化工原理课程设计苯-氯苯

1、4纟乂诊殳竽化工原理课程设计目录第1章设计方案的确定21.1精馏操作21.2工艺流程的确定21.3操作条件的确定31.3.1操作压力的确定31.3.2进料的热状况 41.3.3精馏塔加热与冷却介质的确定 41.3.4热能的利用情况 4第2章 浮阀精馏塔的工艺设计 52.1物料衡算52.2实际塔板数的计算62.2.1回流比的选择 62.2.2理论塔板数和实际塔板数的确定 82.2.3工艺条件物性数据92.3浮阀塔主要尺寸的设计计算112.3.1塔的有效高度和板间距的初选 112.3.2 塔径112.4塔板结构及计算112.4.1塔板参数112.4.2浮阀数目与排列 122.4.3塔板流体力学验算

2、 132.4.3塔板流体力学验算 142.4.4塔板负荷性能图16第3章精馏装置的附属设备设计193.1原料预热器19设计结果评价及自我总结 26附录A符号说明27附录B带控制点的工艺流程图 30第i章设计方案的确定i.i精馏操作本次设计的物系是苯和氯苯，由于两物系的沸点不同，加热后会造成气液两 相，利用两组分的相对挥发度的不同可将两组分分离。因此本次设计采用板式精 馏塔操作完成分离任务。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。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，禾用液相混合物中各 组分的

3、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。典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶全凝器/ 冷凝器。1.2工艺流程的确定首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通 过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进 入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物, 这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏 塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡 点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，

4、停留一定的时间然后进入苯的储 罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就 从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热 到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口 不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与苯的分离。本设计采用浮阀塔。浮阀塔是在泡罩塔和筛板塔基础发展起来的，由于它兼 有泡罩塔和筛板塔的优点，成为国内应用最广泛的塔型。浮阀塔具有以下优点：1）生产能力由于浮阀塔板具有较大的开孔率，故其生产能力比泡罩塔的大 20% 40%,与筛板塔相近。2） 操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化， 故维持正常操作

5、 所容许的负荷波动范围比泡罩塔和筛板塔都宽。3）塔板效率高，因上升其他以水平方向吹入液层， 故气液接触时间较长而雾 沫夹带量较小，板效率较高。4）气体压强降及液面落差较小，因为气液流过浮阀塔板时所遇阻力较小， 故 气体压强降及板上的液面落差都比泡罩塔小。5）塔造价低，因为结构简单，易于制造，浮阀塔造价较为一般，为泡罩塔的 60%80%,为筛板塔的120%130%。F1型浮阀塔结构简单，易于制造，应用最为普遍，为定型产品，阀片带有三个腿，插入阀孔内将各推脚底外翻，用以限制操作时阀片在板上升起的最大高度, 阀片周围有三块略向下弯的定距片，以保证阀片的最小开启高度任务说明本次设计任务为苯-氯苯物系连

6、续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔 用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯，采用连续操作方式，需设计一板式 塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下：原料苯含量：质量分率 =34%原料处理量：6.5万吨/年产品要求：塔顶产品组成不低于96%塔顶轻组分回收率 98%1.3操作条件的确定1.3.1操作压力的确定在精馏操作中，压力的影响非常大。当压力增大的时候，混合液的相对挥发 度减小，这样有可能会使得汽相和液相的组成越来越接近，分离越来越难；而当 压力减小的时候，混合液的相对挥发度增大，a值偏离1的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费 用大幅度增加。

7、在实际设计中，要充分考虑这两个方面的影响，我们一般采用的 是常压精馏。如果在常压下无法完成操作，可以在一定条件下进行小幅度的减压 或者增压来改变混合液的相对挥发度，实现精馏分离。对于甲醇一水二元混合物系统在常压的情况下，相对挥发度的差异很大，容易分离。因此在考虑多方面因34纟乂诊殳竽化工原理课程设计素之后，本设计采用的常压精馏，即塔顶的操作压力控制在101.325kpa下。由于本设计精馏塔不是很高，故可近似忽略每层塔板的压降。在实际计算当中，将全 塔近似看做是在恒压下操作。1.3.2进料的热状况精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和 蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设

8、计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作 稳定较为方便，不受厦门四季变化的温度影响，而且在恒摩尔流假设下，精馏段 与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便1.3.3精馏塔加热与冷却介质的确定在实际加热中，由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高，可以通过改 变蒸汽压力准确控制加热温度。因此，本设计是以150C总压是500kpa的饱和水蒸汽作为加热介质。水蒸气容易获取，环保清洁不产生环境污染，并且不容易 使管道腐蚀，成本降低。冷却介质一般有水和空气。在选择冷却介质的过程中，要充分考虑当地 的气候状况。锦州市地处东北，属季风气候。二月最冷，平均气温-10C；八月份最热，平均

9、气温30 C。因此，考虑选用25E的冷却水，升温15C，冷却器出口 温度40C。1.3.4热能的利用情况本设计选用的是间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化， 维持原来的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交 换。这样减少了理论板数，从而降低了成本。本次设计的工艺操作条件如下：常压精馏，塔顶全凝，塔底直接加热，泡点进料，泡点回流，R= （1.12） Rmin <第2章浮阀精馏塔的工艺设计2.1物料衡算1. 料液及塔顶产品含苯的摩尔分率 根据工艺的操作条件可知：料液流量 F'= 6.5 10 =9027.778 kg/h300 x 24苯和氯苯的

10、相对分子质量分别为3877.486 kg/h、5150.292 kg/h料液中易挥发组分的质量分数42.6% ；摩尔分率为34 78.11xF0.42634 78.11(100 -34) 112.522塔顶产品质量分数取为 96%，摩尔分率为Xd二 0.97296. 78.1196 78.114 112.5222. 平均分子量M f =0.426 78.11(1 -0.426) 112.522 =97.836 kg/kmolMd =0.972 78.11(1 -0.972) 112.522 =49.036 kg/kmolMw 70149 78.11(1 -0.0149) 112.522 =11

11、2.009 kg/kmol3、物料衡算由公式F 二D WFxf 二 Dxd WXwWXwFxf= 0.98可得 xw =0.02 9027.778.(9027.778 -3877.486)=0.0149F =9027.778 97.863 =92.249 kmol/hD =3877.486. 79.075 =49.036 kmol/hW =5150.292 112.009 =45.981 kmol/h2.2实际塔板数的计算2.2.1回流比的选择根据物性数据表查出温度为 80.1 C , 85 C , 90 C , 100 C , 110 C ,120 C，131.7 C时苯和氯苯的饱和蒸汽压运

12、用试差法可求出PA，PB温度/°c80.1859095100110120131.7PA / kPa101.33118.56136.11158.08180.08231.3296.4389.94PB / kPa19.7523.9228.1833.8339.48154.2073.02103.33X1.0000.820.680.5430.4400.2660.1270y1.0000.960.9130.8470.7820.6070.4700-=Pa/Pb5.134.964.834.674.564.274.063.85表2-2-1苯和氯苯蒸汽表根据t-x-y图如下求得 -m - 4.52因为泡点进

13、料，所以进料热状态 q=1Xq= xf =0.426mXq4.52 汇 0.426yq0.7 7 0气液平衡方程得CmTXq（4.52-1） 0.4267化工原理课程设计132-2-1 图 t-x-yRmin最小回流比回流比RXD -yqyq Xq0.972 - 0.7700.770 - 0.426= 0.587取 R =2陆=2 0.587 =1.174222理论塔板数和实际塔板数的确定(1) 最小理论塔板数的确定lgN min = 413Y 0.972 汁 0.0149 匕-0.972丿1 0.0149 lg 4.52-5.13(2) 理论塔板数的确定R 11.174 -0.5871.17

14、4 1= 0.27Y =0.545827 -0.591422 0.270.002743. 0.27 =0.396N NminN= 2H2 0396 4d 8.151 -Y1 -Z.396(3) 加料板位置的确定L = RD =1.174 49.036 = 57.568L qF =57.56892.246 =149.817由精馏段与提留段操作线公式yn 1XnXdL qFWxwym 1x 十L qF -W m L qF -W可得yn 1 =0.54xn 0.447ym 1 =1.44Xm -0.006 6y1 = Xd = 0.972由下面两个公式迭代yn 1 =0.54Xn 0.447Fq1（

15、： m7Xq最终得到 X3 Xq , X4 : Xq.第四块板为加料板，即精馏段板数为3，提留段板数为4.15全塔效率tD =81 C 佩=129 C 81 1 21 05 C2m =0.45亠 (1 一0.45)= 0.45 0.2440.55 0.35 = 0.3023 mpa/s.Et =0.17 -0.616lg 0.3023 =49%(4) 实际塔板数的确定精馏段：N =3 0.49 =6.12 ： 7 层提留段：N =4.15 0.49 =8.47： 9 层2.2.3工艺条件物性数据(1) 平均分子量精馏段：Xd =0.972 ,捲=0.885MV =0,972 78.11 (1

16、-0.972) 112.522 =79.07 kg/kmolMV =0.885 78.11 (1 -0.885) 112.522 =82.07 kg/kmol进料：yF =0.7386,xF =0.384MV =0.7386 78.11 - (1 -0.7386) 112.522 =87.11Ml =0.384 78.11(1 -0.384) 112.522 =99.31精馏段平均分子量:Mv /笃87.11 =83.09 kg/kmolMl82.07 99.312-90.69kg/kmol(2) 平均密度tD =81 C £=813.89 kg/m3 嘉=1040.9 kg/m3t

17、F -100.7 C -=791.681 kg/m3-1011.3 kg/m3液相密度精馏： 虫-a1=821.05 kg/m3Pl813.89 10404纟乂诊殳竽化工原理课程设计加料:= 0.300.38*78.110.384 78.11(1 -0.384) 112.5221910.30.7=+凡 791.681 01.33.几=933.60 kg/m精馏段平均液相密度:821.05 933.602kg/m3气相密度101 325 83.°9=2.718.314273.15 100.7kg /m3tD = 81 C(3) 液体表面张力一 =25.8 4 9 mN/m 二2 =21

18、.149 mN/mtF =100.7 C c1 =18.7667mN/m 二2 =23.673 mN/m精馏二=0.972 25.849(1 -0.972) 21.149 = 25.7174 mN/m进料二=0.384 18.7667(1 -0.384) 23.673 = 21.79 mN/m精馏段平均张力：25.717421.79 七.75 mN/m2(4) 液体粘度tD =81 C 7 =0.3051 mpa/s"2 =0.4246 mpa/stF =100.7 C =0.2 5 3 5mpa/s0.3612 mpa/s精馏=0.972 0.3051(1 -0.972) 0.42

19、46 =0.308 mpa/s进料 0.384 0.2535(1 -0.384) 0.3612 = 0.3198 mpa/s精馏段平均粘度：0.3080.3198 =0.3139 mpa/s2(5)精馏段气液负荷计算V =(R 1)D =(1.174 1)49.036 =106.6 kmol/hVMv3600 匚106.60 83.093600 2.71= 0.908m3/sL= RD =1.174 49.036 =57.568 kmol/hLMv3600 匚57.568 90.693600 877.325-0.00165m3/sLh =0.00165 3600 =5.4m3/s2.3浮阀塔主

20、要尺寸的设计计算231塔的有效高度和板间距的初选根据所设计的分离的物系，选取 Ht=040 m ，Z =（吐-1）Ht=8.3et2.3.2塔径取板上液层高度 =0.05 m HT-hT =0.35 m查图得到C2o，.O75 ,校正到表面张力为23.75 mN/m时，/ 、0.2/ 、0.2心、（23 75 1C=C2o=0.075汉I =0.0776mN/m.20丿< 20丿c J Pl 比 c：877.325-2.71 “/二 Umax = C = 0.0776汉、=1.39 m/s, v.2.71取安全系数为 0.70 时，u =0.7umax =0.7 1.39=0.973 m

21、/s按标准塔径圆整为1.2 m,则空塔气速为0.803 m/s。2.4塔板结构及计算2.4.1塔板参数本次设计中浮阀塔采用单溢流，弓形降液管，不设进口堰和受液盘（1）溢流装置lw；D =1.2m ： 2.2m 选用单溢流单溢流型塔板溢流堰长LW 一般取（0.60.8D）,本塔取LW -0.66D =0.66 1.2=0.79m出口堰高hW(2)平直堰how2.841 0 0 0 lW2-32.84 J 5.4=E I1000 E Q792 丿= 0.011 mhw = n - how - 0.05 - 0.011= 0.039(3)弓形降液管宽度Wd和面积Af :根据lw与% 与 、D D彳的

22、关系查图可得(4)(5)-0.0 7 22,Wd D =0.124.Wd =0.1 24 1.2 =0.1 488mAf =0.722 二 4 1.22 =0.0816 m验算液体在降液管中停留时间，即A0816°.4。七.78LS0.00165降液管底隙高度h。取液体通过降液管底隙的流速U03600LWU0所以符合要求。塔板布置5.4s所以符合要求。=0.08 m ，3600 0.792 0.08 一0.026 mho = 0.0 2 6 ： 0.039 m采用分板式塔板浮阀数目与排列2.4.2浮阀数目与排列取边缘宽度 Wc =0.035 m，安定区域宽度 Ws =0.065 m鼓

23、泡区域面积AaX送MM需-0.1488 0.065 =0.3 8 6 2mR = D -WC =0.6 - 0.0 3 50.56 5m2222. 0.3862Aa = 2 x R -xR arcsin0.799 mIL1800.565化工原理课程设计(2)阀孔取F。"0,阀孔气速：U0 = = $= 6.07 m/sJ 一 2.71所以每层板上开孔数：N =JS2二°.908 2=125.1® 4d0u03.14 4汉 0.039 汉 6.08因此需开孔126个。浮阀排列港市采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距考虑到塔的直径较大，必须采用分块式板的支承与衔接也

24、要占去一部分鼓泡区面 积，因此排间距不宜采用 85 mm,而应小于此值，故取t'= 0.065 m按t =75 mm, t'=80 mm,以等腰三角形叉排方式作图(见本例附图)，排的阀数 130 个。按N =130重新核算孔数及阀孔动能因数：U0 ： 0.908 2,.84 m/s3.14 4 汉 0.039 汉 130F。=5.84271 =9.6 阀孔动能因数F。的变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率二从二0803 100% =13.75% u05.842.4.3塔板流体力学验算(1) 气体通过浮阀塔的压强降即, hp二入F hc干板阻力：uoc ”825 73.1：v

25、="825 73.1 2.71 =6.08 m/s0.1750.175u0 : uochc =19.9=19.9 4°0.031 m 液柱877.325板上充气液层阻力：本设备分离本设备分离苯和氯苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数；0 =0.45h广；0hL =0.45 0.05 = 0.0225 m液柱液体表面张力所造成的阻力：阻力很小，忽略不计因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为-0.075mt'二27%6= 0.085hp =hc hl -0.031 0.0225 = 0.054 m 液柱21图 2-4-2243塔板流体力学验算4纟

26、乂诊殳竽化工原理课程设计干板阻力：uoc825 73.1 匚 J.825 73.1 2.71 =6.08 m/s U。V Uoc0.1750.175(1) 气体通过浮阀塔的压强降即，h hc h hchc"9牛為°31 口液柱即液相为碳氢板上充气液层阻力：本设备分离本设备分离苯和氯苯的混合液,化合物，可取充气系数-0.45h.：0h0.45 0.05 =0.0225 m液柱液体表面张力所造成的阻力：阻力很小，忽略不计因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为hp 二 hc g h .：； = 0.031 0.0225=0.054 m 液柱 :P =hp=0.05

27、4 877.325 9.81 =465.6 kpa所以符合条件。(2) 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乞'(Ht hw) H hp hL hd与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hP =0.054 m液柱,液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故1% =O.153Ls/lwh0 ) =0.153(0.0016$0.792x0.026)=0.00098 m 液柱板上液层高度：hL =0.05 m,则 叫=hP hL h0.07648 m,取，0.5Hd 岂(Ht hw) =0.5 (0.4 0.039)=0.2195 m 符合防止淹塔的要求。(3) 雾沫

28、夹带取物性数据 K =1.0 泛点率二 Vs J ：V 1.36LsZl 100% ©AbVs J PV / PL - PV泛点率二出VL- 100%0.78KCFAb板上液体流径长度 ZL 二 D-2Wd =1.2 -2 0.1488 = 0.9024 m234纟乂诊殳竽化工原理课程设计327板上液流面积 入二 At - 2Af =1.1304 一 2 0.0816 = 0.9672 m20.908J2.71'877.325-2.71 +1.36x0.00165 x 0.9024,100o/们 7%1.0 汉 0.114 疋 0.9672一泛点率0.908、2.71 877

29、.325二2.710.78 1.0 0.114 0.9672100% =50.3%计算的结果都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足 ev ： 0.1 kg(液)、kg/ (气)的要求。2.4.4塔板负荷性能图(1)雾沫夹带线v / p / p p泛点率 S- L - 100% 按泛点率80%计算如下0.78KCFAb0.908、2.71 877.325 -2.713泛点率100%= 80%整理得 VS = 1.44 m3/s0.78 汉 1.0 汇 0.114 X0.9672(2)液泛线(Ht hw) = hphi.hd二he hi h；hi.hd由此式确定液泛线，忽略式中h；：.-，(Ht

30、 hw)二 5.344 0.153 亘p|_2gwh012 1 ；0因物系一定，塔板结构尺寸一定，则 Ht、hw、h。、J、匚、几、© J等都为定值，而U0与Vs又有如下关系，即u° =Vs2 ，式中阀孔数N与孔径d°亦为兀/4d0N定值，因此可将上式简化成Vs与Ls的如下关系式：aVS = b - cQ2 - bLS2 3，即Vs =1.45 -32.7LS2 -10.2LS23，在操作范围内任取若干个Ls，依此式算出 V值列于本例附表中表2-4-4 Ls-Vs关系表L s/m /s0.0010.0030.005Vs/m3/s1.341.211.07据表中数据做

31、出液泛线。(3) 液相符合上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3至5s依液体在降液管内停留时间为.二Af Ht = 0.0816 0.40 =35 以.=5 s作为液体在降液管中Ls0.00165停留时间的下限，贝U, Ls 土 也0.0816 0.40 =0.0065 m3/s55(4) 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Vs mind；Nu0d；N°0.0392 130 : 0.457 m /s44 .匚 4.2.71液相负荷下限线取堰上液层高度hOW =0.011 m 取E=1,则3600(Ls 总=0.011 二3山=0.0014 m

32、3/s1000 i lw 丿操作弹性Vmax = 142 = 2.03Vmin0.7所以符合性能图如下图2-4-4负荷性能图4纟乂诊殳竽化工原理课程设计第3章精馏装置的附属设备设计3.1原料预热器3.1.1初选和初算预热器的规格(1)计算热负荷和饱和蒸汽流量Cpi =1. 8 1 kj /(kg ;C), Cp2=1.38 kj/(kg ;C)Cp =0.426 1.81(1 -0.426) 1. 381.56 kj/(kg C)Q1 = FC p t2 -I A9027.778 1.56100.7 - 25 A1.07 106 kj / h6Q2 =9027.778 0.426 7066.7

33、1 4.12 亠 78.11 =1.4 10 kj/hQ = Q1 Q2 = 1.07 106 1.4 106 =1.47 106kj/h选用0.9Mpa的饱和蒸汽加热物料，则J =2036.2 kj/kg6水蒸气流量为w二牛釜齐1213 kg/h£ =100.7 25 =75.7 C初选预热器的规格。根据两流体的情况，假设K=600W/ m2 C ,故QK tm2.47 106600 75.72=54.4 m，由于Tm-tmW5.1 -竺严J25 C50 C ,因此需考虑热补偿。据此，由换热器系列标准中选定F500 有关参数见本例附表表3-1-1换热器壳径/mm 公称压强/Mpa公

34、称面积/m2 管程数5002.550.44管子尺寸/mm管长/mm管子总数 管子排列方法啊9汉24500192正方形斜转45°实际传热面积 S0 二 n二dl =192 3.14 0.015 4.5 0.1 =31.65 m2若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为S0 =tm2.47 10650.4 75.7= 647K。A7,/60 03.1.2核算压强降(1)管程压强降Ft =1.5NP =4JI4di Np空 0.0152 罟 “o085 m2"VsAi9027.7783600 930.9 0.0085= 0.32m/sRe d"0.015 0.32

35、 930.90.344 10=12898(完全湍流)设管壁粗糙度；=0.1 mm，0 1=01 =0.0067，由 - Re关系图中查的15 =0.34 , Rl山2d 2_0.34 0.01524.5 930.9 0.32-4862 paF2 =3d2=32930.9 0.32=143 pa二 Z AP =(4862 + 143/2汉1.4=14014 pa 符合要求(2) 壳程压强Fs =1.0 ,Ns=1管子为正方形斜转45°排列，F=0.4.耳=1.19 n =1.19192 =16.5 17 取折流板间距 h=0.15mL4 5N B二11 = 29 壳程流通面积h 0.1

36、5.2A0 =h D -ncd0 =0.15 0.45 -17 0.0019 =0.01905 mU00.02 m/s3600 896.6 0.01905Reo 二doUo,0.019 0.02 896.6-30.344 10=1289829f0 =5.0尺0心=5.0 12898卫228 =0.58也R =0.4x0.58x17 疋(29+1 严 892.1 汉 0.15 =1 1也P2 =NB 3.5空 i = 29疋 3.5< D 丿 2<22 0.15|X0.4587 pa2892.1 °21460 paP = 1187 1460 1.15 =3044 pa计算表

37、明，管程和壳程压强降都能满足题设要求3.1.3核算总传热系数(1)管程对流传热系数Re =12989Cp =1.56 kj/(kg C)J =0.426叫 1 - 0.4262 =0.426 0.2791 -0.4260.393 =0.344 mpa s% =0.426 r 1 -0.426 2 =0.426 0.1251 -0.4260.144 =0.136W/ m2 CPri且3Q1.56 100.344 10 小4.00.1 36.二=0.023 Re：8 Pr4 = 0.0230136 129890'8 4.004 =709 W/ m2 C di0.015_ gp2?3r(2)

38、壳程对流传流系数%= 0.7251» d°AtA-0.675 W/ m2 C , g =9.81 m/s2 , r =2036.2 kj/kg=1.682 10pa s , nc2'=6.87 t = Qln1916.17 2叫九g P2 A? r% =0.725 =10056Jic do砂污垢热阻 Rs =1.7197 10，Ro =0.8598 10*(3)总传热系数1Ko 二1 ： o Rso Rdo dido : idi化工原理课程设计Ko703.8 -600600100% =17.3%1 100560.8598 10-4 1.7197 10-40.019

39、0.015 0.019 709 0.015 一 703.8333.2管路设计(1)塔顶蒸汽出口管径V=L D 二 R1D=11.17449.036 =106.6 kmol/hPMRT101.325 78.118.314273.1581-2.69kg/m3VM3600 匚106.6 78.113600 2.69-0.86m3/s常压，取 u = 15 m/s4 0.86 3.14 15= 0.27(2) 釜液排除管口3W =45.981 kmol/h , ' =984.7 kg/mWM3600 匚45.981112.5223600 984.7m3/s取u =0.5 m/s3.14 0.5

40、-0.062(3) 回流液管径L 二 RD =1.174 49.036 = 57.57 kmol/hLM360057.57 78.113600= 0.00154 0.0015.3.14 0.5(4)进料管径-0.062F =9 2. 2 49nol/hFM3600 I92.246 97.863600 917.7-0.0027m3/s取 u =1.5d =4Vs _4 0.0027二 u : 3.14 1.5=0.0 4 8 m4纟乂诊殳竽化工原理课程设计控制方案离心泵的流量控制控制泵的出口阀门开度（直接节流）控制原理：改变控制阀压降从而改变工作点，关小控制阀压降增加，流量下 降压头上升。特点：

41、控制阀安装在泵出口，可防止气缚和气蚀。节流装置安装在阀上游，有利于提高测量精度。通过控制泵出口阀来控制流量的方法如图i所示。当干扰 作用使被控变量（流量）发生变化偏离给定值时，控制器发出控制信号，阀门动 作，控制结果是流量回到设定值。#化工原理课程设计参考文献1 陈敏恒等化工原理（下册）北京：化学工业出版社，20002 时钧等主编.化学工程手册，上卷北京：化学工程出版社，19963 谭天恩，麦本熙，丁慧华编.化工原理（下册）第2版.北京：化学工业出版社， 19904 机械工程手册、化学工程手册编辑委员会编.机械工程手册（第12卷 通用设 备卷）第2版北京：机械工业出版社，1997 柴诚敬等.化工原理课程学习指导天津：天津大学出版社，2003刁玉玮，王立业，喻建良.化工设备机械基础