苯甲苯精馏塔顶冷凝器设计Word文件下载.docx

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90000+x吨／年（其中x=208）。

操作周期7200小时／年

进料组成苯含量25％ 

（质量分率，下同）

塔顶产品组成≥97％ 

塔底产品组成≤1%

进料热状态泡点进料

两侧流体的压降：

≯7kPa 

工作地点：

兰州

二、操作条件

1.塔顶压强4kPa（表压）；

2.塔釜加热蒸汽压力506kPa；

3.单板压降不大于0.7kPa；

4.回流液和馏出液温度均为饱和温度；

5.冷却水进出口温度分别为25℃和30℃；

三、设计内容

1.设计方案的确定及工艺流程的说明；

2.塔的工艺计算；

3.冷凝器的热负荷；

4.冷凝器的选型及核算；

5.冷凝器结构详图的绘制；

9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。

苯-甲苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）

一、设计方案的确定及工艺流程的说明

原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；

塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。

流程图如下

二、全塔的物料衡算

（一）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率

苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11和92.14kg/kmol。

（二）平均摩尔质量

（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率

依题给条件：

操作周期7200小时／年，有：

，

全塔物料衡算：

三、塔板数的确定

（一）理论塔板数的求取

（1）相对挥发度的求取

苯的沸点为80.1℃，甲苯额沸点为110.63℃

由饱和蒸汽压可得

1　当温度为80.1℃时

解得，

1　当温度为110.63℃时

则有

（2）最小回流比的求取

由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故，根据相平衡方程有

最小回流比为

考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的1.8倍，即：

（3）精馏塔的气、液相负荷

（4）操作线方程

精馏段操作线方程

提馏段操作线方程

3.求理论塔板数

（1）逐板计算法

理论板计算过程如下：

气液平衡方程

变形有

由y求的x,再将x带入操作线方程，以此类推

图解得块（不含釜）。

其中，精馏段块，提馏段块，第8块为加料板位置。

（二）实际塔板数

由t-x-y图

td=82.1℃tw=110.5℃

平均温度tm=（td+tw）/2=（82.1+110.5）/2=96.3

查手册，知

tm下的粘度为μA=0.27μB=0.31

由t-x-y图得xa=0.365xb=0.635ya=0.581yb=0.419

μL=0.365×

0.27+0.635×

0.31=0.296

a=（yaxb）/（ybxa）=（0.581×

0.635）/（0.419×

0.365）=2.412

Et==0.49（α）=0.49×

（2.412×

0.296）=0.53

精馏段实际板层数N精=7/0.53=13.2=14

N提=8/0.53=15.1=16

总板数为30

四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算

（一）平均压强

取每层塔板压降为0.7kPa计算。

塔顶：

加料板：

平均压强

（二）平均温度

塔顶温度tD=82.1℃

进料板温度tF=97.2℃

塔釜温度tW=103.2℃

精馏段平均温度tm=（82.1+103.2）/2=89.65（℃）

（三）平均分子量

，（查相平衡图）

，（查相平衡图）

精馏段：

（四）平均密度

a.精馏段平均密度的计算

Ⅰ　气相　　由理想气体状态方程得

ρVm=PmMvw/RTm=（107.8×

83.9）/[8.314×

（273.15+89.65）]=3.00kg/m3

Ⅱ　液相　　查不同温度下的密度，可得tD=82.1.℃时

ρA＝812.7kg/m3B=807.9kg/m3

tF=97.2℃时ρA＝793.0kg/m3ρB=788.54kg/m3

ρLDm=1/（0.97/812.7+0.03/807.9）=812.5kg/m3

进料板液相的质量分率

αA=（0.282×

78.11）/（0.282×

78.11+0.718×

92.14）=0.25

ρLFm=1/（0.25/793.0+0.75/788.54）=789.7kg/m3

精馏段液相平均密度为

ρLm=（812.5+789.7）/2=801.1kg/m3

2.汽相平均密度

⑸平均粘度的计算

液相平均粘度依下式计算即

lgμLm=∑xilgμi

a．塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.1℃查手册得

μA=0.302mPa.sμB=0.306mPa.s

lgμLDm=0.974lg（0.302）+0.026lg（0.306）

解得

μLDm=0.302mPa.s

b．进料板平均粘度的计算由tF=97.2℃查手册得

μA=0.261mPa.sμB=0.3030mPa.s

lgμLFm=0.282lg（0.2610）+0.718lg（0.3030）

解得

μLFm=0.291mPa.s

精馏段平均粘度

μLm=（0.302+0.291）/2=0.297mPa.s

⑹液相平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算即

σLm=∑xiσi

a.塔顶液相平均表面张力的计算由tD=82.1℃查手册得

σA=21.24mN/mσB=21.42mN/m

σLDm=0.974×

21.24+0.026×

21.42=21.25mN/m

b.进料板液相平均表面张力的计算由tF=97.2℃查手册得

σA=19.10mN/mσB=19.56N/m

σLFM=0.282×

19.10+0.718×

19.56=19.43mN/m

精馏段液相平均表面张力

σLm=（21.25+19.43）/2=20.34mN/m

五、精馏段的汽液负荷计算

汽相摩尔流率

汽相体积流量

液相回流摩尔流率

液相体积流量

冷凝器的热负荷

苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）

一、设计任务

1.处理能力：

90208t/a；

2.设备形式：

立式列管式冷凝器。

1.苯：

冷凝温度80℃，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器；

2.冷却介质：

为井水，流量70000kg/h，入口温度25℃，出口温度30℃；

3.允许压降：

不大于105Pa；

4.每年按300天，每天按24小时连续运行。

三、设计要求

苯立式管壳式冷凝器的设计——工艺计算书（标准系列）

本设计的工艺计算如下：

此为一侧流体为恒温的列管式换热器的设计。

1.确定流体流动空间

冷却水走管程，苯走壳程，有利于苯的散热和冷凝。

2.计算流体的定性温度，确定流体的物性数据

苯液体在定性温度（51.7℃）下的物性数据（查化工原理附录）

井水的定性温度：

入口温度为，出口温度为

井水的定性温度为

两流体的温差，

故选固定管板式换热器

两流体在定性温度下的物性数据如下

物性

流体

温度

℃

密度

kg/m3

粘度

mPa·

s

比热容

kJ/（kg·

℃）

导热系数

W/（m·

苯

80

677

0.31

1.942

0.127

井水

27.5

993.7

0.717

4.174

0.627

3.计算热负荷

4.计算有效平均温度差

逆流温差

5.选取经验传热系数K值

根据管程走井水，壳程走苯，总传热系数，现暂取。

6.估算换热面积

7.初选换热器规格

立式固定管板式换热器的规格如下

公称直径D…………………………600mm

公称换热面积S……………………113.5m2

管程数Np…………………………..1

管数n………………………………..230

管长L……………………………….6m

管子直径……………………………..

管子排列方式………………………..正三角形

换热器的实际换热面积

该换热器所要求的总传热系数

8.核算总传热系数

（1）计算管程对流传热系数

（按湍流计算）

故

（2）计算壳程对流传热系数

因为立式管壳式换热器，壳程为苯饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开换热器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式计算

现假设管外壁温，则冷凝液膜的平均温度为，在换热器内绝大多数苯的温度在80℃，只有靠近管壁的温度较低，故在平均膜温57.5℃下的物性可沿用饱和温度80℃下的数据，在层流下：

（3）确定污垢热阻

（4）总传热系数

所选换热器的安全系数为

表明该换热器的传热面积裕度符合要求。

（5）核算壁温与冷凝液流型

核算壁温时，一般忽略管壁热阻，按以下近似计算公式计算

，这与假设相差不大，可以接受。

核算流型

冷凝负荷

（符合层流假设）

9.计算压强降

（1）计算管程压降

（Ft结垢校正系数，Np管程数，Ns壳程数）

取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm，则，而，于是

对的管子有

（2）计算壳程压力降

壳程为恒温恒压蒸汽冷凝，可忽略压降。

由此可知，所选换热器是合适的。