苯甲苯精馏塔顶冷凝器设计docx.docx

1、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

2、12（七）初选换热器规格13（八）核算总传热系数K013.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：7 kPa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

3、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7

4、8.11 和 92.14kg/kmol 。xF25 / 78.110.28225/ 78.1175 / 92.14xD97 / 78.110.97497 / 78.113 / 92.14xw1 / 78.110.01181/ 78.1199 / 92.14（二）平均摩尔质量MMFD78.11 0.282 1 0.282 92.14 88.18kg/kmol78.11 0.974 1 0.974 92.14 78.47kg/kmol.页脚 .w 78.11 0.0118 (1 0.0118) 92.14 91.97 kg / kmol（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件： 操作周期 720

5、0 小时年 ，有： F 90208 t/a 12529 kg/h ，全塔物料衡算：FDW0.25F0.97D0.01WF12529kg/hF12529 / 88.18142.08kmol/hD3132kg/hD3132 / 78.4739.91kmol/hW9397kg/hW9397/91.97102.17kmol/h三、塔板数的确定（一）理论塔板数 N T 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 当温度为 80.1 时lg P A1211.0336.03552.00680.1220.79lg P B1344.86.079541.591

6、80.1219.482解得 PA101.34KPa ， PB38.96KPa当温度为 110.63 时lg P A6.03551211.0332.376110.63220.79lg P B6.079541344.82.006110.63219.482解得 PA237.95KPa ， P B101.34KPa则有1101.31 38.962.6002237.95 101.342.348122.6002.3482.47(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 xq xF 0.282 ，根据相平衡方程有yqxq2.470.2821 ( 1)xq1(2.

7、470.4921) 0.282最小回流比为RminxDyq0.9740.492yqxq0.4922.30.282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：R 1.8Rm 1.8 2.3 4.14(3) 精馏塔的气、液相负荷L RD 4.14 39.91 165.23Kmol / hV (1 R) D (1 4.14) 39.91 205.14 Kmol / hL L qF 165.23 142.08 307.31Kmol / hV V 205.14 Kmol / h(4) 操作线方程yn 1RxD4.14xn0.974RxnR14.14 10.81x 0

8、.189精馏段操作线方程14.14 1LWxw提馏段操作线方程ym 1V xmV 1.50xm0.0063.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yax2.47x1(a 1) x11.47 x变形有 xy1.47 y2.47由 y 求的 x,再将 x 带入操作线方程，以此类推.页脚 .y1 xD 0.974相平衡x10.938y2 0.949 y3 0.904 y4 0.831 y5 0.728 y6 0.610 y7 0.503 y8 0.425 y9 0.339 y10 0.252 y11 0.174 y12 0.113 y13 0.068 y14 0.038 y1

9、5 0.0176相平衡x20.883相平衡x30.792相平衡x40.666相平衡x50.520相平衡x60.388相平衡x70.291相平衡x80.230 xF0.282相平衡x90.172相平衡x100.120相平衡x110.079相平衡x120.049相平衡x130.029相平衡x140.0157相平衡x150.007xW图解得 N T 15 块（不含釜） 。其中，精馏段 N T1 7 块，提馏段 N T 2 8 块，第 8 块为加料板位置。（二）实际塔板数 N p由 t-x-y 图td=82.1 tw=110.5 平均温度 tm= （ td+tw ） /2=(82.1+110.5)/2

10、=96.3查手册，知tm 下的粘度为 A =0.27 B=0.31由 t-x-y 图得 xa=0.365xb=0.635 ya=0.581yb=0.419L=0.365 0.27+0.635 0.31=0.296a=(ya xb)/(yb xa)=(0.581 0.635)/(0.419 0.365)=2.412Et= ET =0.49 （L ）0.2450. 245=0.49 (2.412 0.296)=0.53精馏段实际板层数N 精 =7/0.53=13.2=14N 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

11、每层塔板压降为 0.7kPa 计算。塔顶： pD 101.3 4 105.3kPa加料板： pF105.30.7 7 110.2kPa平均压强 pm105.3110.2 / 2107.8kPa（二）平均温度t m塔顶温度t D=82.1 进料板温度t F=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M m塔顶：y1xD 0.974， x10.938 （查相平衡图）M VD ,m0.97478.1110.97492.1481.61kg/kmolM LD ,m0.93878.1110.93892.1478.98kg/km

12、ol加料板： y F0.425 ， xF0.230 （查相平衡图）M VF ,m0.42578.1110.42592.1486.18kg/kmolM LD ,m0.23078.1110.23092.1488.91kg/kmol精馏段： M V ,m81.6186.18 / 283.9kg/kmolM L,m78.9888.91 / 283.95kg/kmol（四）平均密度ma.精馏段平均密度的计算气相由理想气体状态方程得VmmMvwm (273.15+89.65)=3.00kg/m3=P/RT =(107.8 83.9)/8.314液相查不同温度下的密度，可得tD=82.1. 时.页脚 .A

13、812.7kg/m 3B=807.9kg/m3t F=97.2 时A3B=788.54kg/m3 793.0kg/mLDm =1/(0.97/812.7+0.03/807.9)=812.5kg/m3进料板液相的质量分率A =(0.282 78.11)/(0.282 78.11+0.718 92.14)=0.253LFm =1/(0.25/793.0+0.75/788.54)=789.7kg/m精馏段液相平均密度为Lm =(812.5+789.7)/2=801.1kg/m32.汽相平均密度V,mV ,m10883.93.0kg/m 3pm M V ,mRTm8.31427390 平均粘度的计算液

14、相平均粘度依下式计算 即lg Lm = xilg ia 塔顶液相平均粘度的计算 由 t D=82.1 查手册得A =0.302mPa.s B=0.306mPa.slg LDm =0.974lg(0.302)+0.026lg(0.306)解得LDm =0.302mPa.sb 进料板平均粘度的计算 由 tF=97.2 查手册得A =0.261mPa.s B=0.3030mPa.slg LFm =0.282lg(0.2610)+0.718lg(0.3030)解得LFm =0.291mPa.s精馏段平均粘度Lm =(0.302+0.291)/2=0.297mPa.s 液相平均表面力的计算液相平均表面力

15、依下式计算 即Lm = xii.页脚 .a. 塔顶液相平均表面力的计算 由 tD =82.1 查手册得A =21.24mN/m B=21.42mN/mLDm =0.974 21.24+0.026 21.42=21.25mN/mb. 进料板液相平均表面力的计算 由 tF=97.2 查手册得A =19.10mN/m B=19.56N/mLFM =0.282 19.10+0.718 19.56=19.43 mN/m精馏段液相平均表面力Lm =(21.25+19.43)/2=20.34 mN/m五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率 V (1 R) D (1 4.14) 39.91 205.14 Kmo

16、l / h汽相体积流量 VsVM V ,m205.1483.93/s3600 V , m36001.59m3汽相体积流量 Vh1.59 m 3 /s5724m 3 /h液相回流摩尔流率L RD4.14 39.91165.23Kmol / h液相体积流量 LsLM3600L,m L, m165.2383.950.00481m3 /s3600801.1液相体积流量Lh0.00481m 3/s17.32m 3 /h冷凝器的热负荷QVr 205.1478.47 310 / 3600 1386kW.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：

17、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 10 5 Pa ；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/m 3，3.1 10 4 Pa s，c

18、p 1.942kJ/kgC，0.127W/m C，r 310kJ/kg。井水的定性温度：入口温度为 t125C ，出口温度为 t230井水的定性温度为tm25 30 /227.5 Cms15.14 313216107 kg/h4.4742 kg/sms2ms1rcp 2 （ t2t1）m 3132 31046522 kg / hs25 4.174两流体的温差 Tmt m80 27.552.5 C ，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/m3mPa skJ/(kg )W/(m )苯806770.311.9420.127井水27.5993.70

19、.7174.1740.627.页脚 .3.计算热负荷Q ms1 r 4.4742 310 1387kW4.计算有效平均温度差逆流温差80258030t m,逆- 25/ 8052.46 Cln 80305.选取经验传热系数 K 值根 据 管 程 走 井 水 ， 壳 程 走 苯 ， 系 数 K 470 815W/m 2 C ， 取K 500W/m 2 C 。6.估算换热面积SQ138710352.88m 2Ktm，逆500 52.467.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 113.5m 2管程数 N p .1管数 n .230管 L.6m管子直径. 25 2.5mm管子排列方式.正三角形 器的 面 Son d0L0.1230 3.14 0.025 6 0.1 106.52m 2 器所要求的 系数K oSoQ1387103248.2W/m 2Ctm，逆106.5252.468.核算总传热系数 K o（ 1 ） 算管程 流 系数i.页脚 .Vsimsi/i46522/ 993.70.013m3 /s3600Ain4di22300.785 0.02020.072m 2N p1uiVsi0.013Ai0.18m/s