苯-甲苯精馏塔顶冷凝器设计讲课稿

苯精馏塔顶冷凝器设计精品资料精品资料仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢PAGE15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）精馏段的汽液负荷计算—————————————————————7（标准系列）——————————————8（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计算热负荷——————————————————————————10计算有效平均温度差——————————————————————11（五）K（六）估算换热面积—————————————————————————12（七）初选换热器规格————————————————————————13（八）K0———————————————————————13（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7工作地点：兰州二、操作条件4kPa（表压）；506kPa；0.7kPa；回流液和馏出液温度均为饱和温度；2530℃；三、设计内容设计方案的确定及工艺流程的说明；塔的工艺计算；冷凝器的热负荷；冷凝器的选型及核算；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），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。25/78.11xF25/78.1175/92.1497/78.11

0.282x 0.974D 97/78.113/92.141/78.11x

0.0118w 1/78.1199/92.14（二）平均摩尔质量FM 78.110.2820.28292.14FM 78.110.9740.97492.14D 78.110.01180.0118)92.1491.97kg/kmolw（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：FDW0.25F0.97D0.01WF12529kg/h F12529/88.18142.08kmol/hD3132kg/h D3132/78.4739.91kmol/hW9397kg/h W9397/91.97102.17kmol/h三、塔板数的确定（一）理论塔板数N 的求取T相对挥发度的求取80.1℃，由饱和蒸汽压可得① 80.1℃时lgPA

6.0355

1211.03380.1

2.006lg 1344.8P 6.07954 1.591B 80.1219.482 PA101.34KPaPB ① 110.63℃时lgPA

6.0355

1211.033110.63

2.376lg 1344.8P 6.07954 2.006B 110.63219.482B BP解得PA则有

237.95KPa，P

101.34KPa 101.3138.962.600 237.95101.342.3481 21 22.6002.348 1 22.6002.348最小回流比的求取q 由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故x x 0.282q 平衡方程有

y q

2.470.282 0.492最小回流比为

q 11)xq

1(2.471)0.282x yR D

0.974

2.3min

y xq

0.4920.282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：R1.8R 1.82.34.14m精馏塔的气、液相负荷LRD4.1439.91165.23Kmol/hVR)D4.14)39.91205.14Kmol/hLqF165.23142.08307.31Kmol/hV'V205.14Kmol/h操作线方程R x 4.14 0.974精馏段操作线方程

yn1

xR1

D xR1 4.141

0.81x0.1894.141y x

1.50x

0.006提馏段操作线方程

m1

V' m V' m3.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 ax1(a1)x

2.47x11.47x变形有x y2.471.47y由y求的x,再将x带入操作线方程，以此类推y x1

0.974衡x1

0.938y 0.949衡x2 y 0.904衡x

0.8830.7923 y 0.831衡x4

0.666y 0.728衡x5

0.520y 0.610衡x6 y 0.503衡x7 y 0.425衡x

0.3880.2910.230

0.2828 8y 0.339衡x9 y 0.252衡x

F0.1720.12010 y 0.174衡x

0.07911 11y 0.113衡x12 y 0.068衡x13 y 0.038衡x14 y 0.0176衡x

0.0490.0290.01570.007x15 15 W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）Npt-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=0.27 μB=0.31由t-x-y图得xa=0.365xb=0.635ya=0.581 yb=0.419μL=0.365×0.27+0.635×0.31=0.296a=(yaxb)/(ybxa)=(0.581×0.635)/(0.419×0.365)=2.412T Et=E =0.49（α ）0.245=0.49×(2.412×0.296)0.245T 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：pF105.30.77110.2kPa平均压强pm105.3110.2/2107.8kPa（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： y x1 D

0.974，x1

0.938（查相平衡图）M 0.97478.110.97492.1481.61kg/kmolVD,mM 0.93878.110.93892.1478.98kg/kmolLD,m加料板：y 0.425，x 0.230（查相平衡图）F FM 0.42578.110.42592.1486.18kg/kmolVF,mM 0.23078.110.23092.1488.91kg/kmolLD,m精馏段：M 86.18/283.9kg/kmolV,mM 88.91/283.95kg/kmolL,m（四）平均密度ρma.精馏段平均密度的计算Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得Ⅱ 液相 查不同温度下的密度，可得tD=82.1.℃ρA＝812.7kg/m3 B=807.9kg/m3tF=97.2℃时ρA＝793.0kg/m3ρB=788.54kg/m3ρLDm=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)=0.25ρLFm=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/m32.汽相平均密度ρV,m

MV,m

108

3.0kg/m3V,m RTm

8.314

27390⑸平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算即lgμ=∑xilgμiLm塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.1℃查手册得μ=0.302mPa.s μ=0.306mPa.sA Blgμ =0.974lg(0.302)+0.026lg(0.306)LDm解得μ =0.302mPa.sLDm进料板平均粘度的计算由t=97.2℃查手册得Fμ=0.261mPa.s μ=0.3030mPa.sA Blgμ =0.282lg(0.2610)+0.718lg(0.3030)LFm解得μ =0.291mPa.sLFm精馏段平均粘度μ=(0.302+0.291)/2=0.297mPa.sLm⑹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塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=82.1℃查手册得σA=21.24mN/m σB=21.42mN/mσLDm=0.974×21.24+0.026×21.42=21.25mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由tF=97.2℃查手册得σ=19.10mN/m σ=19.56N/mA Bσ =0.282×19.10+0.718×19.56=19.43mN/mLFM精馏段液相平均表面张力σ=(21.25+19.43)/2=20.34mN/mLm五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率VR)D4.1439.91205.14Kmol/h汽相体积流量V

VMV,m

205.14

1.59m3/ss 3600

V

36003汽相体积流量V 1.59m3/s5724m3/hh液相回流摩尔流率LRD4.1439.91165.23Kmol/h液相体积流量L

LML,m

165.23

0.00481m3/ss 3600

L,m

3600801.1Lh0.00481m3/s17.32m3/h冷凝器的热负荷QVr205.1478.47310/36001386kW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80℃，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器；70000kg/h2530℃；105Pa；30024三、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。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。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，cp井水的定性温度：

1.942kJ/kgC，0.127W/mC，r310kJ/kg。入口温度为t

25C，出口温度为t

30℃1 2井水的定性温度为t m

25

/227.5Cm 5.14313216107kg/h4.4742kg/ss1m msrc22s （t1c22p2

t）1m ＝3132s2 54.174

46522kg/h两流体的温差T tm m

8027.552.5C，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℃kg/m3mPa·skJ/(kg·℃)W/(m·℃)苯806770.311.9420.127井水27.5993.70.7174.1740.627计算热负荷Qm r4.47423101387kWs1计算有效平均温度差逆流温差t m,逆

2530-3052.46CK值K470~815W/m2C，现暂取K500W/m2C。估算换热面积Q 1387103S 52.88m2Kt

m，逆

50052.46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 Φ252.5mm管子排列方式 正三角形换热器的实际换热面积S nd0.12303.140.1106.52m2o 0Q 1387103该换热器所要求的总传热系数K 248.2W/m2oKo计算管程对流传热系数αi

So

m，逆

106.5252.46V m /si si

465223600

/993.70.013m3/sn

230NA d2 0.7850.02020.072m2Ni 4p

i 1u Vsi0.0130.18m/si A 0.072iRe

dui i

0.0200.18993.7

49892000（按湍流计算）i 0.000717ic 4.1741030.717103Prpi i i故

4.7730.6270.023 i di

Re0.8Pr0.40.0230.627360230.84.7730.40.020

5953W/(m2C)计算壳程对流传热系数αo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αog23r1/4 o1.13 Lt 现假设管外壁温tw35C，则冷凝液膜的平均温度t 3557.5C为 s w ，在换热器内绝大多数苯的温度在80℃，只57.5℃80℃的数据，在层流下：g2r1/4 9.8167720.12733101031/4 o

0.000316

37

2C确定污垢热阻R 1.72104m2C/W（有机液体R 2.0104m2C/W（井水）so siKo1 1 b d d 1dK Rsoo o

oR o od sid dm i i i 1 0.000172

0.0025

25 0.000225

1 254