化工原理课程设计56414

1、天津大学2012级本科生化工原理课程设计化工原理课程设计报告精馏塔设计学院专业班级学号姓名指导教师目 录苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务3一设计题目3二操作条件3三塔设备型式3四工作日3五厂址3六设计内容3设计方案4一工艺流程4二操作压力4三进料热状态.4四加热方式.4精馏塔工艺计算书5一全塔的物料衡算5二理论塔板数的确定5三实际塔板数的确定7四精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算8五塔体工艺尺寸设计10六塔板工艺尺寸设计12七塔板流体力学检验14八塔板负荷性能图17九接管尺寸计算. 19十附属设备计算21设计结果一览表24设计总结26参考文献26苯-氯苯精馏塔的工艺设计苯-氯苯分离过程精馏塔

2、设计任务一设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.6%的氯苯140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于0.1%。原料液中含氯苯为22%（以上均为质量%）。二操作条件1.塔顶压强 自选；2.进料热状况自选；3.回流比自选；4.塔底加热蒸汽压强 自选；5.单板压降不大于0.9kPa；三塔板类型板式塔或填料塔。四工作日每年300天，每天24小时连续运行。五厂址厂址为天津地区。六设计内容1.设计方案的确定及流程说明2. 精馏塔的物料衡算；3.塔板数的确定；4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；5.精馏塔主要工艺尺寸；6.精馏塔塔板的流体力学验算；7.精馏塔塔板负荷性能图；8.精馏塔

3、辅助设备选型与计算；9.设计结果概要或设计一览表；10.带控制点的生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图；11.设计总结和评述；设计方案的确定一、工艺流程苯和氯苯原料液经换热器由塔釜液预热至泡点连续进入精馏塔内，塔顶蒸气经塔顶冷凝器冷凝后，一部分馏分回流，一部分馏分作为产物连续采出；塔底液的一部分经塔釜再沸器气化后回到塔底，另一部分连续采出。塔顶设置全凝器，塔釜设置再沸器，进料及回流液的输送采用离心泵。本设计采用筛板塔，因其结构简单、易于加工、造价低廉，且具有处理能力大、塔板效率高、压降较低、适用于黏度不大的物系的分离等优点。二、操作压力精馏过程按操作压力可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。确定操

4、作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性的综合考虑。一般优先使用常压精馏，对热敏性物料或混合物泡点过高的物系，宜采用减压精馏。对于沸点低、在常压下为气态的物料，应在加压下进行精馏在本方案所涉及的浓度范围内，苯和氯苯的相对挥发度相差较大，易于分离，而且苯和氯苯在操作条件下均非热敏性物质，因此选用普通的常压精馏，并采取连续操作的方式。三、进料热状态进料热状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的关系。q值增加，则冷凝器负荷降低，再沸器负荷增加。对于低温精馏，采用较高q值更经济；对于高温精馏，当D/F值较大时，宜采用较小的q值；当D/F值较大时，宜采用q值较大的气

5、液混合物。本方案采用泡点进料。四、加热方式塔釜的加热方式通常分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。当塔底产物近于纯水且在浓度很低时溶液的相对挥发度仍较大时，可采用直接蒸汽加热。本方案采用间接蒸汽加热，塔釜设置再沸器。饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此本方案采用饱和水蒸气作为加热剂。精馏塔工艺计算书一、全塔的物料衡算苯的摩尔质量MB=78.11kg/kmol氯苯的摩尔质量MC=112.56kg/kmol进料及塔顶、塔底产品中苯的摩尔分数xF=0.7878.110.7878.11+0.22112.56=0.8363xD=0.99978.110.99978.11+0.001112.56=0.999

6、3xW=0.00478.110.00478.11+0.996112.56=0.0058进料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.8363×78.11+1-0.8363×112.56=83.75(kg/kmol)MD=0.9993×78.11+1-0.9993×112.56=78.13(kg/kmol)MW=0.0058×78.11+1-0.0058×112.56=112.36(kg/kmol)塔底产品量W=135000×103300×24×112.36=166.9(kmol/h)根据总物料衡算式F=D+

7、W及苯的物料衡算式FxF=DxD+WxW联立求得D=850.3kmol/hF=1017.2kmol/h二、理论塔板数的确定苯-氯苯属理想体系，采用图解法求理论板数。由手册查得不同温度下苯和氯苯的饱和蒸气压数据，根据xB=p-pC°pB°-pC°yB=pB°pxB查阅气象资料可知天津地区年平均气压为101.6kPa。计算塔顶压力pD=p天津+p表=101.6+4=105.6(kPa)对应的汽液平衡数据，绘制x-y图。图1 图解法求理论板数本工艺采用泡点进料，进料热状况q=1。q线与平衡曲线的交点坐标为xq = 0.836，yq = 0.961。最小回流比R

8、min=xD-yqyq-xq=0.307取操作回流比R=2Rmin=0.614精馏段气相及液相负荷L=RD=522.5kmol/hV=R+1D=1372.8kmol/h提馏段气相及液相负荷L'=L+qF=1539.6kmol/hV'=V-1-qF=V=1372.8kmol/h精馏段操作线方程y=LVx+DVxD=0.3806x+0.619提馏段操作线方程y=L'V'x-WV'xW=1.1216x-0.0007采用图解法求理论板数。求解结果为总理论板数NT = 16，其中精馏段理论板数NT,精 = 9，提馏段理论板数NT,提 = 6（不含再沸器），进料板位

9、置NF = 10。设全塔效率ET = 0.5，则精馏段实际板数N精 = 9 / 0.5 = 18，提馏段实际板数N提 = 6 / 0.5 = 12，总板数N = 18（不含再沸器）。三、实际塔板数的确定前已得出，塔顶压力pD=105.6kPa则塔底压力pW=105.6+30×0.9=132.6(kPa)由Antoine方程lgp°=A-Bt+C及泡点方程xB=p-pC°pB°-pC°通过试差法分别计算塔顶和塔底的温度（泡点）。计算得塔顶温度tD=81.47塔底温度tW=141.36则全塔平均温度t=(tD+tW)2=111.42由手册查得此温度

10、下苯的黏度B=0.217mPas氯苯的黏度C=0.282mPas。进料液的黏度=expxFlnB+1-xFlnC=0.227mPas相对挥发度=pB°pC°=242.756.6=4.29通过Oconnell法估算全塔效率ET'=0.49()-0.245=0.494该数值低于假设值，故通过迭代重新计算。最终得到满足精度要求的全塔效率值ET=0.495按此值计算得精馏段实际板数N精 = 19，提馏段实际板数N提 = 13，总板数N = 32（不含再沸器）。四、精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算1操作压力根据塔顶压力pD=105.6kPa及单板压降p=0.9kPa，可计

11、算进料板压力pF=105.6+19×0.9=122.7(kPa)及塔底压力pW=105.6+32×0.9=134.4(kPa)精馏段平均压力p=(105.6+122.7)2=114.2(kPa)提馏段平均压力p'=(122.7+134.4)2=128.5(kPa)2操作温度前已求得塔顶温度tD=81.47通过前文所述的泡点温度计算方法求取pF=122.7kPa下，对应的进料板泡点温度tF=91.21以及pW=134.4kPa下，对应的塔底泡点温度tW=141.89精馏段平均温度t=(81.47+91.21)2=86.34提馏段平均温度t'=(91.21+14

12、1.89)2=116.553平均摩尔质量塔顶y1=xD=0.999查平衡曲线得x1=0.997气相平均摩尔质量MDV=0.999×78.11+1-0.999×112.56=78.13(kgkmol)液相平均摩尔质量MDL=0.997×78.11+1-0.997×112.56=78.21(kgkmol)进料板由图解法已知第10块理论板为进料板。查平衡曲线得对应的气液相组成为y10=0.939x10=0.752气相平均摩尔质量MFV=0.939×78.11+1-0.939×112.56=80.21(kgkmol)液相平均摩尔质量MFL=0

13、.752×78.11+1-0.752×112.56=86.65(kgkmol)塔底xW=0.006查平衡曲线得yw=0.021气相平均摩尔质量MWV=0.021×78.11+1-0.021×112.56=111.84(kgkmol)液相平均摩尔质量MWL=0.006×78.11+1-0.006×112.56=112.36(kgkmol)精馏段平均摩尔质量MV=(78.13+80.21)2=79.17(kgkmol)ML=(78.21+86.65)2=82.43(kgkmol)提馏段平均摩尔质量MV'=(80.21+111.84

14、)2=96.02(kgkmol)ML'=(86.65+112.36)2=99.51(kgkmol)4密度精馏段气相平均密度V=pMVRT=114.2×79.178.314×(86.34+273.15)=3.02(kgm3)提馏段气相平均密度V'=p'MV'RT'=128.5×96.028.314×(116.55+273.15)=3.81由手册查得塔顶（tD=81.47）DB=810kgm3 𝑔4密度2.3999999999999999999999999999999999999999999999999

15、99999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999DC=1032kgm3则D=1(0.999810+0.001/1032)=810.2(kg/m3)进料板（tF=91.21）FB=801kgm3 𝑔4密度2.3101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010

16、1010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010FC=1022kgm3苯的质量分数F=0.752×78.110.752×78.11+0.248×112.56=0.678则F=1(0.678801+0.322/1022)=860.9(kg/m3)塔底（tW=141.89）WB=734kgm3 𝑔4密度2.3101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010

17、1010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010WC=966kgm3则W=1(0.004734+0.996/966)=964.8(kg/m3)精馏段液相平均密度L=(810.2+860.9)/2=835.5(kg/m3)提馏段液相平均密度L'=(860.9+964.8)/2=912.8(kg/m

18、3)5表面张力塔顶（tD=81.47）DB=21.2mNm 𝑔4密度2.31010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010DC=25.8 mN/m则D=0.999

19、15;21.2+0.001×25.8=21.2(mN/m)进料板（tF=91.21）FB=20.1mNm 𝑔4密度2.310101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101

20、01010FC=24.9 mN/m则F=0.752×20.1+0.248×24.9=21.29(mN/m)塔底（tW=141.89）WB=14.6mNm 𝑔4密度2.3101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010

21、1010101010101010101010101010101010WC=19.8 mN/m则W=0.006×14.6+0.999×19.8=19.77(mN/m)精馏段平均表面张力=(21.2+21.29)/2=21.24(mN/m)提馏段平均表面张力'=(21.29+19.77)/2=20.53(mN/m)五、塔体工艺尺寸设计1 塔径精馏段气液相流量分别为Vh=VMVV=1372.8×79.173.02=35943(m3/h)Vs=9.984m3/sLh=LMLL=522.5×82.43835.5=51.55(m3/h)Ls=0.01432m

22、3/sLhVh(LV)12=51.5535943(835.53.02)12=0.024取塔板间距HT=0.80m，板上液层高度hL=0.09m，则HT-hL=0.71m查Smith关联图得C20=0.146m，则负荷因子C=C20(20)0.2=0.146×(21.2420)0.2=0.148最大允许气速umax=CL-VV=0.148×835.5-3.023.02=2.45(m/s)取安全系数为0.6，则空塔气速u=0.6umax=0.6×2.45=1.47(m/s)D=4Vsu=4×9.9843.14×1.47=2.940(m)提馏段气液相

23、流量分别为Vh'=V'MV'V'=1372.8×96.023.81=34599(m3/h)Vs'=9.611m3/sLh'=L'ML'L'=1539.6×99.51912.8=167.84(m3/h)Ls'=0.04662m3/sLh'Vh'(L'V')12=167.8434599(912.83.81)12=0.075取塔板间距HT'=0.80m，板上液层高度hL'=0.10m，则HT'-hL'=0.70m查Smith关联图得C20

24、'=0.144，则负荷因子C'=C20'('20)0.2=0.144×(21.5320)0.2=0.145最大允许气速umax'=C'L'-V'V'=0.145×912.8-3.813.81=2.24(m/s)取安全系数为0.6，则空塔气速u'=0.6umax'=0.6×2.24=1.34(m/s)D'=4Vs'u'=4×9.6113.14×1.34=3.02(m)按标准塔径圆整，取D=3.2m。塔截面积为AT=D24=3.14

25、15;3.224=8.042(m2)精馏段实际空塔气速u=Vs/AT=9.984/8.042=1.24(m/s)提馏段实际空塔气速u'=Vs'/AT=9.611/8.042=1.20(m/s)2 塔高塔板间距HT取0.80m。塔顶空间高度HD取2倍塔板间距，即1.60m。塔底空间高度HB按下式计算。HB=h1+h2塔釜储液高度h1=WMW60W-V封头AT=166.9×112.36×30964.8×60-4.6118.042=0.635(m)其中，塔釜料液停留时间取30min，查手册可知DN 3200mm的封头容积为0.635m3。塔底页面至最下层

26、塔板间距h2取2.065m，则HB=3.2m全塔开6个人孔，分别位于塔顶、第7块板、第13块板、进料板、第26块板和塔釜，塔板间距HT=0.80m可保证足够的工作空间。塔的有效高度H=(N-2)HT+HF+HD+HB=(32-2)×0.8+1.2+1.6+3.2=30(m)六、塔板工艺尺寸设计1 溢流装置塔径为3.2m，故选用单溢流弓形降液管及凹形受液盘。精馏段取lW/D=0.65，则溢流堰堰长lW=0.65D=2.08m选用平直堰，Francis公式中液流收缩系数近似取E=1。堰上层液高度hOW=2.841000E(LhlW)2/3=2.841000×1×(51

27、,552.08)2/3=0.024(m)堰高度hW=hL-hOW=0.09-0.024=0.066(m)由lW/D=0.65查手册得到降液管宽度与塔径之比及降液管截面积与塔截面积之比Wd/D=0.128 Af/AT=0.073则Wd=0.410m Af=0.587m液体在降液管中的停留时间=3600AfHT/Lh=3600×0.587×0.8/51.55=32.8(s)>5s故降液管设计合理取液体通过降液板底隙的流速uc=0.2m/s，则底隙高度ho=Lh3600lWuc=51.553600×2.08×0.2=0.034(m)提馏段取lW'

28、/D=0.68，则溢流堰堰长lW'=0.68D=2.176m选用平直堰，Francis公式中液流收缩系数近似取E=1。堰上层液高度hOW'=2.841000E(Lh'lW')2/3=2.841000×1×(167.842.176)2/3=0.051(m)堰高度hW'=hL'-hOW'=0.01-0.051=0.049(m)由lW'/D=0.68查得Wd'/D=0.142 Af'/AT=0.084则Wd'=0.454m Af'=0.676m停留时间'=3600Af'

29、HT/Lh'=3600×0.676×0.8/167.8=11.6(s)>5s故降液管设计合理取液体通过降液板底隙的流速uc'=0.3m/s，则底隙高度ho'=Lh'3600lW'uc'=167.83600×2.176×0.3=0.071(m)2 板面组成因塔径较大，采用分块式塔板，塔板分为7块。安定区宽度取Ws=100mm，边缘区宽度取Wc=60mm。开孔区面积Aa用下式计算精馏段x=D2-(Wd+Ws)=3.22-(0.410+0.1)=1.09(m)r=D2-Wc=3.22-0.06=1.54(m

30、)Aa=2xr2-x2+r2180arcsinxr=2×1.09×1.542-1.092+3.14×1.5402180arcsin1.091.54=6.103m2同理，可算得提馏段x'=1.046mr'=1.54mAa'=5.904m23 筛孔设计选取厚度=4mm的碳钢塔板，筛孔直径d0=5mm。精馏段和提馏段的筛孔均按正三角形排列，取筛孔中心距t/d0=2.5=12.5mm。精馏段筛孔数目n=1.155Aat2=45115个开孔率=0.907(d0t)2=0.907×(0.0050.0125)2=14.51%气体通过阀孔的气速u

31、0=VsAa=9.9846.103×0.1451=11.27(m/s)同理可得提馏段n'=43645个'=14.51%u0'=11.22m/s七、塔板流体力学检验1 塔板压降塔板压降包括干板阻力、板上液层的有效阻力及液体表面张力引起的阻力。干板阻力由d0/=1.25查得流量系数C0=0.79。则精馏段干板阻力hc=0.051(u0C0)2(VL)=0.051×(11.270.79)2×3.024835.5=0.0376(m 液柱)同理，提馏段干板阻力hc'=0.0429 m液柱气体通过液层的阻力精馏段以塔截面面积与降液区面积之差为基

32、准计算的气体速度ua=VsAT-2Af=9.9848.024-2×0.587=1.454(m/s)气相动能因子Fa=uaV=1.4543.024=2.528kg1/2/(sm1/2)查手册得，充气系数=0.55，则板上液层的有效阻力hl=hL=0.55×0.09=0.0495(m 液柱)提馏段ua'=1.436 m/sFa'=2.803 kg1/2/(sm1/2)'=0.55hl'=0.055 m液柱液体表面张力引起的阻力精馏段h=4LLgd0=4×21.24835.5×9.81×0.005=0.0021(m 液

33、柱)提馏段h'=0.0018 m液柱由以上各项分别计算得精馏段和提馏段的塔板压降精馏段hp=0.0376+0.0495+0.0021=0.0892(m)p=0.0892×835.5×9.81=731(Pa)<0.9kPa提馏段hp'=0.0429+0.0550+0.0018=0.0997(m)p'=0.0997×912.8×9.81=893(Pa)<0.9kPa均满足设计任务书给定的要求2 漏液精馏段漏液点气速 u0,min=4.4C0(0.0056+0.13hL-h)L/V=4.4×0.79×(0

34、.0056+0.13×0.0495-0.0021)×835.5/3.024=7.13(m/s)实际孔速u0=11.27 m/s>u0,min稳定系数K=11.27/7.13=1.58>1.5提馏段漏液点气速u0,min'=6.97 m/s实际孔速u0'=11.22 m/s>u0,min'稳定系数K'=1.61>1.53 液沫夹带精馏段鼓泡层高度hf=2.5hl=2.5×0.09=0.225(m)根据Hunt关联式算得液沫夹带量eV=5.7×10-6L(uaHT-hf)3.2=5.7×10-

35、621.24×10-3×(1.450.8-0.225)3.2=0.00522(kg液/kg气)提馏段鼓泡层高度hf'=2.5hl'=2.5×0.1=0.25(m)液沫夹带量eV'=0.00599 kg液/kg气精馏段和提馏段液沫夹带量均位于允许范围内。4 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从关系式Hd(HT+hw)，苯-氯苯物系属一般物系，取安全系数=0.5。精馏段(HT+hw)=0.5×(0.8+0.066)=0.433(m)hd=0.153uc2=0.153×0.22=0.006(m 液柱)Hd=hp+

36、hL+hd=0.089+0.09+0.006=0.145(m 液柱)满足Hd(HT+hw)提馏段'(HT'+hw')=0.424(m)hd'=0.014(m 液柱)Hd'=0.169(m 液柱)满足Hd''(HT'+hw')故精馏段和提馏段均不会发生液泛。八、塔的负荷性能图1 漏液线Vs,min=4.4C0A00.0056+0.13×hw+2.841000E3600Lslw2/3-hL/V带入数据得，精馏段漏液线方程Vs,min=3.0783.34+14.7Ls2/3提馏段漏液线方程Vs,min'=3.0

37、782.414+12.37Ls2/32 液沫夹带线以eV=0.1为限，由eV=5.7×10-6LuaHT-hf3.2=0.1hf=2.5(hw+how)hOW=2.841000E(3600Lslw)2/3以上各式联立求得精馏段液沫夹带线方程Vs=25.58-41.21Ls2/3提馏段液沫夹带线方程Vs'=38.8-41.82Ls'2/33 液泛线由Hd=(HT+hw)Hd=hp+hL+hdhp=hc+hl+hhl=hLhL=hw+how以上各式联立，得精馏段液泛线方程Vs=877.58-79182Ls2-1683.2Ls2/3提馏段液泛线方程Vs'=751.3

38、4-13637Ls'2-1325.5Ls'2/34 液相负荷下线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准，即hOW=2.841000E(3600Lslw)2/3=0.006(m)精馏段Ls,min=0.001 774 (m3/s)提馏段Ls,min'=0.001 856 (m3/s)图2 精馏段负荷性能图5 液相负荷上线精馏段和提馏段液体在降液管中停留时间的下限分别取10s和8s，由Ls=AfHT可得，精馏段Ls,max=0.046 96 (m3/s)提馏段Ls,max'=0.067 6 (m3/s)由上述五条线可分别作出精馏段和提馏段

39、的负荷性能图。图3 提馏段负荷性能图九、 接管尺寸计算1 进料管道进料体积流量qV=FMFF=1017.2×83.75860.9=98.96(m3/h)利用泵输送料液，取液体流速u=2m/s则管径d=4qVu=4×98.963.14×2=1.1323(m)选用133mm×4mm的无缝钢管，实际流速u=4qVd2=4×98.963.14×0.1252×3600=2.24(m/s)2 塔顶回流液管道塔顶回流液体积流量qV=LMDLD=522.5×78.13810.2=50.44(m3/h)利用泵输送回流液，取液体流速u

40、=1.8m/s则管径d=4qVu=4×50.443.14×1.8=0.0996(m)选用108mm×4mm的无缝钢管，实际流速u=4qVd2=4×50.443.14×0.12×3600=1.78(m/s)3 塔底料液排出管道塔底产品体积流量qV=L'MWW=1539.6×112.36964.8=179.3(m3/h)取液体流速u=0.8m/s则管径d=4qVu=4×179.33.14×0.8=0.2816(m)选用325mm×8mm的无缝钢管，实际流速u=4qVd2=4×179

41、.33.14×0.3092×3600=0.664(m/s)4 塔顶蒸气出口管道塔顶蒸气体积流量qV=VMDVDV=1372.8×78.132.799=3.833×104(m3/h)取气体流速u=30m/s则管径d=4qVu=4×3.833×1043.14×30=0.6722(m)选用630mm×9mm的无缝钢管，实际流速u=4qVd2=4×3.833×1043.14×0.6122×3600=36.2(m/s)5 塔底蒸气进口管道塔底蒸气体积流量qV=V'MWVWV=1

42、372.8×111.844.356=3.525×104(m3/h)取气体流速u=30m/s则管径d=4qVu=4×3.525×1043.14×30=0.6446(m)选用630mm×9mm的无缝钢管，实际流速u=4qVd2=4×3.525×1043.14×0.6122×3600=33.3(m/s)十、辅助设备计算1 原料预热器将20的原料液预热至泡点温度（91.2），加热介质采用113饱和水蒸汽（0.16MPa），冷凝液在饱和温度下流出。选定原料液走管程，加热蒸汽走壳程。壳程加热蒸汽定性温度Tm

43、=120管程流体定性温度tm=55.6根据定性温度查取有关物性数据。水的汽化潜热r0=2224.2kJ/kg水蒸气的密度=0.83kg/m3苯及氯苯的恒压热容CpB=1.84kJ/(kg)CpC=1.40kJ/(kg)则原料液的恒压热容Cpi=1.84×0.78+1.40×0.22=1.74kJ/(kg)原料液的质量流量qmi=FMF=85188kg/h则热流量为Q0=qmiCpiti=1.055×106kJ/h=2.932MW平均传热温差tm=t1-t2lnt1t2=49.1加热蒸汽用量qm0=Q0r0=4745kg/h设总传热系数K=1000W/(m2)传热面

44、积A'=QiKtm=59.7m2考虑15%面积裕度，则A=68.7m2选用25mm×2.5mm碳钢换热管，取管内流速ui=0.6m/s单管程换热管数ns=4qVidi2ui=145.8根146根所需换热管长度为L=Adons=5.990m圆整为6m。可按单管程设计，换热管数N=146根2 回流冷凝器塔顶蒸气为81.5的饱和蒸汽，冷却水进出口温度分别设为20和30。冷却水走管程，塔顶蒸气走壳程。壳程蒸汽定性温度Tm=81.5管程流体定性温度tm=25根据定性温度查取有关物性数据。冷却水的比热Cpi=4.08kJ/(kg)苯及氯苯的蒸发潜热rB=392.05kJ/kgrC=337

45、.31kJ/kg则塔顶蒸气的蒸发潜热rm=392.05×0.999+337.31×0.001=392.00kJ/kg蒸气的质量流量qm0=VMDV=1.073×105kg/h则热流量为Q0=qm0rm=4.205×107kJ/h=11.68MW平均传热温差tm=t1-t2lnt1t2=56.3冷却水用量qmi=Q0Cpiti=1.031×106kg/h设总传热系数K=800W/(m2)传热面积A'=QiKtm=259.2m2考虑15%面积裕度，则A=2928.1m2选用25mm×2.5mm碳钢换热管，取管内流速ui=1.3m/

46、s单管程换热管数ns=4qVidi2ui=937.2根938根所需换热管长度为L=Adons=4.046m圆整为4.5m。采用单管程结构，换热管数N=938根3 塔釜再沸器塔釜液温度141.8，采用158.7的饱和蒸汽加热（0.6MPa）。根据温度查取有关物化性质。水的汽化潜热r0=2091.1kJ/kg水蒸气的密度=3.1686kg/m3苯及氯苯的蒸发潜热rB=343.87kJ/kgrC=307.29kJ/kg则塔顶蒸气的蒸发潜热ri=343.87×0.004+307.29×0.996=307.43kJ/kg釜液质量流量qmb=V'Mw=1.318×105kg/h热流量Q=qmbri=4.053×107kJ/h=11.26MW设总传热系数K=900W/(m2)传热面积A=QKtm=744.1m2拟用25mm×2.5mm碳钢换热管，管长L=6m，则换热管数N=AdoL=744.13.1416×0.025×6=1579根设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提馏段精馏塔平均温度t86.3116.5平均压力pkPa114.2128.5气相