化工原理精馏塔、换热器的设计计算

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 MA = 78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB = 92.13 kg/kmol XF = 0.561 Xd = 0.992 XW =0.012

2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔分率

MF = 0.59  78.11+(1-0.59)  92.13 = 84.26 kg/kmol

MD = 0.986  78.11+(1-0.986) 92.13 = 78.22 kg/kmo

MW = 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NT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 Yq= 0.751 Xq = 0.561

顾最小回流比为 Rmin = 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 L1 = L + F = 512.79 V1 = 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 Y1L1x1V1WXwV1

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 NT = 13 (包括再沸器) 进料板位置 NF = 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 PD101每层塔板压降 P = 0.7 kp

进料板压力 PF =105.3+0.712=113.7 kp 精馏段平均压力 PM=(105.3+113.7)/2 =109.5 kp 塔底操作压力 PW =105 kpa 每层塔板压降 P = 0.7 kp

提馏段平均压力

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 tp=82.1 °C

进料板温度 tF= 91.5 °C

精馏段平均温度tm=( 82.1+91.5)/2 = 86.8 °C 塔底温度

tw= 109 °C

提馏段平均温度 wm =( 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

MVDM = 0.992 78.11+ (1-0.992)  92.13 = 78.21 kg/kmol MLD = 0.980  78.11 +(1-0.980)  92.13 = 78.39 kg/kmol

D11M进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得

YF = 0.68

查平衡曲线，得

XF = 0.48

MVFM = 0.68  78.11+ (1-0.68) 92.13 = 82.59 kg/kmol MLFM = 0.48 78.11 +（1-0.48）92.13 = 85.39 kg/kmol

精馏段平均摩尔质量

MVM = (78.21+82.59)/2 = 80.4 kg/kmol MLM = (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

v = PmMv/RTm = 109.5 80.4 8.314（273.15+86.125）= 2.95 kg/m

mm4.4.2液相平均密度计算

液相平局密度以下式计算，即

1/ai/i

塔顶液相平均密度的计算

由 tF = 91.5°C，查手册得 63911

A = 814.5 kg/ m B = 809.5 kg/m LDM = 819.67 kg/m 进料板液相平均密度的计算

由tF= 91.5°C,查手册得

A=803.2 kg/m B = 799.3 kg/m

进料板液相的质量分率

A = 0.48 78.11 (0.48 78.11+0.52 92.13) = 0.439 LFM= 1 (0.439/814.5+0.561/809.5) = 813.0 精馏段液相平均密度为

LM = （819.67+813.0）/2 = 816.335kg/m

4.5液体平均表面张力依下式计算，即

lmxii

塔顶液相平均表面张力的计算 由tD = 80.75°C，查表得

A=21.23 mN/m B = 21.62 mN/m LDM = 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tF= 91.5°C

A = 20.03 mN/m

MB = 20.53 mN/m

LF = 0.4820.03 + 0.52 20.53 = 20.28 mN/m 精馏段液相平均表面张力为

LM =(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LMxilgi

塔顶液相平均黏度的计算

由tD = 80.75°C，查手册得

A = 0.306 mpas B= 0.309 mpas

lgLFM= 0.99lg0.302 + 0.01lg0.306

解得

LFM= 0.302 mpas

进料板液相平均黏度的计算 由tF = 91.5°C ,查得

A = 0.270 mpas B = 0.283 mpas

lgLFM =0.48lg0.27 + 0.52lg0.283

解得

LFM = 0.277 mpas

精馏段液相平均表面张力为

Lm = （0.302+0.277）/2 = 0.289 mpa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

vs = VMVM/3600LM = 419.03 80.4/3600 2.95 = 3.17 m3/s

LS = LMLM/3600LM = 301.5 81.89/(3600 816.335) = 0.0084 m3/s

由umax =

C[(Lv)/v]

式中C 由式计算，其中的C20由图查取，图的横坐标为

LHVH(L/V)0.5 =0.044

取板间距 HT = 0.40m , 板上液层高度 hL= 0.06M,则

HT-hL = 0.40-0.06 = 0.34 m 查得 C20 = 0.072

C = C20(L/20)0.5 = 0.068(816.335/20)0.2 = 0.143

umax = 0.0766 816.3352.95/2.95 = 2.375m/s

取安全系数为0.7,则空塔气速为 U = 0.7umax= 0.72.375 = 1.662 m/s

D =

4vsu =

43.171.662 = 1.558 m

按标准塔径圆整后为 D = 1.6 m

塔截面积为AT = D2/4 = 1.62/4 = 1.578m2

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）HT = (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 lw

取 lw = 0.66D = 0.66  1.6= 1.056m 6.1.2 溢流堰高度 hw 由 hw = hlhow

选用平直堰，堰上液层高度 how，即

(0.00843600)0.671how = 2.84 = 0.027m 0.6710001.056取板上清液层高度 hl = 80 mm

6.1.3

弓形降液管宽度wd 和截面积Af

lw = 0.66 DAFWd得 =0.0722 = 0.127

ATD由

故 AF = 0.0722AT = 0.0722 2.009 = 0.145 m2

WD = 0.124 D = 0.124 1.6= 0.198 m 算液体在降液管中停留时间，即

3600AFHT36000.1450.4 =  = 6.904 s

LH0.00843600故降液管设计合理

6.1.4 降液管底隙高度 ho

hoLs0.00843600ho== 0.039m ,3600lwu036001.0560.2hwh0 = 0.047 – 0.027= 0.02 > 0.006

0.00843600提馏段 ho = 0.039 m

36001.0560.2hwh0 = 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，

Ws - W,S = 0.065 m ,

Wc = 0.035

6.2.3 开空区面积计算 开空区面积 AS , 即

1xAs2(xr2x2r2sin1)

180rD1.6x(WdWS)=x(0.1980.065)0.537 m

22D1.6rWC = r0.035 =0.765

2210.537As2(0.5370.76520.5372r2sin1) = 1.495 m2

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Fa，求空速

1 = 101 = 6.406m/s Uo = FOV2.95求每层塔板上的浮阀数，即

NVS3.17N = = 450

d020.03926Uo44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0.7814 =5.94 m/s 20.033450提馏段按 0.83114 = 5.40 m/s

0.0332129do2开孔率= n2= 16.07%

D6.3.2 塔板流力学的验算

精馏段uoc=

1.82573.173.1=5.8 m/s 提馏段uoc=1.825 = 5.33 m/s 2.953.44

hc = 19.9uo0.175l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hp =0.034+0.03=0.064 m 提馏段hp=0.027+0.03=0.057 m

精馏段PP= 512.5 pa 提馏段PP = 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Hd(HThw) 精馏段：(HThw)= 0.025 提馏段：(HThw) =0.025

Hd(HThw)，符合要求

雾沫夹带 计算泛点率

VVSLV1.36LSZL泛点率 100% 精馏段为34.2% 提馏段为40%

KCFAb整理得 精馏段：VS9.120.63LS 提馏段VS9.050.75LS 液泛线方程：精馏段 VS243820Ls108Ls

223 提馏段 VS5.311137Ls45.21Ls

223液相负荷上限线

AfHT(LS)min

5提馏段和精馏段的方程一样都为(LS)min =0.0116m3/s 漏液线方程VS=

4do2Nuo

精馏段为 VS=1.140 m3/s 提馏段VS = 0.827 m3/s

2.843600(LS)min3E[] 液相负荷下限线方程为

1000lw2精馏段 0.00068m/s 提馏段 0.00071m/s

项目 数值及说明 备注 分块式塔板 等腰三角形叉排 指同一横排的孔心距 指相邻二横排的中心线距离 雾沫夹带控制 漏液控制 33塔径D/m 板间距 HT 塔板形式 空塔速率u 堰长 堰高 板上液层高度 降液管底隙高度 浮阀数 阀孔数 阀孔气速 阀孔动力因素 临界阀孔气速 孔心距 排间距 单板压降 液体在降液管内停留时间 降液管内清液内停留时间 泛点率 气相负荷上限 气相负荷下限 操作弹性

1.6 0.4 单溢流弓形降液管 450 第七章 换热器的计算

7.1 确定物系

甲苯 T平均=70°C =1040 导热系数 0.125 黏度 0.00085 CP=1.48 水T平均=25°C =981 导热系数 黏度0.00094 CP=4.18

7.2总传热 7.2.1热流量

QO= 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

idiuii0.8Cpii0.023()()

diiii0.0230.64.180.940.4(10440)0.8()=2399.7 W/m2C 0.020.6假设壳程传热系数 0= 290 W/m2C 污垢热阻

RSi =0.000344 W/m2C RSo = 0.000172 W/m2C

管壁的导热系数 =45 W/m2C K= 219.2 W/m2C

7.3 传热面积 Q13705000,2S, = S =16.03 m

Ktm21939考虑15%的面积裕度，S=16.031.15=18.44 m

27.4工艺结构尺寸

7.4.1管径和管内流速252.5传热管，取管内流速ui=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

nsV7815/9813600ns == 14.1 =15 22diu07850.020.54按单程管计算，所需传热管长度

18.44L

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

L15.7换热器管程数为NP= NP=4(管程)

V4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t=0.82

,平均传热温差 tmttm =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1.25do 则

t=1.2525=31.25 =32

横过管速中心线的管线 nc1.1960= 10根

7.4.5 壳体内径

采用多管程结构，取管板利用率0.7,则壳体内径为D=1.05tN

D=1.0532

60 =311.1 圆整可取 350mm 0.77.4.6接管

壳程流体进出口接管，取接管内u=1.0

d4V47815/3600981 = d =0.038 m u 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：

o0.36odeRe0.55Pr(13o)= 0.02 m wdo0.025) =So0.110.35(1) =0.0084 m2 t0.032 壳程流通流速及其雷诺数分别为

4167/36001040 uo= 0.1325

0.00840.020.13251040 Re= 3240

0.0008518400.085普兰特准数 Pr= =12. 5

0.125 壳程流通截面积SoBD(1管程对流传热系数 i0.023idiRe0.8Pr0.4=1316.5 W/m2C

管程流通过截面积Si =0.0094 m2 管程流体流速ui =0.236 m/s

RE =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/m2C

dobdo1RSIdoRsodidiidio7.4.2.2传热面积

366700 = 35.5 m2

322.632该换热器的实际传热面积

S =

SPdoL(Nnc)= 17.6 m2

7.4.2.3

换热器内流体的流动阻力

参考文献：

Pi(P1P2)FtNsNP = 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》