化工原理课程设计朱聪化工原理课程设计（2012级）题目苯—甲苯连续精馏塔的设计学院医药化工学院专业制药工程班级12化学制药班学号学生姓名指导教师许海丹完成日期2014年月日1 物料衡算物料衡算即应用质量守恒定理，对物料质量的变化进行衡算。
对于一般体系，物料衡算均可表示为：物料的积聚率=（物料进入率）-（物料流出率）+（反应生成率）-（反应消耗率）对于无化学反应过程时，表达式为：物料的积聚率=（物料进入率）-（物料流出率）1.1 苯、甲苯分离工段图1 苯、甲苯精馏分离流程模拟图1.2 精馏塔的物料衡算表1 精馏塔物料衡算表Stream NoIN OUTFEED D WPhase LIQUID V APOR LIQUID Temperature ℃20 80.14054 110.6504 Pressure atm 1.000000 1.000000 1.006805 Vapor Frac 0.0 0.0 0.0Component Mass Flowkg/hrMassFracMass Flowkg/hrMass FracMass Flowkg/hrMass FracC6H65686.98 0.69 5675.60604 0.9992817 12.66557 0.0049405 C7H82555.02 0.31 2.55502 0.0007183 2550.941 0.9950595Total 8242 1 5678.393 1 2563.607 1 8242 82421.3 换热器的物料衡算表2 换热器物料衡算表Stream NoIN OUTW WATER 4 6Phase LIQUID LIQUID LIQUID LIQUID Temperature ℃110.6504 22.00000 40.00000 51.73891 Pressure atm 1.006805 1.000000 1.004778 0.9999087 Liquid Frac 1.000000 1.000000 1.000000 1.000000 Component Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr C6H612.66557 0.0 12.66557 0.0C7H82550.941 0.0 2550.941 0.0H2O 0.0 3000.000 0.0 3000.000 Total 5563.607 5563.6071.4 总物料衡算表3 总物料衡算表Stream NoIN OUTFEED W ATER D 4 6Phase LIQUID LIQUID V APOR LIQUID LIQUID Temperature ℃20.00000 22.00000 80.14054 40.00000 51.73891 Pressure atm 1.000000 1.000000 1.000000 1.004778 0.9999087 Vapor Frac 0.0 0.0 0.0 0.0 0.0Component Mass Flowkg/hrMass Flowkg/hrMass Flowkg/hrMass Flowkg/hrMass Flowkg/hrC6H65686.98 0.0 5674.314 12.66557 0.0C7H82555.02 0.0 4.078553 2550.941 0.0H2O 0.0 3000.000 0.0 0.0 3000.000 Total 11242 112422 能量衡算物料平衡计算之后，我们还需要根据各阶段的物料量，进行热平衡计算，热量平衡计算可以为生产过程提供热能的供需量，如换热器的换热面积、热介质或冷介质的消耗量、设备能量消耗等，从而可以求得原材料、燃料和能量的消耗定额，计算成本和经济效益、通过热量或能量平衡计算，可以从各个环节找出不合理的消耗，依此作为实现高产、低耗的重要手段。
因此进行热量衡算是工厂规划必要的前提。
工艺工程中输入和输出的热量和能量、能量或热量的转换是基于能量守恒定律的。
在一个封闭的体系中，各个能量之总和将维持不变，热平衡是以物料平衡为基础的，在连续生产过程中我们以单位时间来计算，把装置或过程中所发生的化学反应的热效应、物理变化的热效应、从外界输入的热量和随反应物、反应产物带出的热量以及设备、器壁散失热量等都考虑在内进行计算。
即：Q1 + Q2 + Q3 = Q4 + Q5 + Q6式中：Q1—物料带入设备的热量，KJ;Q2—加热剂或冷却剂传给设备及所处理物料的热量，KJ;Q3—过程的热效应，KJ;Q4—物料带出设备的热量，KJ;Q5—加热或冷却设备所消耗的热量或冷量，KJ;Q6—设备向环境散失的热量，KJ.（1）化学反应的热效应化学反应中的热效应可以通过与过程有关化合物的生成热和燃烧热来求得，而根据盖斯定律：不管化学过程是一步完成或分步完成，其过程的热效应是相同的。
因此，我们进行热量衡算的时候可以不必考虑反应的中间过程，而只考虑始末状态。
即：Q反应= ∑生成物- ∑反应物其中：Q—化学反应热；∑生成物—生成物的生成焓之和；∑反应物—反应物的生成焓之和。
（2）热量散失计算模拟过程中该部分热在简化过程中被忽略不计。
综合考虑各部分热量，在整个体系中，热量应满足守恒定律，即：输入系统中的能量–从系统中输出的能量= 系统中积累的能量而在本流程模拟中系统能量的积累等于物料进出焓差，输入输出的能量差都体现在设备的热负荷中，故：进出物流焓变=设备的热负荷Q = ∑H out - ∑H in其中：Q—设备的热负荷；∑H out—设备的热负荷；∑H in—进入设备的各物料焓之和。
本热量平衡计算书以单元设备为衡算对象进行热量衡算。
2.1 精馏塔的能量衡算表4精馏塔能量衡算表Stream NoIN OUTFEED D WPhase LIQUID V APOR LIQUID Temperature ℃20 80.14054 110.6504 Pressure atm 1.000000 1.000000 1.006805 Vapor Frac 0.0 0.0 0.0 Mole Flow kmol/hr 100.5335 72.68605 27.84748 Mass Flow kg/hr 8242 5678.393 2563.607 Volume Flow cum/sec 0.0026198 0.0019329 0.0009142 Enthalpy Watt 1057209 1152347 211593 △H Enthalpy Watt 306731设备名称塔底再沸器塔顶冷凝器负荷Watt1998677.92 -1691947.4 Q=1998677.92-1691947.4=306730.52 = △H 热量守恒2.2 换热器的能量衡算表5 换热器能量衡算表Stream NoIN OUTW WATER 4 6Phase LIQUID LIQUID LIQUID LIQUID Temperature ℃110.6504 22.00000 40.00000 51.738889 Pressure atm 1.006805 1.000000 1.004778 0.9999087 Liquid Frac 1.000000 1.000000 1.000000 1.000000 Mole Flow kmol/hr 27.84748 166.5253 27.84748 166.5253Mass Flow kg/hr 2563.607 3000.000 2563.607 3000.000 Volume Flow0.0009142 0.0008363 0.0008389 0.0008615cum/secEnthalpy Watt 211593 -13224483 113977 -13126867 △H Watt 0△H=0，能量守恒3 换热器的选型设计通常所需要的换热面积与实际换热面积是有差异的，需要做出调整。
调整应考虑以下原则：1、由于本工艺中所需换热器的传热面积较大，需要把两个或以上的换热器并联或串联使用。
当流股的体积流量较大时，流体在换热器内的湍动程度充分，使用并联的换热器不会引起传热系数的较大变化，而可以有效的降低压降；当流股的体积流量较小时，为了使流体有较高的湍动程度，提高传热系数，可以使用多管程的换热器。
为了避免压降过大，也可以将换热器串联使用。
2、调整挡板数和挡板间距可以改变流体的湍动程度，从而改变传热系数，但在计算中影响不大，主要根据标准进行选择，为了减少压降可以选择较大的板间距。
3、列管式固定板换热器内的管数与关的布置有关，一般情况下不可以随意改动，每个标准型号的换热器都有骨固定的管数，但是，可以封死某几根管子以减少管子数，来改变传热面积，以满足要求。
4、冷却水的用量对所需的换热面积有很大的影响。
5、冷却水的出口温度一般不宜超过45℃，因为工业冷却水所含的部分盐类的溶解度随着温度的升高而减小，如出口温度过高，盐类析出，将会形成传热性很差的污垢，使传热过程恶化。
6、对于消耗公用设施的节点，不应该再用冷却水向外界排热。
对需要热公用设施进行加热的节点，不要用冷公用设施对该节点进行冷却。
7、对于用冷却水向外界排热的节点，不应该再以热公用设施加热。
对需要冷公用设施进行冷却的节点，不要用热公用设施对该节点进行加热。
首先用Aspen Plus对每个换热器进行模拟，得到以下数据：表6选型计算换热器名称C104换热器类型无相变换热器换热器管程传热特点液体无相变换热器壳程传热特点气体无相变（0.975）换热器管程物料选择水换热器壳程物料选择热甲苯设备数据项目结果换热器壳内径 1.00m换热器管长 3.00m换热器管数200换热管外径0.036m换热管内径0.035m换热管间距0.04m换热管排列方式三角形换热管程数 1挡板切割高度0.263m 换热器折流挡板间距0.05882352m换热器折流挡板数50 换热器缓冲挡板（是/否）是传热数据项目单位数值换热器总传热系数kW/(m2·K) 0.04926534 换热器热负荷MW 0.09761618 换热器对数平均温差℃——（没有就空白）换热器实际换热面积m267.8584013（小数点）换热器理论换热面积m257.4244575 换热器管程平均温度℃36.869换热器壳程平均温度℃75.325换热器管程流体流量kg/hr 3000换热器壳程流体流量kg/hr 2563.60676 换热器管程流速m/s 0.00441101换热器壳程流速m/s 0.07720940换热器管程程数— 1换热器壳程程数— 1换热器管程压力降MPa 9.2504e-06换热器壳程压力降MPa 0.0001977换热器壳程设计压力MPa 2.0265e-07换热器管程腐蚀裕度— 1.3换热器壳程腐蚀裕度— 1.34 精馏塔的设计举例浮阀的阀片可以浮动，随着气体负荷的变化而调节其开启度，因此，浮阀塔的操作弹性大，特别是在低负荷时，仍能保持正常操作。