2 管程流体流速u i =0.236 m/s R E =4930
7.4.2 传热系数及传热面积
7.4.2.1传热系数
K =1 = 322.6 W /m 2∙C d o bd o 1+R SI d o ++R so +i λd i αi d i αo
7.4.2.2传热面积
366700 = 35.5 m 2 322. 6⨯32
该换热器的实际传热面积 S =S P =πd o L (N -n c ) = 17.6 m 2
7.4.2.3 换热器内流体的流动阻力
参考文献：
∑∆P i =(∆P 1+∆P 2) F t N s N P = 82.6 在规定范围内 贾绍义 柴诚敬 天津大学出版社 匡国柱 化学工业出版中心 的 《化工原理课程设计》《化工原理》《化工单元过程及设备课程设计》