苯-甲苯精餾塔頂冷凝器設計

1、目 錄一、苯-甲苯板式精餾塔的工藝設計任務書2（一）設計題目2（二）操作條件2（三）設計內(nèi)容2二、苯-甲苯板式精餾塔的工藝計算書（精餾段部分） 3（一）設計方案的確定及工藝流程的說明4（二）全塔的物料衡算4（三）塔板數(shù)的確定4（四）塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算6（五）精餾段的汽液負荷計算7三、苯立式管殼式冷凝器的設計（標準系列）8四、苯立式管殼式冷凝器的設計工藝計算書（標準系列）8（一）確定流體流動空間9（二）計算流體的定性溫度，確定流體的物性數(shù)據(jù)9（三）計算熱負荷10（四）計算有效平均溫度差11（五）選取經(jīng)驗傳熱系數(shù)K值12（六）估算換熱面積12（七）初選換熱器規(guī)格13（八）核

2、算總傳熱系數(shù)K013（九）計算壓強降13化工原理課程設計任務書 課程設計題目苯-甲苯板式精餾塔冷凝器的設計一、設計題目生產(chǎn)能力（精餾塔進料量）：90000+x噸年（其中x=208）。操作周期 7200 小時年進料組成 苯含量25 （質(zhì)量分率，下同）塔頂產(chǎn)品組成 97  塔底產(chǎn)品組成1% 進料熱狀態(tài) 泡點進料兩側(cè)流體的壓降： 7 kPa  工作地點：蘭州二、操作條件1.塔頂壓強4kPa（表壓）；2.塔釜加熱蒸汽壓力506kPa；3.單板壓降不大于0.7kPa；4.回流液和餾出液溫度均為飽和溫度；5.冷卻水進出口溫度分別為25和30；三、設計內(nèi)容1.設計方案

3、的確定及工藝流程的說明；2.塔的工藝計算；3.冷凝器的熱負荷；4.冷凝器的選型及核算；5.冷凝器結(jié)構(gòu)詳圖的繪制；9.對本設計的評述或?qū)τ嘘P問題的分析與討論。苯-甲苯板式精餾塔的工藝計算書（精餾段部分）一、設計方案的確定及工藝流程的說明原料液經(jīng)臥式列管式預熱器預熱至泡點后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至苯液貯罐；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜產(chǎn)品經(jīng)臥式列管式冷卻器冷卻后送入氯苯貯罐。流程圖如下二、全塔的物料衡算（一）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和甲苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11和92.14kg/k

4、mol。（二）平均摩爾質(zhì)量（三）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：操作周期7200 小時年，有：，全塔物料衡算： 三、塔板數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù)的求取(1)相對揮發(fā)度的求取苯的沸點為80.1，甲苯額沸點為110.63 由飽和蒸汽壓可得1 當溫度為80.1時 解得，1 當溫度為110.63時 解得，則有 (2)最小回流比的求取由于是飽和液體進料，有q=1，q線為一垂直線，故，根據(jù)相平衡方程有最小回流比為考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的1.8倍，即：(3)精餾塔的氣、液相負荷 (4)操作線方程精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 3.求理論塔板數(shù)（1）逐板計算

5、法理論板計算過程如下：氣液平衡方程 變形有由y求的x,再將x帶入操作線方程，以此類推圖解得塊（不含釜）。其中，精餾段塊，提餾段塊，第8塊為加料板位置。（二）實際塔板數(shù)由t-x-y圖td=82.1 tw=110.5平均溫度 tm=（td+tw）/2=(82.1+110.5)/2=96.3查手冊，知tm下的粘度為 A=0.27 B=0.31由t-x-y圖得 xa=0.365 xb=0.635 ya=0.581 yb=0.419L=0.365×0.27+0.635×0.31=0.296a=(ya xb)/(yb xa)=(0.581×0.635)/(0.419×

6、;0.365)=2.412Et=0.49（）=0.49×(2.412×0.296)=0.53精餾段實際板層數(shù) N精=7/0.53=13.2=14N提=8/0.53=15.1=16總板數(shù)為30四、塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算（一）平均壓強取每層塔板壓降為0.7kPa計算。塔頂：加料板：平均壓強（二）平均溫度 塔頂溫度 tD=82.1 進料板溫度 tF=97.2 塔釜溫度 tW=103.2精餾段平均溫度 tm=(82.1+103.2)/2=89.65()（三）平均分子量塔頂： ，（查相平衡圖）加料板：，（查相平衡圖）精餾段：（四）平均密度a. 精餾段平均密度的計算

7、氣相由理想氣體狀態(tài)方程得Vm=PmMvw/RTm=(107.8×83.9)/8.314×(273.15+89.65)=3.00kg/m3液相查不同溫度下的密度，可得tD=82.1.時 A812.7kg/m3 B=807.9kg/m3tF=97.2時 A793.0kg/m3 B=788.54kg/m3LDm=1/(0.97/812.7+0.03/807.9)=812.5kg/m3進料板液相的質(zhì)量分率A=(0.282×78.11)/(0.282×78.11+0.718×92.14)=0.25 LFm=1/(0.25/793.0+0.75/788.5

8、4)=789.7kg/m3精餾段液相平均密度為Lm=(812.5+789.7)/2=801.1kg/m32.汽相平均密度 平均粘度的計算液相平均粘度依下式計算 即lgLm=xilgia塔頂液相平均粘度的計算 由tD=82.1查手冊得A=0.302mPa.s B=0.306mPa.slgLDm=0.974lg(0.302)+0.026lg(0.306)解得LDm=0.302mPa.sb進料板平均粘度的計算由tF=97.2查手冊得A=0.261mPa.s B=0.3030mPa.slgLFm=0.282lg(0.2610)+0.718lg(0.3030)解得LFm=0.291mPa.s精餾段平均粘

9、度Lm=(0.302+0.291)/2=0.297mPa.s 液相平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算 即Lm=xiia. 塔頂液相平均表面張力的計算 由tD=82.1查手冊得A=21.24mN/m B=21.42mN/mLDm=0.974×21.24+0.026×21.42=21.25mN/mb. 進料板液相平均表面張力的計算 由tF=97.2查手冊得A=19.10mN/m B=19.56N/mLFM=0.282×19.10+0.718×19.56=19.43 mN/m精餾段液相平均表面張力Lm=(21.25+19.43)/2=20.34 mN

10、/m五、精餾段的汽液負荷計算汽相摩爾流率汽相體積流量汽相體積流量液相回流摩爾流率液相體積流量液相體積流量冷凝器的熱負荷苯立式管殼式冷凝器的設計（標準系列）一、設計任務1.處理能力：90208t/a ；2.設備形式：立式列管式冷凝器。二、操作條件1.苯：冷凝溫度80，冷凝液于飽和溫度下離開冷凝器；2.冷卻介質(zhì)：為井水，流量70000kg/h，入口溫度25，出口溫度30；3.允許壓降：不大于105Pa；4.每年按300天，每天按24小時連續(xù)運行。三、設計要求苯立式管殼式冷凝器的設計工藝計算書（標準系列）本設計的工藝計算如下：此為一側(cè)流體為恒溫的列管式換熱器的設計。1.確定流體流動空間冷卻水走管程，

11、苯走殼程，有利于苯的散熱和冷凝。2.計算流體的定性溫度，確定流體的物性數(shù)據(jù)苯液體在定性溫度（51.7）下的物性數(shù)據(jù)（查化工原理附錄）井水的定性溫度：入口溫度為，出口溫度為井水的定性溫度為兩流體的溫差，故選固定管板式換熱器兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)如下物性流體溫度密度kg/m3粘度mPa·s比熱容kJ/(kg·)導熱系數(shù)W/(m·)苯806770.311.9420.127井水27.5993.70.7174.1740.6273.計算熱負荷4.計算有效平均溫度差逆流溫差5.選取經(jīng)驗傳熱系數(shù)K值根據(jù)管程走井水，殼程走苯，總傳熱系數(shù)，現(xiàn)暫取。6.估算換熱面積7.初選換熱器

12、規(guī)格立式固定管板式換熱器的規(guī)格如下公稱直徑D600mm公稱換熱面積S113.5m2管程數(shù)Np.1管數(shù)n.230管長L.6m管子直徑.管子排列方式.正三角形換熱器的實際換熱面積 該換熱器所要求的總傳熱系數(shù)8.核算總傳熱系數(shù)（1）計算管程對流傳熱系數(shù)（按湍流計算）故（2）計算殼程對流傳熱系數(shù)因為立式管殼式換熱器，殼程為苯飽和蒸汽冷凝為飽和液體后離開換熱器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的計算公式計算現(xiàn)假設管外壁溫，則冷凝液膜的平均溫度為，在換熱器內(nèi)絕大多數(shù)苯的溫度在80，只有靠近管壁的溫度較低，故在平均膜溫57.5下的物性可沿用飽和溫度80下的數(shù)據(jù)，在層流下：（3）確定污垢熱阻（4）總傳熱系數(shù)所選換熱器的安全系數(shù)為表明該換熱器的傳熱面積裕