1、- 1 -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）设计内容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
2、格13（八）核算总传热系数 K013（九）计算压强降13- 2 -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：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
3、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。- 3 -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
4、 92.14kg/kmol。28.014.9/75.8/2Fx739Dw2/./1（二）平均摩尔质量 kg/mol18.4.928.01.78FM7794D 9).(.w l/（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： ，kg/h1259t/a908F全塔物料衡算：- 4 -WDF01.97.25.0kg/h31/Wkmol/h17.02/9.3748l/25F三、塔板数的确定（一）理论塔板数 的求取TN(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06.279.1.80335.6lgAP 514
5、794B解得 ，KaPA34.10 Ka6.31 当温度为 110.63时376.29.03.1205.lgAP4867946B解得 ，KaPA95.237 Ka.0则有6.29.3811 348.2.1095.237480.1(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2.0Fqx有 49.28.0)147.()1(qqxy最小回流比为- 5 -3.28.049.7min qDxyR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： 1.43281mR(3)精馏塔的气、液相负荷hKmolRDL/23.1659V
6、403)14()1(lqFL/.708.2.65hKoV5(4)操作线方程精馏段操作线方程 189.0.14.9701.41 xxRxynDnn提馏段操作线方程 6.5.1 mwmVWL3.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 xaxy47.12)(1变形有 x47.2由 y 求的 x,再将 x 带入操作线方程，以此类推- 6 -WFDxxyxyxyxxyxyx 07.0176. 153829 407.174.01252.39. 82.39.00. 86152.728. 6379.0904. 83.7.54431129988776544322 11相 平 衡相 平 衡相
7、 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡 相 平 衡图解得 块（不含釜） 。其中，精馏段 块，提馏段 块，第 8 块为加TN71TN2TN料板位置。（二）实际塔板数 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=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=0.365 xb=0.635 ya=0.581 yb=0.419 L=0.3650.27+0.6350.31=0.296a=(ya xb)/(yb
8、xa)=(0.5810.635)/(0.4190.365)=2.412Et= TE=0.49（ L） 245.0=0.49(2.4120.296) 245.0=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- 7 -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 mp取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。塔顶： kPa3.1054.D加料板： 2.7Fp平均压强 a8/m（二）平均温度 t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=
9、89.65()（三）平均分子量 M塔顶： ， （查相平衡图）974.01Dxy938.01xkg/mol61.84.27, mV 9738.,LD加料板： ， （查相平衡图）425.0Fy0.Fxkg/ol18.64.25.17, mVMm93.83.,LD精馏段： kg/ol9.2/61, mV 5.9.7,L（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 Vm=PmMvw/RTm=(107.883.9)/8.314(273.15+89.65)=3.00kg/m3 液相 查不同温度下的密度，可得 tD=82.1.时 - 8 - A812.7kg/m 3 B=807.
10、9kg/m3tF=97.2时 A793.0kg/m 3 B=788.54kg/m3 LDm=1/(0.97/812.7+0.03/807.9)=812.5kg/m3进料板液相的质量分率 A=(0.28278.11)/(0.28278.11+0.71892.14)=0.25 LFm=1/(0.25/793.0+0.75/788.54)=789.7kg/m3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 mV,3, kg/m0.927314.8.0mVRTMp 平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lg Lm=xilgia塔顶液相平均粘度的计算
11、由 tD=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 液相平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算 即 Lm=xii- 9 -a. 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD=82.
12、1查手册得 A=21.24mN/m B=21.42mN/m LDm=0.97421.24+0.02621.42=21.25mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由 tF=97.2查手册得 A=19.10mN/m B=19.56N/m LFM=0.28219.10+0.71819.56=19.43 mN/m精馏段液相平均表面张力 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 hKmolDRV/14.2059.3)14.()1( 汽相体积流量 /s.608253603,mVsM汽相体积流量 /h74/s59.13h液相回流摩尔流率 hKmol
13、RDL/2.159液相体积流量 s048.83603603, mLs液相体积流量 /h2.17/s48. 3h冷凝器的热负荷 kW1386045VrQ- 10 -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
14、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） 。， kJ/g310CW/m127.0CkJ/g942.1，sPa10.3，kg/m674 rcp井水的定性温度：入口温度为 ，出口温度为C251t 32t井水的定性温度为 5.7/mkg/s4kgh6034.1 s）（ 122tcrphkgs/4657.52两流体的温差 ，C5.2.780mtT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mPas比热容kJ/(k
15、g)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 0.6273.计算热负荷- 11 -kW13870472.1rmQs4.计算有效平均温度差逆流温差 C46.52/5-ln, 逆mt5.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/m28170K。CW/502K6.估算换热面积 23m8.546.250187， 逆mtKQS7.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 D600mm公称换热面积 S113.5m2管程数 Np1管数 n230管长 L.6m管子直径 m52.管子排列方式正
16、三角形换热器的实际换热面积 20 m5.106.025.143. LdnSo该换热器所要求的总传热系数 CW/.86872o ， 逆mtQK8.核算总传热系数 o（1）计算管程对流传热系数 i/s013.79/360452/isimV222 m785.ipidNnA/s1.07.3isiu- 12 -（按湍流计算）20498071382Re iiud73.62.4.Pr 33ipic故 C)W/(m593.4602.03.PrRe023. 2.084.8.0 iid（2）计算壳程对流传热系数 o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
17、计算 o现假设管外壁温 ，则冷凝液膜的平均温度C35wt为 ，在换热器内绝大多数苯的温度在 80，只C5.73805.5.0wst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： CW/m4913780601.2.78913.13. 2/14/32 tLrgo（3）确定污垢热阻 （ 井 水 ）（ 有 机 液 体 ） /C/Wm22 4407 .R,.Rsiso（4）总传热系数 oKCW/m305/3.8702 20593102.42.1.49112 o ioiosmowsoKdRdb所选换热器的安全系数为 %1035.87表明该换热器的传热面积裕度符
18、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1/4231.ogrLt- 13 -02.59317072.49181wwsiiwsow ttRttT，这与假设相差不大，可以接受。C36wt核算流型冷凝负荷 1803407.24ReM（符合层流假设）9.计算压强降（1）计算管程压降（F t结垢校正系数，N p管程数，N s壳程数）sptip21取碳钢的管壁粗糙度为 0.1mm，则 ，而 ，于是05.d/2013iRe3.Re68201.Re681.02.023.0d Pa69214.7921 iiuLpa321479332i对 的管子有m5. 1,.spt NF且Pa64.1937621 spti Np（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。s248kg/m.325.7bms
