苯-乙苯精馏塔与主要附属设备选型设计

新疆工程学院毕业设计（论文）201x届题目苯-乙苯精馏塔与主要附属设备选型设计专业学生姓名学号小组成员指导教师完成日期新疆工程学院教务处印制新疆工程学院毕业设计（论文）任务书班级：专业：姓名：日期：1、设计（论文）题目：苯-乙苯精馏塔与主要附属设备选型设计2、设计（论文）要求：（1）学生应在教师指导下按时完成所规定的内容和工作量，独立完成。（2）选题有一定的理论意义与实践价值，必须与所学专业相关。（3）设计任务明确，思路清晰。（4）设计方案的分析论证，原理综述，方案方法的拟定及依据充分可靠。（5）格式规范，严格按系部制定的设计格式模板调整格式。（6）所有学生必须在规定时间交论文初稿。3、设计（论文）日期：任务下达日期完成日期4、指导教师签字：新疆工程学院毕业设计（论文）成绩评定报告序号评分指标具体要求分数范围得分1学习态度努力学习，遵守纪律，作风严谨务实，按期完成规定的任务。0—10分2能力与质量调研论证能独立查阅文献资料及从事其它形式的调研，能较好地理解设计任务并提出实施方案，有分析整理各类信息并从中获取新知识的能力。0—15分综合能力设计能运用所学知识和技能，有一定见解和实用价值。0—25分设计（论文）质量计算准确可靠有依据、分析逻辑清晰、正确合理，0—20分3工作量内容充实，工作饱满，符合规定字数要求。绘图(表)符合要求。0—15分4撰写质量结构严谨，文字通顺，用语符合技术规范，图表清楚，字迹工整，书写格式规范，0—15分合计0—100分评语：成绩：评阅人（签名）：日期：毕业设计（论文）答辩及综合成绩答辩情况自述情况提出问题回答问题答辩小组评语及建议成绩：答辩委员会综合成绩：答辩委员会主任签字：年月日苯-乙苯精馏塔及主要附属设备选型设计学号：2010252070姓名:许佳（新疆工程学院，乌鲁木齐830091）摘要：精馏的本质是利用不同物质的挥发度不同，通过多次汽化、多次冷凝的精馏过程而达到物质分离的单元操作过程，而多次汽化所需的能量即通过再沸器提供的，这就是再沸器的作用。再沸器是一种换热器，通常采用热虹吸式换热器，也是一种列管式换热器，在生产企业中占有较重要的地位，它直接影响产品的质量和产量。本设计针对苯-乙苯的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。此外对塔底再沸器进行选型设计。主要介绍了再沸器的设计工作以及它在生产过程中处于的地位和作用，它是精馏塔不可或缺的一部分，它提供给精馏塔多次汽化所需的能量，它与冷凝器等都是换热设备。关键字：筛板塔，精馏，再沸器设计任务书（一）设计题目某化工厂拟采用一板式塔分离苯-乙苯混合液。已知：生产能力为年产吨的乙苯产品；进精馏塔的料液含乙苯%（质量分数，下同），其余为苯；塔顶的乙苯含量不得高于%；残液中氯苯含量不得低于%；1）原料预热器选型：料液初始温度为,用流量为52070kg/h，温度为的中压热水加热至沸点进料。2）塔底再沸器选型：流量为,温度为℃的中压热水加热。3）塔顶冷凝器选型：塔顶冷凝器冷却水进口温度为30℃，出口温度为50℃。试根据工艺要求进行：（1）板式精馏塔的工艺设计；（2）原料预热器、再沸器、冷凝器的选型设计。（二）操作条件1.塔顶压强（表压）；2.进料热状况，泡点进料；3.回流比，；4.塔釜加热蒸汽压力（表压）；5.单板压降不大；（三）塔板类型板式塔（四）工作日年工作日天，每天小时连续运行。（五）设计内容1.设计方案的确定及工艺流程的说明；2.塔的工艺计算；3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4.塔内流体力学性能的设计计算；5.塔板负荷性能图的绘制；6.塔的工艺计算结果汇总一览表；7.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；8.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。

目录1前言 12精馏塔的物料衡算 32.1主要基础数据 32.2物料衡算 32.3相对挥发度求取 52.4回流比求取 62.5理论塔板数求取 73精馏塔的塔体工艺尺寸计算 123.1塔径的计算 123.2精馏塔有效高度的计算 154塔板主要工艺尺寸的计算 154.1精馏段和提馏段溢流装置计算 154.2溢流堰高度 154.3塔板布置 175筛板的流体力学验算 185.1塔板压降 185.2液面落差 205.3液沫夹带 205.4漏液的验算 215.5液泛的验算 215.6漏液 225.7液沫夹带线 235.8液相负荷下限线 255.9液相负荷上限线 255.10液泛线 255.11负荷性能图 275.12所设计筛板的主要结果汇总 286塔底再沸器设计及热量衡算 296.1确定流体流动空间 296.2计算热负荷 296.3计算有效平均温差 296.4.选取经验传热系数K值 306.5估算换热面积 306.6初选换热器规格 306.7核算总传热系数 306.8计算压强降 327原料液预热器的计算 327.1试算并初选换热器规格 327.2计算热负荷Q 347.3计算两流体的平均温度差，并确定壳程数 357.4初步选择换热器规格 357.5核算总传热系数K04 357.6计算压强降 377.7换热器主要结构尺寸 388冷凝器的计算 418.1确定流体流动空间 418.2计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 418.3计算热负荷 428.4计算有效平均温度差 428.5选取经验传热系数K值 428.6估算换热面积 428.7初选换热器规格 428.8核算总传热系数 438.9计算压强降 449精馏塔的设计计算结果汇总一览表 469.1筛板塔的主要结果汇总 469.2再沸器工艺设计计算结果汇总表 4710附属设备 4910.1接管 4910.2筒体与封头 5010.3群座 5010.4吊柱 5110.5人孔 5110.6塔总体高度的设计 5210.7结论 52总结 53参考文献 54致谢 55附录 56符号说明 56化学工程系毕业设计PAGE1前言本设计任务为分离苯-乙苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用过冷液进料，将原料也通过预热器加热至温度后送入精馏塔内。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，其余部分经铲平冷却后送至储罐。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 全凝器回流出料苯—乙苯混合物 再沸器塔釜出料图1-1精馏的流程图

流程文字示意图

：

冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→乙苯

↑↓回流

原料→原料罐→原料预热器→精馏塔

↑回流↓

再沸器←

→

塔底产品冷却器→苯的储罐→乙苯

2精馏塔的物料衡算2.1主要基础数据表2-1苯和乙苯在某些温度下的粘度(mpa·s)t/℃020406080100120140μL苯0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184μL乙苯0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226表2-2苯和乙苯的液相密度ρL（kg/m3）t/℃20406080100120140ρL苯877．4857．3836．6815．0792．5768．9744．1ρL乙苯867．7849．8831．8813．6795．2776．2756．7表2-3体气化热г（kj/kg）t/℃20406080100120140г苯431．1420．0407.7394.1379.3363.2345.5г乙苯399.6390.1380.3370.0359.3347.9335.9表2-4不同塔径的板间距塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距Ht/mm200-300250-350300-450350-600400-600表2-5苯和乙苯的物理性质项目分子式分子量kg/mol沸点临界温度临界压强pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC6H5C2H5106.16136.2348.574307.72.2物料衡算已知：进料中含苯0.6（质量分数）塔顶中含苯0.98（质量分数）塔釜中含苯0.02（质量分数）由表五得：=78.11kg/mol=106.16kg/mol原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量料液及塔顶产品的摩尔流率原料年生产能力52070吨，一年给300天，一天24小时计，有：全塔物料衡算：有上式可得：物料衡算结果如表2-6所示。表2-6物料衡算结果塔顶D塔底W进料F摩尔流量()139.5168.09207.6摩尔分数（%）0.9850.0270.671物料气液平衡关系如表2-7所示。表2-7气液平衡关系序号T,K1409.330.00000.00002408.460.00900.03303407.690.01700.05904406.080.03000.10605393.140.16500.45806382.800.30200.66407375.010.43800.78508367.100.60100.87909361.160.75300.937010356.100.90200.979011354.770.94500.989012354.240.96600.993013353.231.00001.0000操作温度计算塔顶温度：进料板温度塔底温度精馏段平均温度提馏段平均温度塔内各处温度求解结果如表2-8所示。表2-8温度求解结果t/组分塔顶/塔顶塔釜进料精馏段提馏段苯80.5080.82133.3091.2186.015112.2552.3相对挥发度求取安托尼常数如表2-9所示。表2-9塔组分安托尼常数（属于化工热力学）组分ABC苯15.90082788.51-52.36乙苯16.01953279.47-59.95安托尼蒸汽压方程式（属于化工热力学）可得：塔顶塔釜所以塔顶：塔釜：全塔相对挥发度：故气液相平衡关系：2.4回流比求取进料为泡点进料：=1最小回流比实际回流比精馏塔气液相负荷精馏段操作线方程为=0.375+0.615(4)提馏段操作线方程=1.303－0.305(5)联立方程式(4)和(5)可求得：逐板法求理论理论塔板数所用方程汇总见表2-10。表2-10方程汇总序号名称方程1相平衡关系2精馏操作3提馏操作2.5理论塔板数求取用逐板法求理论塔板数第一块板（全凝器）塔顶有全凝器，则。故由相平衡关系得：解得：第二块板有精馏操作方程式可得：=0.963：=0.963可得：第三块板有精馏操作方程式可得：=0.929：=0.91可得：第四块板有精馏操作方程式可得：=0.885：=0.885可得：可得：<0.671所以可得第四块板为理论进料板,即以下试提馏段.第五块板有提馏操作方程式可得：=0.436：=0.436可得：第六块板有提馏操作方程式可得：=-0.196：=-0.196可得：<0.027蒸汽组成123456Y0.9850.9630.9290.8850.436-0.107X0.9280.8360.7190.601<xF0.152-0.019<xw2.6精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算取每层塔板压降塔顶操作压力进料板压力塔底压力精馏段平均压力提馏段平均压力塔内各处压力求解结果如表2-11所示。表2-11压力结果表组分塔顶进料塔底精馏段提馏段苯105.3107.4108.8106.35108.10平均摩尔质量计算如表2-12所示。表2-12平均摩尔质量组分塔顶D进料F塔底W0.9850.6710.0270.9970.9120.124塔顶平均摩尔质量计算：进料板平均摩尔质量计算：塔底平均摩尔质量计算：精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量2.6.3.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即精馏段气相平均密度为：提馏段气相平均密度为：2.6.3.2液相平均密度计算表2-13液相密度kg/m3t/℃20406080100120140苯877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1乙苯867.7849.8831.8813.6795.2776.2756.7液相平均密度依下式计算.即塔顶液相平均密度的计算由，由表2.12和表2.13数据可求得进料板液相平均密度的计算由，由表2.12和表2.13数据可求得进料板液相质量分率=3\*GB3③塔底液相平均密度的计算由由表2.12和表2.13数据可求得塔底液相质量分率精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为2.6.3.3液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即表2-14表面张力/mt/℃20406080100120140苯28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯29.327.1425.0122.9220.8518.8116.821．塔顶液相平均表面张力的计算由得2．进料板液相平均表面张力的计算由得3．塔底液相平均表面张力的计算由得4．精馏段液相平均表面力为5．提馏段液相平均表面力为2.6.3.4液体平均粘度计算各温度下纯液体的粘度见表2-1。液相平均粘度依下式计算，即1、塔顶液相平均粘度的计算查表2.12，表2.1得：由得解出2、进料板液相平均粘度的计算由得解出3、塔底液相平均粘度的计算由得解出精馏段液相平均粘度提馏段液相平均粘度各温度下混合溶液的物性参数见下表2-15—2-18。表2-15t=80.5下混合溶液的物性参数105.378.53178.194814.4221.230.3073表2-16下混合溶液的物性参数107.487.33880.969802.6920.520.292表2-17下混合溶液的物性参数108.8105.40102.682762.9317.380.231表2-19精馏段与提馏段混合溶液的物性参数阶段精馏106.3582.92679.559808.562.82220.880.300提馏108.1096.36991.826782.963.08618.950.262全塔效应的计算由表2.9可得：精馏段：=85.86查表得：提馏段：=112.26查表得：3精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率提馏段的气、液相体积流率为精馏段：由精馏段：由式中由式计算，其中的C20由史密斯关联图查取，图的横坐标为塔径与塔板间距的关系如表2-4所示。取塔板间距，板上液层高度则图3-1史密斯关联图查图3-1得安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关，对不易发泡的物系可采用较高的安全系数。板式塔安全系数在(0.6-0.8)之间，本设计取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为提馏段由其中的由图3-1史密斯关联图图查取，图的横坐标为：取塔板间距，板上液层高度，则则空塔气速为按标准塔径圆整后为由于提馏段的塔径大于精馏段的塔径，而在设计塔的塔径时以大的塔径为准，因此，取塔径为则塔截面积为精馏段实际空塔气速为提馏段实际空塔气速为3.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为。故精馏塔的有效高度为4塔板主要工艺尺寸的计算4.1精馏段和提馏段溢流装置计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长取4.2溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度由式计算，即精馏段为近似取，则取板上清夜高度提馏段为近似取，则取板上清夜高度故弓形降液管宽度和截面积由弓形降液管参数图如下图4-1所示。图4-1弓形降液管参数图查图4.1可得故依式验算液体在降液管中停留时间，即精馏段的停留时间为故降液管设计合理。降液管底缝高度取则精馏段降液管底隙高度为故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。4.3塔板布置塔板的分块见表4-1。表4-1塔板的分块塔径/mm800~12001400~16001800~20002200~2400塔板分块数3456因，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为5块。边缘区宽度确定边缘区宽度：一般为50~75mm，D>2m时，可取100mm；安定区宽度：规定D<1.5m时=75mm；D>1.5m时可取100mm。取开空区面积计算开空区面积Aa下式计算，即其中：故筛孔计算及其排列选用=3mm的合金板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距（筛孔布置如下图4-2）图4-2塔板筛孔布置图筛孔数目为开孔率为则精馏段气体通过阀孔的气速为提馏段气体通过阀孔的气速为5筛板的流体力学验算5.1塔板压降干板阻力hc计算干板阻力由公式计算，即由，干筛孔的流量系数见图5-1所示。图5-1干筛孔的流量系数查图5.1得，故精馏段干板阻力为气体通过液层的阻力h1的计算精馏段气体通过液层的阻力由式计算，即充气系数关联图见图5-2所示。图5-2充气系数关联图查图5.2可得：β=0.623。故提馏段气体通过液层的阻力由下式计算，即㎏1/2/(s·m1/2)查图5.2可得β=0.623故液柱液体表面张力的阻力的计算精馏段液体表面张力所产生的阻力由式计算，即液体表面张力的阻力的计算精馏段液体表面张力所产生的阻力由式计算，即液柱通过每层塔板液体的液柱高度hp可按下式计算，即液柱提馏段液体表面张力所产生的阻力hσ由式计算，即液柱通过每层塔板液体的液柱高度hp可按下式计算，即液柱气体通过每层塔板的压降为5.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。5.3液沫夹带精馏段液沫夹带量由下式计算，即故㎏液/㎏气<0.1㎏液/㎏气提馏段液沫夹带量由式计算，即m故㎏液/㎏气<0.1㎏液/㎏气故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。5.4漏液的验算对筛板塔，精馏段漏液点气速可由式计算，即实际孔速稳定系数为提馏段漏液点气速u0，min可由式计算，即实际孔速稳定系数为故本设计中无明显漏液。5.5液泛的验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从式取，则精馏段提馏段而板上不设进口堰，可由式计算，即精馏段液柱液柱提馏段液柱液柱故在本设计中不会发生液泛现象。由得：整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表5-1。表5-1精馏段漏液线数据Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s1.0771.0991.1281.151由上表数据即可作出精馏段漏液线1。整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表5-2。表5-2提馏段漏液线数据Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s0.9140.9380.9670.991由上表数据即可作出提馏段漏液线1。以为限，求关系如下：由故整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表5-3。表5-3精馏段液沫夹带线数据Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045，m3/s2.6422.5712.4802.403由上表数据即可作出精馏段液沫夹带线2。以为限，求关系如下：由故:整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表5-4。表5-4提馏段液沫夹带线数据Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s2.722.6572.572.502由上表数据即可作出提馏段液沫夹带线2。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。由下式得取E=1，则精馏段和提馏段液相负荷下限线据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。以θ=4s，作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式得故精馏段和提馏段液相负荷上限线为据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。令由联立得忽略，将与，与Ls，与的关系式代入上式，并整理得式中将有关的数据代入，得故或在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表5-5。表5-5精馏段液泛线数据Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s3.93823.89713.83463.7777由上表数据即可作出精馏段液泛线5。将有关的数据代入，得故或在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表5-6。表5-6提馏段液泛线数据Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s3.70003.65783.60003.5467由上表数据即可作出提馏段液泛线5。图5-3精馏段负荷性能图在负荷性能图上，作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由负荷性能图查得=2.495/s=0.730m3/s故操作弹性为根据以上提馏段各线方程，可作出筛板塔提馏段的负荷性能图。精馏段负荷性能图如下图5-4所示。图5-4提馏段负荷性能图在负荷性能图上，作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由负荷性能图查得=2.20m3/s=0.25m3/s故操作弹性为6塔底再沸器设计及热量衡算6.1确定流体流动空间乙苯列管式再沸器的设计，本设计的工艺计算如下：此为一侧流体为恒温的列管式换热器的设计，苯和乙苯混合液体走管程，中压热水走壳程。6.2计算热负荷水为热流体，苯和乙苯混合液体为冷流体水的质量流量混合液体的质量乙苯的汽化潜热苯的汽化潜热所以混合液体的汽化潜热所以热量6.3计算有效平均温差水的比热容由得 选固定管板式换热器两流体在定性温度下的物性数据如下表6-1所示。表6-1两流体在定性温度下的物性数据流体物性温度℃密度kg/m3粘度mPa·s比热容kJ/(kg·℃)导热系数W/(m·℃)乙苯133.30783.920.2331.550.14水150921.550.1944.180.6846.4.选取经验传热系数K值根据中压热水走壳程，乙苯走管程，总传热系数。暂取6.5估算换热面积6.6初选换热器规格立式固定管板式换热器的规格如下公称直径…………公称换热面积……管程数p…………管数………………管长………………管子直径……………管子排列方式………正三角形6.7核算总传热系数管程流通面积：管内乙苯流速：因为，所以为湍流因为立式管壳式换热器，可按水在垂直管外冷凝的计算公式假设液膜为湍流则检验假设是否正确（湍流）表明假设正确中压热水的污垢热阻混合液体的污垢热阻所选换热器的安全系数为传热面积有的裕度再沸器的热流量变化相对较大，故再沸器的裕度大些为宜，一般可在30﹪左右，表明该换热器的传热面积裕度符合要求。6.8计算压强降（Ft结垢校正系数，管程数）取碳钢的管壁粗糙度为0.15mm，则，而，查图得摩擦阻力系数，取 壳程为恒温恒压蒸汽冷凝，可忽略压降。由此可知，所选立式固定管板式换热器换热器是合适的。7原料液预热器的计算7.1试算并初选换热器规格根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷Q，然后估算预热器的换热面积A，最后按换热器的设计计算程序执行。两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较大，并易结垢，且苯乙苯的粘度大于热水的，故选择热水走换热器的管程。7.1.2确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管式换热器的形式被加热物质为乙醇水，入口温度为30℃,出口温度为158℃。加热介质为中压热水，入口温度为，出口温度为（由热量衡算①式得到,为150℃）加热水的定性温度：苯乙苯的定性温度：两流体的温差：℃由于两流体温差大于70℃，故选用浮头式列管换热器,而且需要补偿圈。 浮头式换热器两端的管板，一端不与壳体相连，该端称浮头。管子受热时，管束连同浮头可以沿轴向自由伸缩，完全消除了温差应力。在凹型和梯型凹槽之间钻孔并套丝或焊设多个螺杆均布，设浮头法兰为凸型和梯型凸台双密封，分程隔板与梯型凸台相通并位于同一端面的宽面法兰，且凸型和梯型凸台及分程隔板分别与浮头管板凹型和梯型凹槽及分程凹槽相对应匹配，该浮头法兰与无折边球面封头组配焊接为浮头盖，其法兰螺孔与浮头管板的丝孔或螺杆相组配，用螺栓或螺帽紧固压紧浮头管板凹型和梯型凹槽及分程凹槽及其垫片，该结构必要时可适当加大浮头管板的厚度和直径及圆筒的内径，同时相应变更加大相关零部件的尺寸；另配置一无外力辅助钢圈，其圈体内径大于浮头管板外径，钢圈一端设法兰与外头盖侧法兰内侧面凹型或梯型密封面连接并密封，另一端设法兰或其他结构与浮头管板原凹型槽及其垫片或外圆密封。浮头式换热器的一端管板固定在壳体与管箱之间，另一端管板可以在壳体内自由移动，这个特点在现场能看出来。这种换热器壳体和管束的热膨胀是自由的，管束可以抽出，便于清洗管间和管内。其缺点是结构复杂，造价高（比固定管板高20%），在运行中浮头处发生泄漏，不易检查处理。浮头式换热器（图7-1）适用于壳体和管束温差较大或壳程介质易结垢的条件。图7-1浮头式换热器有公式lgμLm=∑xilgμi得到原料比热容进料黏度：查手册[2]得求得在原料的定性温度下有公式：两流体在定性温度下的物性数据见表7-1。表7-1两流体在定性温度下的物性数据物性流体苯乙苯60.61835.940.42.000.14水1569100.1874.1790.6727.2计算热负荷Q按管内苯氯苯计算,即若忽略换热器的热损失，可由热量衡算求得,即①7.3计算两流体的平均温度差，并确定壳程数逆流逆流温差℃由R和P查图……得温度校正系数为，所以校正后的温度为又因，故可选用单壳程的列管式换热器。7.4初步选择换热器规格根据管内为水，管外为有机液体，K值范围为570～1140K=600故初选浮头式换热器规格尺寸如下：外壳直径 管排方式——正方形45度角形排列管程流通面积S公称压力P2.5Mpa管数n32管程数2管长L3m管尺寸φ25×2.5mm（不锈钢管）中心距32mm公称面积Sm2换热器的实际传热面积采用此换热面积的换热器，则要求换热过程的总传热系数为：℃7.5核算总传热系数K04因为,管中水的质量流量为，则水的体积流量为＞因为水是被冷却流体，所以：计算壳程对流传热系数初选用缺口高度为25﹪的弓形挡板，取折流板间距为，故折流板数目换热器中心附近管排中流体流通截面积为式中h——折流挡板间距，取t——管中心距，对于的管中心距为。苯氯苯的质量流量为，则苯氯苯的体积流量为由于换热器为单壳程，所以苯乙苯的流速为：由于管为三角形排列，则有在壳程中流动的雷诺数为因为在苯氯苯范围内，故可采用凯恩(Kern)法求算，即由于液体被加热取1.05，所以(自来水)(苯氯苯）管壁热阻可忽略时，总传热系数为：选用该换热器时，要求过程的总传热系数为600，在传热任务所规定的流动条件下，计算出的=930.30，所选择的换热器的安全系数为：％则该换热器传热面积的裕度符合要求。7.6计算压强降前已算出：取不锈钢管壁的粗糙度，则由摩擦系数图查得所以对于的管子，有且由于所以管子为正方形排列，则取F=0.5折流挡板间距折流板数：所以从上面计算可知，、﹤该换热器管程与壳程的压强降均满足题设要求，故所选换热器合适。最后选定固定板式换热器规格尺寸如下：外壳直径 管排方式——正方形排列管程流通面积S公称压力P2.5Mpa管数n32管程数2管长L3m管尺寸φ25×2.5mm（不锈钢管）中心距32mm公称面积Sm27.7换热器主要结构尺寸排列考虑到流体的流速，选用规格的管子。我国换热器系列中，固定管板式多采用正方形排列，它的优点有：管板的强度高；流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高；相同壳程内可排列更多的管子。所以选择正方形。管程数可按下式计算，即式中——管程内流体的适宜速度，m/s；——单管程时管内流体的实际速度，m/s。取（参考《化工原理》上册）水的流量为=14.46，对于φ25×的管子，求得所以选用2管程。在单壳程中，由R和P查得温度校正系数为大于0.8，所以采用单壳程。初步设计中可用下式计算壳体的内径，即式中其中则按照此方法计算得到的壳内径应圆整，标准尺寸如下表7-2：表7-2壳体圆整表壳体外径/mm325400，500，600，700800，900，10001100，1200最小壁厚/mm8101214所以取。且壳体的最小壁厚为8折流挡板的主要作用是引导壳程流体反复的改变方向做错流流动，以加大壳程流体流速和湍动速度，致使壳程对流传热系数提高。常用的折流板有：弓形折流板和盘形折流板两种。生产上常用弓形折流板，它的结构简单，流动中死角较少，为取得较好的传热效果，折流板缺口大小必须适当，弓形缺口过大或过小都会产生流动死区，在满足工艺要求的前提下应使折流板间距最小。选择水平圆缺形折流板即弓形折流板，因为，切去的弓形高度为外壳内径的25.0%（圆缺率的范围一般为15%～45%），﹪。折流板的间距，在允许的压力损失范围内希望尽可能小。一般推荐折流板间隔最小值为壳内径的1/5或者不小于50mm。折流板间距取h=200mm。折流板的最大无支撑间距如表7-3所示：表7-3换热管外径与折流板的最大无支撑间距关系表换热管外径（mm）141619253238最大无支撑间距(mm)110013001500185022002500折流板的厚度可由下表7-4得出：(参考文献：化工设备设计手册朱有庭等主编)表7-4折流板的厚度对应表公称直径DN（mm）换热管无支撑跨距<300300～600600～900900～12001200～15001500折流板的最小厚度(mm)<40034581010400～700456101012700～900568101216900～15006810121616所以取值为12mm7.7.5.1封头封头有方形和圆形两种，方形用于直径小（一般小于400mm）的壳体，圆形用于大直径的壳体。壳径为325mm，选用圆形封。7.7.5.2缓冲挡板它可防止进口流体直接冲击管束而造成管子的侵蚀和管束振动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。7.7.5.3放气孔、排液孔换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝气体和冷凝液等。7.7.5.4接管换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即式中——流体的体积流量，——流体在接管中的流速，m/s。流速的经验值可取为对流体u=1～2m/s取液体流速=1.5m/s，热水进出口接管的内径苯氯苯进出口接管的内径7.7.5.5假管为减少管程分程所引起的中间穿流的影响，可设置假管。假管的表面形状为两端堵死的管子，安置于分程隔板槽背面两管板之间但不穿过管板，可与折流斑焊接以便固定。假管通常是每隔3～4排换热管安置1根。8.7.5.6拉杆和定距管为了使折流板能牢固地保持在一定的位置上，通常采用拉杆和定距管固定在管板上。一般换热管外径为19mm时,拉杆直径为12mm;换热管直径为25mm时,拉杆直径为16mm。壳体直径大于400mm时，拉杆直径不得小于10mm,拉杆数量不得小于4根。换热器拉杆直径与和数量由下表7-5得到：（参考文献：列管换热器刘盛宾编）表7-5换热器拉杆直径与和数量对应表壳体公称直径/mm150～325400～600700～800900～12001300～15001600～1700拉杆直径891010121216121612161216拉杆数量/根464861061281410所选择的拉杆直径为10mm，拉杆数量为6，定距管8冷凝器的计算8.1确定流体流动空间冷却水走管程，苯走壳程，有利于苯的散热和冷凝。8.2计算流体的定性温度，确定流体的物性数据乙苯常压下气化潜热为370kj/kg，纯组分苯在80下的气化潜热为394.4kJ/kgr=394.4kJ/kg热流体在定性温度80下，查苯的物理性数据Cp=8.5kJ/kg水的质量流量W=52070kg/3600s=14.46kg/s混合流体的质量流量W=4.87kg/s谁的比热容C=4.18kJ/(kg)冷凝水的定性温度t两流体的温差故选固定管板式换热器两流体在定性温度下的物性数据如下表9-1所示。表9-1两流体在定性温度下的物性数据物性流体温度℃密度kg/m3粘度mPa·s比热容kJ/(kg·℃)导热系数W/(m·℃)苯80820.50.3208.580.127冷水40992.60.6554.1740.6328.3计算热负荷8.4计算有效平均温度差逆流温差8.5选取经验传热系数K值根据管程走井水，壳程走苯，总传热系数，现暂取。8.6估算换热面积8.7初选换热器规格立式固定管板式换热器的规格如下公称直径D…………400mm公称换热面积S……57.8m2管程数Np…………..2管数n………………..164管长L………………6000mm管子直径……………..管子排列方式………..正三角形换热器的实际换热面积该换热器所要求的总传热系数8.8核算总传热系数（湍流）故因为立式管壳式换热器，壳程为苯饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开换热器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式计算

现假设管外壁温，则冷凝液膜的平均温度为，在换热器内绝大多数苯的温度在80℃，只有靠近管壁的温度较低，故在平均膜温57.5℃下的物性可沿用饱和温度80℃下的数据，在层流下：所选换热器的安全系数为表明该换热器的传热面积裕度符合要求。核算壁温时，一般忽略管壁热阻，按以下近似计算公式计算，这与假设相差不大，可以接受。核算流型冷凝负荷（符合层流假设）8.9计算压强降（Ft结垢校正系数，Np管程数，Ns壳程数）取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm，则，而，于是对的管子有壳程为恒温恒压蒸汽冷凝，可忽略压降。由此可知，所选换热器是合适的。9精馏塔的设计计算结果汇总一览表表9.1精馏塔的设计计算结果汇总一览表序号项目数值精馏段提馏段1平均温度tm，℃86.015112.2552平均压力106.35108.103气相流量Vs，(m3/s)1.751.8464液相流量Ls，(m3/s)0.002390.009955实际塔板数756有效段高度Z，m2.41.67塔径，m1.61.858板间距，m0.450.459溢流形式单溢流单溢流10降液管形式弓形弓形11堰长，m1.261.2612堰高，m0.04980.033513板上液层高度，m0.060.0614堰上液层高度，m0.01020.026515降液管底隙高度，m0.0240.02416安定区宽度，m0.1000.10017边缘区宽度，m0.0600.06018开孔区面积，m21.751.7519筛孔直径，m0.0050.00520筛孔数目8984898421孔中心距，m0.0150.01522开孔率，%10.0810.0823空塔气速，m/s0.8400.84824筛孔气速，m/s9.9210.4625稳定系数1.511.6526每层塔板压降，Pa566.308566.30827负荷上限液沫夹带控制液沫夹带控制28负荷下限漏液控制漏液控制29液沫夹带，ev，(kg气/kg液)0.0079010.022430液相负荷上限，m3/s0.02710.027131液相负荷下限，m3/s0.0010750.00107532操作弹性3.084.00表9-2预热器工艺设计计算结果汇总表参数数据苯乙苯流量kg/h7231.91自来水流量kg/h52070实际传热面积S/㎡11.05要求过程的总传热系数/W/（㎡℃）679.8总传热系数/W/（㎡℃）930.30安全系数/%55管程压强降/PaPa壳程压强降/Pa32866.50Pa壳径D/mm325公称压强/Mp 2.5公称面积S/㎡15.8管程数Np2管子尺寸/mmφ25×2.5管长/m4.5管子总数n32管子排列方法正方形管心距/mm32折流板数9板间距/mm200弓高/mm81.25拉杆直径/mm10拉杆数量6冷流体进出口管径/mm22.9热流体进出口管径/mm54壳体最小壁厚/mm8表9-3再沸器工艺设计计算结果汇总表参数数据苯-乙苯流量kg/s8.5自来水流量kg/s14.46实际传热面积S/㎡77.5要求过程的总传热系数/W/（㎡℃）570总传热系数/W/（㎡℃）680安全系数/%19.3管程压强降/Pa3356Pa壳程压强降/Pa176Pa壳径D/mm450管程数Np2管子尺寸/mmΦ19×2管长/m6管子总数n220管子排列方法正三角形表9-4塔顶冷凝器工艺设计计算结果汇总表参数数据苯乙苯流量kg/s4.87自来水流量kg/s14.46实际传热面积S/㎡57.8要求过程的总传热系数/W/（㎡℃）392总传热系数/W/（㎡℃）909.1安全系数/%13.6管程压强降/Pa11355Pa壳程压强降/Pa176Pa壳径D/mm400公称压强/Mp 0.6公称面积S/㎡57.8管程数Np2管子尺寸/mmφ19×2管长/m6管子总数n164管子排列方法正三角形管心距/mm25.410附属设备10.1接管进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管。本设计采用直管进料，管径计算如下：取=2.0m/sD=查标准系列取：采用直管回流，取d查标准系列取：取直管出料查标准系列取：10.2筒体与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dg=2000mm,查得曲面高度h1=450mm，直边高度hv=40mm，内表面积F封=3.73m2,容积V封=0.866m3.选用封头Dg1800*6，JB1154-73.在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带液的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，除沫器一般在塔顶部。设计气速选取：Wk=K 式中，V=气体处理量，L3/sV=选取不锈钢除沫器：类型，标准型；规格，40-100；材料，不锈钢丝网（1Cr18Ni97i）;丝网尺寸，圆丝0.2310.3群座本设计采用椭圆形封头，，曲面高度，直边高度裙座的选择塔径D>1000，的塔，一般选用圆筒型裙座。裙座与塔体的连接采用对接形式，选用外径与封头厚度相等的裙座。由下式计算裙座的高度。裙座型式如下：Di，椭圆封头厚度t1,封头厚度t2,裙座厚度图10-1塔体裙座形式精馏塔内径1200<1400<1800，则，排气管规格为80，排气孔数量为4个，排气孔中心距离裙座顶端距离为180。为排除裙座顶部气体，排气孔和排气管应尽可能设置在裙座筒体最高