苯-甲苯二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计.docx

2011学院 南京工业大学化工原理课程设计 设计题目 苯-甲苯二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计 学生姓名 班级、学号 书院化工班 指导教师姓名 冯晖 课程设计时间2016年 12 月 19 日-2016年 12 月31日 课程设计成绩百分制 权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字 2011学院课程设计任务书课程名称 化工原理课程设计 设计题目 苯-甲苯二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计 学生姓名 专业 化学工程与工艺 班级学号 2011学院化工班 设计日期 2016 年 12月 19 日至 2016 年 12 月 31日设计条件及任务：设计体系： 设计条件:1处理量F： 278 （kmol/h） 2料液浓度 0.14 （mol%） 3. 进料热状况： 泡点 要求： 1产品浓度： 99.5 （mol%） 2易挥发组分回收率： 99 % 指导教师 2016 年 12 月 31日 目录0、前言30.1 塔设备概述30.2 化工生产对塔设备的要求30.3 塔设备的类型40.4 浮阀塔的优点41、浮阀塔工艺设计51.1 操作压强51.2 进料状态61.3 塔釜加热方式61.4 回流方式62、精馏工艺流程图63、实际板数的确定73.1 全塔物料衡算73.2 物系相平衡关系73.2.6 相对挥发度及平衡线方程73.2.4 粘度83.3 回流比及精馏段操作线方程93.4 塔内气相、液相摩尔流量103.4.1 精馏段气相、液相摩尔流量103.4.2 提馏段气相、液相摩尔流量及提馏段操作线方程103.5 理论板数的计算103.6 实际板数的计算124、塔体主要工艺尺寸的确定134.1 塔体塔板设计所需物性参数134.1.1 操作压力134.1.2 操作温度134.1.3 提馏段、精馏段平均摩尔质量143.2.3 提馏段、精馏段平均密度143.2.5 表面张力154.2 塔内气相、液相体积流量164.2.1 精馏段气相、液相体积流量164.2.2 提馏段气相、液相体积流量174.3 精馏段塔板塔径设计计算174.3.1 精馏段塔径174.3.2 精馏段有效高度184.3.3 精馏段溢流装置设计184.3.4鼓泡区阀孔数的确定及排列194.3.5流体力学校核214.3.6 精馏段负载性能图及操作弹性234.4 提馏段塔板塔径设计计算254.4.1提馏段塔径254.4.2 提馏段有效高度264.4.3 提馏段溢流装置设计274.4.4鼓泡区阀孔数的确定及排列284.4.5 流体力学校核294.4.6 精馏段负载性能图及操作弹性314.5塔体主要工艺尺寸汇总335、辅助设备设计355.1塔顶全凝器的计算与选型355.1.1 换热器基本参数计算355.1.2 换热器性能核算365.2塔底再沸器的计算与选型405.1.2再沸器种类405.1.2再沸器计算与选型415.3预热器的计算与选型435.4接管的计算与选型445.5泵的计算与选型476、设计结果总汇表507、致谢538、参考文献53附表1：常压下苯甲苯的气液平衡数据54附表2：苯甲苯 t-p56附表3：苯和甲苯粘度57附表4：苯和甲苯表面张力58附表5：史密斯关联图59附表6：泛点负荷系数图59附表7：苯和甲苯密度60附表8：输送流体用无缝钢管常用规格61附图1：精馏段塔板63附图2：提馏段塔板（经计算和校核两块塔板一样）640、前言0.1 塔设备概述塔设备是化学工业，石油工业，石油化工等生产中最重要的设备之一。它可以使气（汽）液液两相之间进行充分接触，达到相际接触传热及传质的目的。在塔设备中能进行的单元操作有：精馏，吸收，解吸，气体的增湿及冷却等。在化工，石油化工及炼油厂中，塔设备的性能对整个装置的产品质量，生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的意义。在化工和石油化工的生装置中，塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.39%左右，炼油和煤化工生产装置占34.85%；它所耗的钢材在各累工艺设备中所占的比例也较多，例如在年产250万吨的常压及减压炼油装置中耗用的钢材重量占62.4%，年产60及120万吨催化裂化装置占48.9%。因此，塔设备的设计和研究，对化工，炼油工业的发展起着重要的作用。0.2 化工生产对塔设备的要求塔设备除了应该满足特定的化工工艺条件（如温度，压力，耐腐蚀）外，为了满足工业生产的需求还应该达到下列要求：1）生产能力大，及气体处理量大。2）高的传质，传热效率，气液有充分的接触空间，接触时间和接触面积。3）操作稳定，操作弹性大，即气液负荷有较大波动时仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作，且塔设备应能长期连续运转。4）流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压降小，以达到节能降低操作费用的要求。5）结构简单可靠，材料耗用量少，制造安装容易，以达到降低设备投资的要求。事实上，任何一个塔设备能同时达到上述的诸项都时非常困难的，因此只能从生产的需求及经济合理的要求出发，抓住主要矛盾进行设计。随着人们对生产能力，提高效率，稳定操作和降低压降的追求，推动着各种新型塔结构的出现和发展。0.3 塔设备的类型塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。0.4 浮阀塔的优点 1.生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产 能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。2.操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3.塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 4.气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 5.塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30%。 1、浮阀塔工艺设计1.1 操作压强精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。本次分离的苯和甲苯二元体系为一般物系故分离时采用常压操作，操作压力为101.325kpa。1.2 进料状态本精馏塔采用泡点进料，通过预热器将25的冷料加热为饱和液体。1.3 塔釜加热方式本次分离任务中，塔底采用再沸器加热，冷流体为塔底液体，热流体为高温蒸汽，此种加热方式属于间接蒸汽加热。1.4 回流方式本设计采用安装回流泵方式进行强制回流。2、精馏工艺流程图图1: 精馏工艺流程图3、实际板数的确定3.1 全塔物料衡算根据操作条件可知:料液流量 F=278Kmol/h;料液中易挥发组分的质量分数 xF=0.14;塔顶产品摩尔分数 XD=0.995;易挥发组分的回收率=99%。（1）由公式（1）求得馏出液D的量：D= 38.72442 kmol/h全塔物料衡算式：（2）由等式（2）求得塔底残液W的量：W= 239.2755779kmol/h全塔轻组分物料衡算式：（3）由等式（3）求得残夜XW= 0.0016265763.2 物系相平衡关系3.2.6 相对挥发度及平衡线方程用等式（4）来计算物系的相对挥发度（4）根据附表1的相平衡数据，利用等式（4），分别计算x1=0.1、x2=0.2x9=0.9的相对挥发度，得到= 2.347875426、=2.35122261、=2.393841167、=2.455696203、=2.524850194、=2.568009057、=2.58317438、=2.610411899、=2.632373114平均相对挥发度：=2.494 （5）则平衡线为：（6）3.2.4 粘度根据公式（7）计算物料的平均粘度（7）通过附表3，内差法求得塔顶温度 tD=80.17 苯、甲苯的粘度为=0.3075495 mPa·s 、=0.3106005 mPa·s；则塔顶液相的平均粘度为：（8）则D= 0.30756468 mPas通过附表3，内差法求得加料板温度tF=104.6 苯、甲苯粘度=0.2458 mPa·s 、=0.30019 mPa·s ；则进料板液相的平均粘度为：（9）则= 0.291905456 mPas通过附表3，内差法求得塔底温度tW=110.525 苯、甲苯粘度 =0.23395 mPa·s 、=0.28626625 mPa·s ；（10）则= 0.286172294 mPas精馏段液相混合物的平均粘度为：=0.299735068（11）提馏段液相混合物的平均粘度为：=0.289038875（12）3.3 回流比及精馏段操作线方程泡点进料，有q=1，q线为一铅锤线，根据相平衡方程：（13）则最小回流比为：（14）取实际回流比为最小回流比的1.4倍: 精馏段操作线方程： （15）3.4 塔内气相、液相摩尔流量3.4.1 精馏段气相、液相摩尔流量液相流量 ： （16） 气相流量 ：（17）3.4.2 提馏段气相、液相摩尔流量及提馏段操作线方程液相流量： （18）气相流量： （19）提馏段操作线方程： （20）3.5 理论板数的计算理论板数的计算采用逐板计算法精馏段操作线方程： （21）提馏段操作线方程：（22）平衡线方程：（23）表2：逐板计算板上数据板数/NT液相组成/xi气相组成/yi10.987622460.99520.9720139060.988587330.9399413830.97502004540.8778206130.9471419950.7701914820.89314542160.6153504160.79959210970.443189970.66500127480.2989203980.515356190.2040140710.389954211100.1511115140.30745980511（理论加料板）0.1243137180.261475884120.1034440280.223455405130.0837890820.185721223140.0661709910.150183402150.0510648640.11832839160.0385981020.091015222170.0286299560.068474251180.0208593590.050450993190.0149208230.03640109200.0104508470.02566371210.00712460.017581611220.0046704840.011567472230.0028712140.007130221240.0015581440.003876987使用内差法，求得理论板数NT=23.947883893.6 实际板数的计算在3.2.4部分求出了，精馏段平均粘度0.299735068，提馏段平均粘度0.289038875 则全塔平均粘度：（24）全塔效率计算：=0.519413912（25）精馏段实际板数为：（26）提馏段实际板数为：（27）此精馏塔实际塔板数为 N=19+27=46块4、塔体主要工艺尺寸的确定4.1 塔体塔板设计所需物性参数4.1.1 操作压力塔顶操作压力PD=101.325 kpa每层塔板压降 P=0.64 kpa加料板上一层塔板压降： 进料板压力：塔底压力：精馏段平均压力：提馏段平均压力：4.1.2 操作温度根据附表1苯-甲苯平衡组成和温度的关系，通过内差法查出相关温度塔顶温度：TD= 80.17加料板上一层塔板的温度：TF-1=102.27加料板温度：TF=104.6塔底温度：TW=110.525 精馏段的平均温度为：=91.22 （28）提馏段的平均温度为： =107.5625（29）4.1.3 提馏段、精馏段平均摩尔质量精馏段： =91.22 由附表1，内差法求得精馏段平均液相摩尔浓度x1= 0.533448276然后根据平衡关系求得精馏段平均气相摩尔浓度y1= 0.740367799 。精馏段液相平均摩尔质量：=84.65572069 kg/kmol （30）精馏段气相平均摩尔质量：=81.75263978 kg/kmol （31）提馏段： =107.5625 由附表1，内差法求得提馏段平均液相摩尔浓度x2= 0.068546512根据平衡关系求得提馏段平均气相摩尔浓度y2= 0.155074096 。提馏段液相平均摩尔质量：（32）提馏段气相平均摩尔质量：=89.96 kg/kmol（33）3.2.3 提馏段、精馏段平均密度通过等式（34）来求混合液体的密度 ：（34）（其中为质量分率）通过等式（35）混合气体的密度 ：（35）（其中M为平均摩尔质量）精馏段混合液体的平均密度： =91.22，由附表2,内差法求得 ， 。通过等式（36）求得苯的质量分数：=0.492201171（36）=0.507798829（37）由等式（34）求得，=800.6324855 由等式（35）求得，=2.907138046 提馏段混合液体的平均密度： =107.5625 ，由附表2,内差法求得，由等式（34）求得，= 782.6799129 由等式（35）求得，= 3.480199614 3.2.5 表面张力通过等式（36）计算液相混合物的平均表面张力（36）通过附表4，内差法求得塔顶温度 tD=80.17 苯、甲苯的表面张力为：=21.24943 mN/m =21.6713 mN/m=21.25153935 mN/m （37）通过附表4，内差法求得进料板温度tF=104.6 苯、甲苯的表面张力为：= 18.3072 mN/m = 18.9955 mN/m=18.899138 mN/m（38）通过附表4，内差法求得塔底温度tW=110.525 苯、甲苯的表面张力为：= 17.60805 mN/m = 18.3585625 mN/m=18.35734173 mN/m（39）精馏段液相平均表面张力：= 20.07533868 mN/m （40）提馏段液相平均表面张力：=18.62823987 mN/m （41）4.2 塔内气相、液相体积流量4.2.1 精馏段气相、液相体积流量液相体积流量：（42）气相体积流量：（43）4.2.2 提馏段气相、液相体积流量液相体积流量：（44）气相体积流量：（45）4.3 精馏段塔板塔径设计计算4.3.1 精馏段塔径由4.2.1精馏段气相、液相体积流量计算可知：液相体积流量： （46）气相体积流量： （47）在本精馏塔设计中，板间距取HT=0.5m 板上液层高度取hL=0.067m HT-hL= 0.433m史密斯关联图横坐标：（48）查附表5，史密斯关联图C20= 0.09物系表面张力修正：（49）（50）取空塔气速塔径：（51）圆整取 D=1.8m，则塔截面积为= 2.544690087m2（52）精馏段实际空塔气速为：（53）4.3.2 精馏段有效高度m （54）4.3.3 精馏段溢流装置设计溢流堰设计：本精馏塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。单溢流: 系数取0.732，则对于平直堰，堰上液层高度为：m（55）溢流堰高度hw= 0.045m降液管宽度和横截面积：查附图1图得 （56）（57）液体在降液管停留时间为：（58）降液管底隙高度：（59）安定区与边缘区的选择：安定区：鼓泡区与溢流区之间的区域为安定区，此区域不安装浮阀，设置这段安定地带，以免液体大量夹带泡沫进入降液管。其宽度WS可按下列范围选取，即 ： 当D<1.5m时，WS为60到75 mm 当D>1.5m时，WS为75到110 mm由于精馏段塔径D=1.8m>1.5m，故取WS=75 mm。边缘区：塔壁部分留出的一圈边缘区域，供支承塔板的边梁使用。宽度WC视具体需要而定，小塔为30到50mm,大塔可达50到70mm。由于精馏段塔径D=1.8m>1.5m，故取WC=50 mm。本精馏塔的塔径D=1.8m>1.5m ,选择安定区 Ws=0.075m4.3.4鼓泡区阀孔数的确定及排列浮阀选型：F1型浮阀孔速：（60）阀数： （61）取边缘区宽度：WC=0.05m进出口安定区WS=0.075m塔板鼓泡区面积：=1.699m2（62）塔板分块 ：塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456阀孔采用等腰三角型叉排取同一横排间的t=0.065m，排间距t=0.075m按照N=282重新核算孔速和阀孔动能因数（63）=11.74.（64）塔板开孔率： （65）塔盘图见附图14.3.5流体力学校核一、塔板压降气体通过每层塔板的压降：（66）其中为干板阻力，为板上充气液层阻力，为液体表面张力造成的阻力，可忽略。1、干板阻力<6.907m/s（67）因此阀孔全开（68）2、塔板上液层压力<640 pa（69）塔板压降校核成立二、液泛校核为防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度，即：（70）其中，为液体通过降液管的压头损失。 =0.00433 m（71）则Hd= 0.150412493m溢流液泛上限：Hd= 0.150412493 m<0.327 m故本设计中不会出现液泛三、液沫夹带校核综合考虑生产能力和塔板效率，一般应使雾沫夹带量eV限制在10%以下， 校核方法常为：控制泛点百分率F1的数值。所谓泛点率指设计负荷与泛点负 荷之比的百分数。其经验值为大塔F1<80%-82%雾沫夹带率有两个公式可以计算： （72）或 （73）二者结果取最大值F<80%.其中m （74），苯-甲苯系统为正常系统K=1板上液流面积：（75）K为物性系数，其值可查下表：系 统物性系数K无泡沫，正常系统1.0氟化物（如BF3,氟利昂）0.9中等发泡系统（如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔）0.85多泡沫系统（如胺或乙二胺吸收塔）0.73严重发泡系统（如甲乙酮装置）0.60形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）0.30 因为苯与甲苯为正常体系，故其K=1查附表6：泛点负荷系数图可得 =0.136计算得F1=55.5%；F2=51.9%。两者均小于80%。因此，液沫夹带量在允许范围内。四、降液管内停留时间校核液体在降液管内停留时间：>5s（76）4.3.6 精馏段负载性能图及操作弹性一、液沫夹带线控制其泛点率 F1=80%（77）其中，。整理得：（78）二、漏液线对于F1型重阀，以为气体最小负荷标准则 （79） ，= 0.9697 m3/s（80）三、液泛线发生液泛的临界条件为：（81）其中，取=0.327 m整理得：（82）四、液相上限线以作为液体在降液管中的停留时间下限（83）五、液相下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限的条件，则：（84）六：操作负荷线操作负荷线斜率：（85）在L-V图上，操作负荷线为斜率为307.802过原点的直线。精馏段负载性能图：从上图中可得：精馏段气相负荷上限：，气相负荷下限：所以精馏段的操作弹性= 4.4 提馏段塔板塔径设计计算4.4.1提馏段塔径由4.2.2精馏段气相、液相体积流量计算可知：液相体积流量： （86）气相体积流量： （87）在本精馏塔设计中，板间距取HT=0.5m 板上液层高度取hL=0.067m HT-hL= 0.433m史密斯关联图横坐标：查附表5，史密斯关联图C20= 0.086（88）（89）取空塔气速塔径：圆整取与精馏段相同塔径 D=1.8m，则塔截面积为= 2.544690087m2（90）精馏段实际空塔气速为：（91）4.4.2 提馏段有效高度m （92）4.4.3 提馏段溢流装置设计溢流堰设计：本精馏塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。单溢流: 系数取0.732，则对于平直堰，堰上液层高度为：m（93）溢流堰高度hw= 0.045m降液管宽度和横截面积：查附图1图得 （94）（95）液体在降液管停留时间为：（96）降液管底隙高度：（97）安定区与边缘区的选择：本精馏塔的塔径D=1.8m>1.5m ,选择安定区 Ws=0.075m选择边缘区 Wc=0.05m4.4.4鼓泡区阀孔数的确定及排列孔速：（98）阀数： （99）取边缘区宽度：WC=0.05m进出口安定区WS=0.075m塔板鼓泡区面积：=1.699m2（100）阀孔采用等腰三角型叉排 取同一横排间的t=0.065m，排间距t=0.075m按照N=282重新核算孔速和阀孔动能因数=11.666.（101）塔板开孔率：（102）塔盘图见附图24.4.5 流体力学校核一、塔板压降气体通过每层塔板的压降：（103）其中为干板阻力，为板上充气液层阻力，为液体表面张力造成的阻力，可忽略。1、干板阻力<6.33m/s（104）因此阀孔全开（105）2、塔板上液层压力其中溢流堰高度hw取0.04m<640 pa（106）塔板压降校核成立二、液泛校核为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：（107）其中，为液体通过降液管的压头损失。 =0.02273334m（108）则Hd= 0.17280954m溢流液泛上限：液泛校核成立三、液沫夹带校核雾沫夹带率有两个公式可以计算： （109） 或 （110）二者结果取最大值F<80%.其中m （111），苯-甲苯系统为正常系统K=1板上液流面积：（112）苯-甲苯按正常系统物性系数K=1.0，查附表6：泛点负荷系数图可得 =0.137计算得F1=59.5%；F2=61.9%。两者均小于80%。因此，液沫夹带量在允许范围内。四、降液管内停留时间校核液体在降液管内停留时间：>5s（113）4.4.6 精馏段负载性能图及操作弹性一、液沫夹带线控制其泛点率 F1=80%（114）其中，整理得：（115）二、漏液线对于F1型重阀，以为气体最小负荷标准则 （116） ，= 0.904074 m3/s（117）三、液泛线发生液泛的临界条件为：（74）其中，取=0.327 m整理得：（75）四、液相上限线以作为液体在降液管中的停留时间下限（118）五、液相下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限的条件，则：（119）六：操作负荷线操作负荷线斜率：（78）在L-V图上，操作负荷线为斜率为123.05过原点的直线。提段负载性能图：从上图中可得：提馏气相负荷上限：，气相负荷下限：所以精馏段的操作弹性= 4.5塔体主要工艺尺寸汇总浮阀塔主要设计参数工艺参数参数名称精馏段提馏段平均温度tm ,91.22107.56平均压力Pm ,Kpa 107.085122.125气相流量体积Vs, m3/s2.3132.13液相体积流量Ls，m3/s0.0075590.01732实际塔板数1927有效段高度Z,m913塔径D，m1.81.8板间距HT ,m0.50.5溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形降液管弓形降液管堰长lW，m1.31761.3176堰高hW，m0.0450.045板上液层高度hL，m0.06180.0618堰上液层高度hOW，m0.02180.0372降液管底隙高度h0，m0.0390.034安定区宽度WS，m0.0750.075边缘区宽度WC，m0.0500.050开孔区面积Aa，m21.69891.6989阀孔直径d0，m0.0390.039筛孔数目n，个282282孔中心距t，m0.0750.075开孔率，13.2413.24空塔气速，m/s0.91440.8377阀孔气速，m/s6.9076.33每层塔板压降P，Pa622.5637.87液相负荷上限，m3/s0.02610.0295液相负荷下限，m3/s0.001090.001463负荷上限，m3/s3.352.77负荷下限，m3/s0.96970.9697操作弹性3.4553.0645、辅助设备设计5.1塔顶全凝器的计算与选型5.1.1 换热器基本参数计算原料液走壳程，冷凝水走管程塔顶温度采用井水作为冷凝水，初始温为25，取冷凝器出口水温为50，平均温度时，查图得， 气体流量Vs=2.327m3/s塔顶被冷凝量 ：冷凝的热量：冷凝水的流量： 根据“传热系数K估计表”查由“冷凝有机液体蒸汽到水”K为230到930 w/(m2) ，故取K=350W/(m2.)传热面积的估计值为： =选型，有关参量见下表：外壳直径D/mm800管子尺寸/mm25公称压 Pg/(kgf/cm)16管子长l/m4.5公称面积A/m152.7管数n/根422管程数Np4管心距t/mm32壳程数Ns1管程通道面A/ m0.0347管子排列正三角排列中心排管数235.1.2 换热器性能核算物性数据如下：（苯在80.17下，水在平均温度37.5下） kg/m3CpKJ/k·pa/s w/(m·)苯819.841.933.3×10-40.149水993.14.1746.922×10-40.629一、核算压降（1）管程压降管程流通面积：查得水在平均温度的密度为993.1 kg/m3管内水的流速（湍流）管程流体阻力式中: Ft为结垢校正因数，此处取Ft=1.4 设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005,查得摩擦系数=0.0367由以上计算可知，管程的总压降小于30kpa，因此管程压降符合条件（2）壳程压降核算式中：Fs为壳程压强降的结垢系数，气体取1.0 F为管子排列方式对压降的校正系数，对正三角形排列取F=0.4 为壳程流体的摩擦系数，当Re>500时，=5.0Re-0.228 nc为横过管束中心线的管子数，正三角排列为换热管以三角形排列，故 取=23流通截面积：取折流板间距 h=300mm折流挡板数：壳内苯-甲苯流速： > 500Re=>500，故壳程压降小于30kpa，满足核算条件，核算通过。综上，管程、壳程压力降均符合要求。二、核算换热面积1、管程对流给热系数因为Re=21138>10000 ,0.7<Pr<120 ,L/d>60 故：3、壳程蒸汽冷凝给热系数 又 经过试差法可得，代入可得w/(m2)取污垢热阻 Rs0.000172m/W Rs=0.00086 m/W以管外面积为基准 则K= 在1.151.25之间，满足要求4、计算传热面积 ：A=所选换热器实际面积为裕度：>0.1。换热面积满足要求经过上述衡算可知，所选的换热器可以满足换热要求。5.2塔底再沸器的计算与选型5.1.2再沸器种类精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。1.釜式式再沸器如图所示。（a）是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留810分钟，以分离液体中的气泡。为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有300mm高的分离空间，对于大设备，取再沸器壳径为管束直径的1.31.6倍。（b）是夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。2. 热虹吸式再沸器如图所示。它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于40%，否则传热不良。3. 强制循环再沸器如图（f）所示。对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。5.1.2再沸器计算与选型选择150的饱和水蒸气加热，温度为150的饱和水蒸气冷凝潜热为。一、相关物性数据和计算参数苯甲苯液体走管程，水蒸汽走壳程，采用逆流物性数据：，按甲苯的相关物性数据计算不会产生较大误差塔底温度：t= 110.525液体蒸发量：塔底物质的汽化潜热为r2 =360.65kJ/kg选择150的饱和水蒸气加热。温度为150的饱和水蒸气的相关物性参数： ，w/m·。二、计算过程：再沸器的热负荷等于：水蒸汽的流量：水蒸气和物料的温度差： 按照估算传热系数 K=1000w/(m2·K)传热面积： 取操作弹性为1.5则再沸器选型，有关参量见下表：公称直径mm传热面积A（）（管长4米）碳素钢管传热管数公称压力（Mpa）80025×2.5 mm472165.3预热器的计算与选型本设计是采用泡点进料，设原料液温度为25，因此需要一台原料预热器。本预热器的热流体采用135的水蒸气。苯-甲苯混合液：25104.6苯-甲苯混合液进出口温度的平均值为：查表算的苯和甲苯的在不同温度下平均比热容为： 1.8211kJ/(kg·) ， 1.8253kJ/(kg·) kJ/(kmol·)所以预热器热负荷为：传热系数K取1400W/（m2·）查135水蒸汽的汽化潜热为2155.8kJ/kg加热蒸汽的质量流量：5.4接管的计算与选型一、进料管Mf=90.1758 kmol/kg25