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1、 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 NoINOUTFEEDDWPha
2、seLIQUIDVAPORLIQUIDTemperature 2080.14054110.6504Pressure atm1.0000001.0000001.006805Vapor Frac0.00.00.0ComponentMass Flow kg/hrMassFracMass Flow kg/hrMass FracMass Flow kg/hrMass FracC6H65686.980.695675.606040.999281712.665570.0049405C7H82555.020.312.555020.00071832550.9410.9950595Total824215678.39
3、312563.6071824282421.3 换热器的物料衡算表2 换热器物料衡算表Stream NoINOUTWWATER46PhaseLIQUIDLIQUIDLIQUIDLIQUIDTemperature 110.650422.0000040.0000051.73891Pressure atm1.0068051.0000001.0047780.9999087Liquid Frac1.0000001.0000001.0000001.000000ComponentMass Flow kg/hrMass Flow kg/hrMass Flow kg/hrMass Flow kg/hrC6H612
4、.665570.012.665570.0C7H82550.9410.02550.9410.0H2O0.03000.0000.03000.000Total5563.6075563.6071.4 总物料衡算表3 总物料衡算表Stream NoINOUTFEEDWATERD46PhaseLIQUIDLIQUIDVAPORLIQUIDLIQUIDTemperature 20.0000022.0000080.1405440.0000051.73891Pressure atm1.0000001.0000001.0000001.0047780.9999087Vapor Frac0.00.00.00.00.0
5、ComponentMass Flow kg/hrMass Flow kg/hrMass Flow kg/hrMass Flow kg/hrMass Flow kg/hrC6H65686.980.05674.31412.665570.0C7H82555.020.04.0785532550.9410.0H2O0.03000.0000.00.03000.000Total11242112422 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
6、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
7、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
8、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 = Hout - Hin 其中：Q设备的热负荷； Hout设备的热负荷； Hin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 NoINOUTFEEDDWPhaseLIQUIDVAPORLIQUIDTemperature 2080.14054110.6504Pressure atm1.0000001.
9、0000001.006805Vapor Frac0.00.00.0Mole Flow kmol/hr100.533572.6860527.84748Mass Flow kg/hr82425678.3932563.607Volume Flow cum/sec0.00261980.00193290.0009142Enthalpy Watt10572091152347211593H Enthalpy Watt306731设备名称塔底再沸器塔顶冷凝器负荷Watt1998677.92-1691947.4Q=1998677.92-1691947.4=306730.52 = H 热量守恒2.2 换热器的能量
10、衡算表5 换热器能量衡算表Stream NoINOUTWWATER46PhaseLIQUIDLIQUIDLIQUIDLIQUIDTemperature 110.650422.0000040.0000051.738889Pressure atm1.0068051.0000001.0047780.9999087Liquid Frac1.0000001.0000001.0000001.000000Mole Flow kmol/hr27.84748166.525327.84748166.5253Mass Flow kg/hr2563.6073000.0002563.6073000.000Volume
11、Flow cum/sec0.00091420.00083630.00083890.0008615Enthalpy Watt211593-13224483113977-13126867H Watt0H=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
12、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
13、，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
14、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/(m2K)0.04926534换热器热负荷MW0.09761618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/hr3000换热器壳程流体流量kg/hr2563.60676换热器管程流速m/s0.00441101换热器壳程流速m/s0.07720940换热器管程程
15、数1换热器壳程程数1换热器管程压力降MPa9.2504e-06换热器壳程压力降MPa0.0001977换热器壳程设计压力MPa2.0265e-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。浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小（因气体水平吹出之故），塔板效率较高，生产能力较大。塔结构简单，制造费用便宜，并能适应常用的物料状况，是化工、炼油行业中使用最广泛的塔型之一。图2为其结构示意图：1-出料口接管；2-接管；3-塔盘；4-回流管；5-塔顶接管；6-进
16、料管图2 浮阀塔结构示意图我们首先通过Aspen Plus软件计算得到相关的设计参数和物性资料，然后使用Hydrodyn和Mechanic两个软件，对生产过程中的精馏塔进行了初步设计。表7 精馏塔T-401具体数据一序号项目数值1塔板数（理想精馏塔）2第几块，进料板（理想精馏塔）3最小回流比4回流比5塔板数（实际精馏塔）6第几块，进料板（实际精馏塔）7F（kg/hr）8D（kg/hr）9W（kg/hr）表8 精馏塔T-401具体数据二序号项目数值1塔径 D/m2塔板间距 HT/m3塔板型式4堰型式5堰长 lw/m2.2046受液盘型式凹型受液盘7板上清液层高度 hl/m0.068降液管底隙ho
17、/m0.079阀数 N/个齿型堰堰深hn10堰高hw0.03511堰上液流高度how0.02312降液管宽度Wd0.35213中心降液管宽度Wd0.114降液管总面积 Af/m252815塔板截面积At/m211.341116浮阀型式F-1型浮阀17阀孔动能因子10.8918阀孔速度m/s18.7619阀孔直径do/mm3920阀孔数目n/个168021阀孔总面积Ao/m22.006922鼓泡区面积Aa/m29.443223开孔率0.2124孔中心距t/mm7425外堰前安定区宽度Ws/mm9526内堰前安定区宽度Ws/mm7527无效区宽度Wc/mm6028泛点率0.78629单板压降hp/
18、mm液柱6930干板压降hc/mm液柱4031板上清液层阻力hl/mm液柱3032降液管阻力hd/mm液柱233降液管内清液高度h/mm13134泡沫层相对比重0.535液相流程长Z/mm3096表9精馏塔T-401具体数据三序号项目数值1工作压力 /MPa2工作温度 /3设计压力 /MPa4设计温度 /5材料Q235-A6许用应力MPa/1117材料的屈服极限 /MPa2358钢板负偏差 C1/mm0.89腐蚀余量 C2/mm110焊缝系数0.8511筒体最小壁厚碳钢DI=3800 Smin=7.612名义厚度 /mmSn=4013有效厚度 /mm38.214液压试验 /MPa211.515
19、封头曲面深度 Hf/mm95016形状系数117计算厚度 Sc/mm0.618最小有效厚度 /mm5.719名义厚度 Sn/mm720有效厚度 S1/mm5.221液压试验许用应力 /MPa211.522筒体质量 /kg84861.3523封头质量 /kg1255.5924筒体总质量 /kg8610.9525塔盘的单位面积重量 /N/75026塔盘数（个）4027塔盘总质量 /kg34717.828裙座高度 /m329估计裙座质量 /kg34428.830塔上其余附件质量 /kg200031附件总质量 /kg36428.832空塔总质量 /kg157253.633全塔操作质量 /kg205662.734全塔水压时的总质量 /kg436434.8