苯甲苯精馏塔顶冷凝器设计docx.docx
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苯甲苯精馏塔顶冷凝器设计docx
.
目
录
一、苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计任务书———————————————
2
（一）设计题目———————————————————————————
2
（二）操作条件———————————————————————————
2
（三）设计容———————————————————————————
2
二、苯-甲苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）——————————
3
（一）设计方案的确定及工艺流程的说明————————————————
4
（二）全塔的物料衡算————————————————————————
4
（三）塔板数的确定—————————————————————————
4
（四）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算——————————
6
（五）精馏段的汽液负荷计算—————————————————————
7
三、苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）——————————————
8
四、苯立式管壳式冷凝器的设计—工艺计算书（标准系列）————————
8
（一）确定流体流动空间———————————————————————
9
（二）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据————————————
9
（三）计算热负荷——————————————————————————
10
（四）计算有效平均温度差——————————————————————
11
（五）选取经验传热系数K值—————————————————————
12
（六）估算换热面积—————————————————————————
12
（七）初选换热器规格————————————————————————
13
（
八
）
核
算
总
传
热
系
数
K0———————————————————————
13
..页脚.
.
（九）计算压强降——————————————————————————13
化工原理课程设计任务书
课程设计题目——苯-甲苯板式精馏塔冷凝器的设计
一、设计题目
生产能力（精馏塔进料量）：
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：
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、设计容
1.设计方案的确定及工艺流程的说明；
2.塔的工艺计算；
..页脚.
.
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。
xF
25/78.11
0.282
25/78.11
75/92.14
xD
97/78.11
0.974
97/78.11
3/92.14
xw
1/78.11
0.0118
1/78.11
99/92.14
（二）平均摩尔质量
M
M
F
D
78.110.28210.28292.1488.18kg/kmol
78.110.97410.97492.1478.47kg/kmol
..页脚.
.
w78.110.0118（10.0118）92.1491.97kg/kmol
（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：
F90208t/a12529kg/h，
全塔物料衡算：
F
D
W
0.25F
0.97D
0.01W
F
12529kg/h
F
12529/88.18
142.08kmol/h
D
3132kg/h
D
3132/78.47
39.91kmol/h
W
9397kg/h
W
9397/91.97
102.17kmol/h
三、塔板数的确定
（一）理论塔板数NT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
lgPA
1211.033
6.0355
2.006
80.1
220.79
lgPB
1344.8
6.07954
1.591
80.1
219.482
解得PA
101.34KPa，PB
38.96KPa
①
当温度为110.63℃时
lgPA
6.0355
1211.033
2.376
110.63
220.79
lgPB
6.07954
1344.8
2.006
110.63
219.482
解得PA
237.95KPa，PB
101.34KPa
则有
1
101.3138.96
2.600
2
237.95101.34
2.348
1
2
2.600
2.348
2.47
（2）最小回流比的求取
..页脚.
.
由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故xqxF0.282，根据相平衡方程
有
yq
xq
2.47
0.282
1
（1）xq
1
（2.47
0.492
1）0.282
最小回流比为
Rmin
xD
yq
0.974
0.492
yq
xq
0.492
2.3
0.282
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：
R1.8Rm1.82.34.14
（3）精馏塔的气、液相负荷
LRD4.1439.91165.23Kmol/h
V（1R）D（14.14）39.91205.14Kmol/h
L'LqF165.23142.08307.31Kmol/h
V'V205.14Kmol/h
（4）操作线方程
yn1
R
xD
4.14
xn
0.974
R
xn
R
1
4.141
0.81x0.189
精馏段操作线方程
1
4.141
L'
Wxw
提馏段操作线方程
ym1
V'xm
V'
1.50xm
0.006
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
y
ax
2.47x
1
（a1）x
1
1.47x
变形有x
y
1.47y
2.47
由y求的x,再将x带入操作线方程，以此类推
..页脚.
.
y1xD0.974
相平衡
x1
0.938
y20.949y30.904y40.831y50.728y60.610y70.503y80.425y90.339y100.252y110.174y120.113y130.068y140.038y150.0176
相平衡
x2
0.883
相平衡
x3
0.792
相平衡
x4
0.666
相平衡
x5
0.520
相平衡
x6
0.388
相平衡
x7
0.291
相平衡
x8
0.230xF
0.282
相平衡
x9
0.172
相平衡
x10
0.120
相平衡
x11
0.079
相平衡
x12
0.049
相平衡
x13
0.029
相平衡
x14
0.0157
相平衡
x15
0.007
xW
图解得NT15块（不含釜）。
其中，精馏段NT17块，提馏段NT28块，第8块为加
料板位置。
（二）实际塔板数Np
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=0.365
xb=0.635ya=0.581
yb=0.419
L
μ=0.365×0.27+0.635×0.31=0.296
a=（yaxb）/（ybxa）=（0.581
×0.635）/（0.419
×0.365）=2.412
Et=ET=0.49（α
L）
0.245
0.245
=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
..页脚.
.
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pm
取每层塔板压降为0.7kPa计算。
塔顶：
pD101.34105.3kPa
加料板：
pF
105.3
0.77110.2kPa
平均压强pm
105.3
110.2/2
107.8kPa
（二）平均温度
tm
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
Mm
塔顶：
y1
xD0.974
，x1
0.938（查相平衡图）
MVD,m
0.974
78.11
1
0.974
92.14
81.61kg/kmol
MLD,m
0.938
78.11
1
0.938
92.14
78.98kg/kmol
加料板：
yF
0.425，xF
0.230（查相平衡图）
MVF,m
0.425
78.11
1
0.425
92.14
86.18kg/kmol
MLD,m
0.230
78.11
1
0.230
92.14
88.91kg/kmol
精馏段：
MV,m
81.61
86.18/2
83.9kg/kmol
ML,m
78.98
88.91/2
83.95kg/kmol
（四）平均密度
ρ
m
a.精馏段平均密度的计算
Ⅰ
气相
由理想气体状态方程得
Vm
m
M
vw
m
×（273.15+89.65）]=3.00kg/m
3
ρ
=P
/RT=（107.8×83.9）/[8.314
Ⅱ
液相
查不同温度下的密度，可得
tD=82.1.℃时
..页脚.
.
ρA＝812.7kg/m3
B=807.9kg/m
3
tF=97.2℃时
A
3
B
=788.54kg/m
3
ρ＝793.0kg/m
ρ
ρLDm=1/（0.97/812.7+0.03/807.9）=812.5kg/m
3
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
3
ρLFm=1/（0.25/793.0+0.75/788.54）=789.7kg/m
精馏段液相平均密度为
ρLm=（812.5+789.7）/2=801.1kg/m
3
2.汽相平均密度
ρV,m
V,m
108
83.9
3.0kg/m3
pmMV,m
RTm
8.314
273
90
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液相平均表面力的计算
液相平均表面力依下式计算即
σLm=∑xiσi
..页脚.
.
a.塔顶液相平均表面力的计算由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V（1R）D（14.14）39.91205.14Kmol/h
汽相体积流量Vs
VMV,m
205.14
83.9
3
/s
3600V,m
3600
1.59m
3
汽相体积流量Vh
1.59m3/s
5724m3/h
液相回流摩尔流率
LRD
4.1439.91
165.23Kmol/h
液相体积流量Ls
LM
3600
L,mL,m
165.23
83.95
0.00481m3/s
3600
801.1
液相体积流量
Lh
0.00481m3/s
17.32m3/h
冷凝器的热负荷
Q
Vr205.14
78.47310/36001386kW
..页脚.
.
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。
二、操作条件
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）
677kg/m3，
3.1104Pas，cp1.942kJ/kg
C，
0.127W/mC，r310kJ/kg。
井水的定性温度：
入口温度为t1
25
C，出口温度为t2
30℃
井水的定性温度为
tm
2530/2
27.5C
ms1
5.143132
16107kg/h
4.4742kg/s
ms2
ms1
r
cp2（t2
t1）
m
＝3132310
46522kg/h
s2
54.174
两流体的温差Tm
tm
8027.5
52.5C，
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
温度
密度
粘度
比热容
导热系数
流体
℃
kg/m
3
mPa·s
kJ/（kg·℃）
W/（m·℃）
苯
80
677
0.31
1.942
0.127
井水
27.5
993.7
0.717
4.174
0.627
..页脚.
.
3.计算热负荷
Qms1r4.47423101387kW
4.计算有效平均温度差
逆流温差
80
25
80
30
tm,逆
-25
/80
52.46C
ln80
30
5.选取经验传热系数K值
根据管程走井水，壳程走苯，系数K470~815W/m2C，取
K500W/m2C。
6.估算换热面积
S
Q
1387
103
52.88m2
K
tm，逆
50052.46
7.初选换热器规格
立式固定管板式器的格如下
公称直径D⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯
600mm
公称面S⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯113.5m2
管程数Np⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯
..1
管数n⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯
..230
管L⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯
.6m
管子直径⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯
..Φ252.5mm
管子排列方式⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯
..正三角形
器的面
So
nd0
L
0.1
2303.140.02560.1106.52m2
器所要求的系数
Ko
So
Q
1387
103
248.2W/m2
C
tm，逆
106.52
52.46
8.核算总传热系数Ko
（1）算管程流系数
αi
..页脚.
.
Vsi
msi
/
i
46522/993.7
0.013m3/s
3600
Ai
n
4
di2
230
0.7850.0202
0.072m2
Np
1
ui
Vsi
0.013
Ai
0.18m/s
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