化工单元操作与单元设备设计任务书任务书之十一拟采用常压筛板(浮阀)塔分离苯-甲苯混合液。
已知原料流量为4000kg/h，原料含苯组成30%（摩尔百分数，下同），精馏分离使塔顶产品苯含量不低于97%，塔底产品甲苯含量不低于98%；沸点进料，沸点回流，操作回流比可取2.0；要求产品进入贮罐的温度不低于50℃，原料贮罐贮料、产品贮罐要满足八小时生产任务。
设计任务：• 1.画出流程方框图和带控制点工艺流程图• 2.做分离全过程做物料衡算与热量衡算• 3. 做换热器设计与精馏塔设计（1）换热器设计——塔底产品冷却器设计上述精馏生产过程中，需要将塔底产品从80℃冷却至45℃，要求换热器的管程和壳程压降不大于10kpa，试选用合适的换热器。
（2）精馏塔（筛板或浮阀）设计完成上述分离任务所需的精馏塔相关设计。
原始数据：精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压），单板压降不超过0.7kPa，冷却循环水温度：25℃，饱和水蒸汽压力：0.25Mpa(表压)，设备型式：筛板(浮阀)塔，建厂地区压力：1atm组长：叶敏萍060组员：张光华030 贾国柱011 薛进军059 陈科云006 邢祥龙057【设计方案】【一】、选择换热器的类型 （1）、两流体的温度变化情况： 热流体进口的温度80℃ 出口的温度45℃ 冷流体的进口温度25℃ 出口温度35℃（注）、该换热器用凉水塔水冷却，初步确定选用带有膨胀节的固定板式换热器。
（2）、流动空间及流速的确定：由于利用凉水塔水冷却，而易结垢，为方便清洗，应使水走管程，甲苯走壳程。
选用φ25㎜*2.5㎜的碳钢管，管内流速为Ui=0.5m/s 。
【二】、确定物性参数（1）、平均温度差（2）、定性温度T=﹙T1+T2﹚／2=﹙80+45﹚÷2=62.5℃ ; t=﹙t1+t2﹚／2=﹙35+25﹚÷2=30℃ 平均温差Δt1=﹙80-35)=45℃ ;Δt2=﹙45-25﹚=20℃ Δt1/Δt2=45/20=2.25 Δt1/Δt2＞2Δt ´m=﹙Δt1-Δt2﹚／㏑﹙Δt1÷Δt2﹚ =(45—20) ÷ln(45÷20)=30.83℃有关的物性参数数据如下：【三】、计算产品物料的总传热系数1、精馏塔的产品物料衡算：①、苯：M苯=78.11kg/kmol ;M甲苯=92.13kg/kmol产品摩尔百分数： X F=0.3 ;X D＝0.97 ;X W=0.02②、原料液及精馏塔顶、塔底的产品的平均摩尔质量：M F=X F*M甲+(1-X F)* M甲苯=0.3×78.11＋﹙1－0.3﹚×92.13＝87.924㎏／kmol M D=X D*M甲+(1-X D)* M甲苯=0.97×78.11＋﹙1－0.97﹚×92.13＝78.53㎏／kmol M W=X W*M甲+(1-X W)* M甲苯=0.02×78.11＋﹙1－0.02﹚×92.13＝91.85㎏／kmol2、物料衡算：原料处理量：F= q／M F=4000kg/h÷87.924kg／kmol≈45.49kmol/h总物料衡算：F= D + W ①苯物料衡算: F*X F=D* X D + W *X W ②联立①、②式得：X D =13.14kmol/hX W =32.08kmol/h甲苯流量转换：q甲苯=W*MW= 32.08kmol/h ×91.85kg/kmol =2947.00kg/h3、热流量：Q=q甲苯*Cp*﹙T1-T2﹚= q水*Cp*﹙t1+t2﹚Q=q甲苯*Cp*﹙T1-T2﹚=2947.00kg/h ×1.843kJ/kg.℃×（80-45）℃=190096.24kJ/h 则热流量为：Q=190096.24kJ/h ÷3600s =52.805 [kw] 4、冷却水用水量：q水 =Q／Cp*﹙t2-t1﹚=190096.24kJ/h÷4.171kJ/kg.℃÷（35-25）℃=4554.34kg/h5、总传热系数K :①、管程传热系数：（注：水在管程里流动，流体流速设为U i=0.5m/s）Re=di*ui*ρi／μi=0.02×0.5×995.7÷0.0008012 =12427.61Pr= Cp*μ／λ =4.171×10^3×0.0008012÷0.6171 =5.42ai=0.023*λi／di* Re^0.8*pr^0.4ai=0.023×0.6171÷0.02×12427.61^0.8×5.42^0.4 =2631.26则ai=2631.26②、壳程传热系数：假设壳程系数：ao=400w／(㎡.℃﹚则有化工手册查得甲苯及其水在该条件下的污垢热阻：冷却水的污垢热阻：Ri=0.000344㎡.℃／w甲苯的污垢热阻：Ro=0.000172㎡.℃／w选用的换热管的管壁厚度为b=0.0025 (m) ，则可选用的管壁导热系数λ=45w／m.℃6、总传热系数：K=1／[﹙do/ai*di﹚+﹙0.000344*do/di﹚+﹙b*di/λ*do﹚+0.000172＋﹙1/ao﹚]K=1÷[(0.025÷2631.26÷0.02)+(0.000344×0.025÷0.02)+(0.0025×0.025÷0.02÷45)+0.000172+(1÷400)]K=274.35 w／㎡.℃【四】、计算换热器换热面积：S′=Q／K*Δt´m =52.805×10^3÷274.35÷30.83 =6.24﹙㎡﹚在设计时考虑的15%的面积裕度，则S=1.15×6.24=7.18﹙㎡﹚【五】、工艺结构尺寸1、管径和管内流速：[ 管程内走水]选用φ25㎜×2.5㎜的碳钢传热管，取管内流体流速为Ui=0.5m/s 。
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=v／﹙π/4*di^2*ui﹚=4554.34÷3600÷995.7÷0.785÷0.02^2÷0.5=8.09 则ns≈9﹙根﹚按单管程计算，所需的传热管长度为L=S／π*do*ns =7.18÷3.14÷0.025÷9 =10.16﹙m﹚按单管程计算，所需的传热管过长，宜采用多管程结构，现取传热管的长度为标准长度ι=3.0(m﹚，则该换热器管程数为Np= L／ι=10.16÷3.0 =3.39≈4﹙管程﹚3、若采用4管程，每根传热管管长度ι=3﹙m﹚。
据此，由换热器系列标准，选定固定管板式换热器，换热管型号为φ25㎜×2.5㎜，有关参数如下表。
4、平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数：P=﹙t2－t1﹚／﹙T1－t1﹚=﹙35－25﹚÷﹙80－25﹚=0.182R=﹙T1－T2﹚÷﹙t2－t1﹚=﹙80－45﹚÷﹙35－25﹚=3.5按单壳程，四管程结构，温差校正系数查表得ψ△t =0.9 。
则平均传热温差：△t m =ψ△t *△t´m =30.83×0.9 =27.75 ℃5、传热管排列方法每程内均采用正三角形排列，取管心距为Pt=1.25*doPt=1.25×0.025=31.25≈32﹙mm﹚横过管束中心线的管数：nc=9﹙根﹚6、壳体内径采用多管程结构，取管板利用率η=0.7 ；壳体内径D=325﹙mm﹚。
7、折流板数采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×325 =81.25 ﹙mm﹚则取h= 80 ﹙mm﹚取折流板间距为B=0.3D ﹙0.2D＜B＜D﹚则B=0.3D = 0.3×325 = 97.5 ≈100﹙mm﹚折流板数NB=﹙L／B﹚－1 =﹙3000÷100﹚－1 = 29﹙块﹚折流板圆缺面水平装配。
8、接管①、壳程的流体进出口接管：取接管内甲苯的流速为uo=1.0m/s,则接管内径为d=(4*v／π*uo)^0.5 =(4×2947÷3600÷825÷3.14÷1.0)=0.03556(m)则取d=40 (mm)②、管程的流体进出口接管：取接管内水的流速为uo=1.5m/s,则接管内径为d=(4*v／π*uo)^0.5 =(4×4554.34÷3600÷995.7÷3.14÷1.5)=0.0328(m) 则取d=35(mm)【六】、换热器核算：1、热量核算：①、壳程对流传热系数，对圆缺形折流板，可采用克恩公式ai=0.36*λo／do* Reo^0.55*pr^0.33*(μo/μw)^0.14当量直径，由正三角形排列得de={4*[(3^0.5/2)*pt^2－(π/4)*do^2]}de={4×[(3^0.5÷2)×0.032^2－(3.14÷4)×0.025^2]} =0.02 （m）壳程流通截面积：So=B*D*(1－do/pt)So=0.1×0.325×(1－0.025÷0.032) =0.0071 (㎡)则So=0.0071 (㎡)壳程流体流速及其雷洛数分别为壳程流体流速uo=V甲苯／So=2947÷3600÷825÷0.0071 =0.14 (m/s)雷洛数Reo=de*uo*ρo／μo=0.02×0.14×825÷0.000422=5473.93普兰特准数Pr= Cp*μ／λ=1.843×10^3×0.000422÷0.1276=6.095液体粘度校正系数(μo/μw)^0.14≈1.05ao=0.36×0.1276÷0.02×5473.93^0.55×6.095^0.33×1.05 =498.22则ao=498.22②、管程对流传热系数ai=0.023*λi／di* Re^0.8*pr^0.4管程流通截面积Si=(π/4)*di^2*Np/NSi=3.14÷4×0.02^2×29÷4 =0.0023 (㎡)Si=0.0023(㎡)程流体流速ui=V水／Si=4554.34÷3600÷995.7÷0.0023=0.552 (m/s)ui=0.552 (m/s)雷洛数Re=di*ui*ρi／μi=0.02×0.552×995.7÷0.0008012 =13720.08Pr= Cp*μ／λ=4.171×10^3×0.0008012÷0.6171 =5.42ai=0.023*λi／di* Re^0.8*pr^0.4ai=0.023×0.6171÷0.02×13720.08^0.8×5.42^0.4 =2809.77则ai=2809.77③、传热系数KK=1／[﹙ao/ai*di﹚+﹙0.000344*do/di﹚+﹙b*di/λ*dm﹚+0.000172＋﹙1/ao﹚]K=1÷[(0.025÷2809.77÷0.02)+(0.000344×0.025÷0.02)+(0.0025×0.025÷0.0225÷45)+0 .000172+(1÷498.22)]K=320.95 w／㎡.℃④、传热面积S=Q／K*Δtm =52.805×10^3÷320.95÷27.75 =5.93﹙㎡﹚该换热器的实际传热面积SpSp=π*do*L(N-nc)Sp=3.14×0.025×3.0×（40-9）=7.30﹙㎡﹚该换热器的面积裕度为H=(Sp-S)/S*100%H=(7.3-5.93)÷5.93×100%=23.10%H=23.10%2、换热器内流体的流动阻力①、管程流动阻力∑△Pi=(△P1+ △P2 )*Ft*Ns*NpNs = 1 Np =4 Ft =1.4 ι=3.0m△P1=(λi*ι/d)*(ρ*ui^2/2)△P2=ζ*(ρ*ui^2/2)由Re=10066.36,传热管相对粗糙度ε/d=0.005,查莫狄图得λi=0.035 w/m. ℃；流速ui=0.552 (m/s) ; ρi=995.7kg/m3 所以△P1=(λi*ι/d)*(ρ*ui^2/2)△P1=0.035×3.0÷0.02×995.7×0.552^2÷2 =796.41 (pa)△P2=ζ*(ρ*ui^2/2)△P2=3×995.7×0.552^2÷2 =455.09 (pa)∑△Pi=(△P1+ △P2 )*Ft*Ns*Np∑△Pi=(796.41+455.09) ×1.4×1×4 =7008.41(pa)∑△Pi=7008.41 (pa) ＜10 kpa管程流动阻力在允许的范围之内。