苯氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计

--3-苯—氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计工艺说明书上海工程技术大学化学化工学院专业：制药工程学号:0414101**姓名:XXX目录一、苯—氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书————-—-————————-3〔一〕设计题目———-——-————-—-—-——-—————-—-3(二〕操作条件———————————-———-———--——-———3〔三〕设计内容——-————--———-—-———-—————---3(四〕根底数据———————-—--—---——-——————-—-3二、苯—氯苯板式精馏塔的工艺计算书〔精馏段局部〕——————————4〔一〕设计方案确实定及工艺流程的说明——-————————————-5〔二〕全塔的物料衡算——--——————————————-——-——5〔三)塔板数确实定-————-—-—-—————————-————-5〔四)塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算—-——-—-———10〕精馏段的汽液负荷计算——-—-—-————-—-—-—————10三、标准系列化管式壳换热器的设计计算步骤——-——— 四、非标准系列化管式壳换热器的设计计算步骤————-————————10五、苯立式管壳式冷凝器的设计〔标准系列〕——-—-——-—-—-——12六、苯立式管壳式冷凝器的设计—工艺计算书〔标准系列)——-—————13〔一〕确定流体流淌空间—-———-—-———————————-———13〔二)计算流体的定性温度，确定流体的物性数据—--———-————-13〔三〕计算热负荷—-—--———————————-—--——— 13〔四〕计算有效平均温度差--———-————————————————14〔五〕K——14(六)估算换热面积————————-——-—-———-———————14〔七〕初选换热器规格————-——-————-——-————————14〔八〕K0—————-———-———-——-——-———14〔九〕计算压强降—--—--—————--———-———-—-———16七、板式精馏塔工艺设计感想———-——-—--—---——-—-—-——————-——-—-17化工原理课程设计任务书课程设计题目-—苯—氯苯板式精馏塔冷凝器的设计一、设计题目设计一苯—99.344500t/a，塔2%35%〔以上均为质量％〕.二、操作条件14kPa〔表压)；250℃t；3.506kPa；40.7kPa；5.回流液和馏出液温度均为饱和温度；32530℃；4.330天,24小时连续运行。三、设计内容1。设计方案确实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；5。冷凝器构造详图的绘制；9。对本设计的评述或对有关问题的分析与争论。四、根底数据p〔mmHg〕〔℃〕〔℃〕80859095100105108110苯760877102511701350153516601760pi氯苯148173205246293342376400〔℃〕1151201251281301318pi苯198122502518269928402900氯苯4665436246797197608085909510010511011581781180579979378778277510391034102810231018101210081002120125130770764757997991985〔℃〕〔℃〕ρ苯氯苯温度,〔℃)ρ苯氯苯苯 ρ 9121.187t 推举：ρ 912.131.1886tA氯苯 ρ 11271.111t 推举：ρ 1124.41.0657tBt为温度，℃.温度,〔℃〕8085110115温度,〔℃〕8085110115120131σ苯21.220。617。316.816。315。3氯苯 26。1 25。7 22.7 22.2 21.6 20。4双组分混合液体的外表张力σm可按下式计算：σ

AσB

为A、B组分的摩尔分率〕m σ xA B

σ x A B A氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35。3×103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：r2

t tc 2

0.38

〔氯苯的临界温度：t 359.2C〕cc1

t tc 1苯—氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段局部)一、设计方案确实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，塔顶上升蒸汽流承受强制循环式列管全凝器冷凝后一局部作为回流液苯贮罐。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78.11112.61kg/kmol.x 65/78.11 0.728F 65/78.1135/112.61x 98/78.110.7/78.110.7/78.1199.30.7/78.110.7/78.1199.3/112.61x w

0.9860。01006〔二〕平均摩尔质量FM FM D 78.110.01006(10.01006)112.61112.3kg/kmolw〔三〕料液及塔顶底产品的摩尔流率33024小时计,有:W44500t/a5618kg/h，全塔物料衡算：FDW0.35F0..02D0.993WF16565kg/h F16565/87.49189.34kmol/hD10947kg/h D10947/78.59139.29kmol/hW5618kg/h三、塔板数确实定(一)NT的求取

W5618/112.250.07kmol/h苯—氯苯物系属于抱负物系，可承受梯级图解法(M·T法〕NT，步骤如下:1。依据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x~y 依据x

p /pp ，ypx/p

,将所得计算结果列表如下：〔℃〕〔℃〕105108110115118120125p苯1535166017601981213222502518〔℃〕808588909598100苯7608779581025117012721350pi氯苯148173192205246272293两相摩x10.834074206770.5560.4880。442尔分率y109620.9350.9130.8560.8170.785i氯苯342376400466510543624两相摩x0.35002990.2650.1940.15401270。072尔分率y0707065306140.50604320.3760。239〔℃〕1281301318- — — —苯p269928402900— — — —i 氯苯679719760— — - -两相摩 x0.0400.0190— — — —尔分率 y0.14200710- — - —〔实际上略高于常压由于操作压力偏离常压很小,x~y平衡关系的影响完全可以无视。2R将1.表中数据作图得x~y曲线及tx~y曲线x~y图上，因q1查得y 0.935，而x x 0.728，x 0.986。故有：e e F DR xDye

0.9860.9350.246m yxe e

0.9350.728m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 1.80.2460.443m3.求理论塔板数〔1)逐板计算法提馏段操作线为过0.01006,0.01006)和0.728,0.986两点的直线。-7-xy0.31x0.685.13xy14.13xy1.36x0.00362x4.42xy13.42xyx1

0.986

x 0.932y 0.9692y 0.9463y 0.9204y 0.8955y 0.8456y 0.7477y 0.5408y 0.2829y 0.108

1x 0.8592x 0.7733x 0.692xq0.7284x 0.6245x 0.5526x 0.4007x 0.2108x 0.0829x 0.02710y 0.03311

10x 0.0080.01006112。2组份精馏塔板计算图-8---10-图解得块〔N 11110不含釜。其中，精馏段N 3块，提馏段N 6块，第4T T1 T2块为加料板位置。〔3)吉利兰图法x 0.986 xd

0.01292 x 1x Wlg1D W

WDN D

x x

14.74min

lgmxRRm0.4430.2460.137R1 0.4431Y0.5460.591x0.00274/x0.485NNY m N=11.1块N 2 xlg1D

1x DF FDFN

x x

11.0块

NN

min

0.485N=3.8块m lg”m

N2Np13.8/0.527.3Np18块Np211.1/0.5221.35Np222块NpNp1Np230块(二〕NpETET0.170.616logμm公式计算.0。07~1。4mPa·s的烃类物系,μm为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为0。5(80+131。8)=106℃〔取塔顶底的算术平均值〕,在此平均温度下查11μA0.24mPasμB0.34mPas。μmμAxFμB1xF0.240.7280.3410.7280.267ET0.170.616logμm0.170.616log0.2670.522Np〔近似取两段效率一样〕精馏段：N 3/0.525.8块,取N 6块p1 p1提馏段:N 6/0.5211.5块,取N 12块p2 p2总塔板数N N N 18块.p p1 p2四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算〔一〕pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶:p 101.33104.3kPaD加料板：pF

104.30.76108.5kPa平均压强p 2106.4kPam〔二)平均温度tm查温度组成图得:8088℃。t m(三)平均分子量Mm塔顶： y x1 D

0.986，x1

0.940(查相平衡图〕MVD,m0.98678.1110.986112.6178.59kg/kmolMLD,m0.94078.1110.940112.6180.18kg/kmolyF0.935xF0.728〔查相平衡图〕MVF,m0.93578.1110.935112.6180.35kg/kmolMLD,m0.72878.1110.728112.6187.49kg/kmolMV,m78.5980.35/279.47kg/kmolML,m80.1887.49/283.84kg/kmol〔四)ρmρL,m塔顶：ρ 912.131.1886t912.131.188680817.0kg/m3LD,Aρ 1124.41.0657t1124.41.0657801039.1kg/m3LD,B1 aA

a 0.98 0.02 B ρ

820.5kg/m3ρLD,m

ρ

ρLD,B

817.0 1039.1

LD,m进料板：ρ 912.131.1886t912.131.188688807.5kg/m3LF,Aρ 1124.41.0657t1124.41.0657881030.6kg/m3LF,B1 aA

a 0.65 0.35 B ρ

873.7kg/m3ρLF,m

ρ

ρ,B

807.5 1030.6

LF,m精馏段:ρ L,m2ρV,mpρ

M

108.179.47

2.894kg/m3V,m RTm

27384〔五)液体的平均外表张力σm塔顶： 21.08mN/m; 26.02mN/m〔80℃〕D,A D,B 21.0826.02 A B 21.14mN/mD,m x x 21.080.01426.020.986A B B A D进料板：σ 20.20mN/m；σ 25.34mN/m〔88℃〕F,A F,B

20.2025.34 A BF,mA B

21.38mN/m x x

20.200.27225.340.728A B B A Fm精馏段: 21.38/221.26mN/mm〔六〕μL,m1180℃下有：μLD,m

μxADμxBD

0.3150.9860.4450.0140.317mPasLF,m0.280.7280.410.2720.315mPas精馏段μL,m0.3170.315/20.316mPas五、精馏段的汽液负荷计算201.00kmol/hV,m3600V,m3600s

VM36002.894V36002.894

1.533m3/s汽相体积流量Vh

1.533m3/s5519m3/h液相回流摩尔流率LRD0.443139.2961.71kmol/hL,m3600L,m3600s

LM3600847.1L3600847.1

61.7183.84

0.00170m3/sLh

0.00170m3/s6.12m3/h苯立式管壳式冷凝器的设计〔标准系列〕一、设计任务1。处理力量:44500t/a；设备形式:立式列管式冷凝器。二、操作条件180℃，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器；冷却介质：为井水,70000kg/h,2530℃；105Pa;33024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。确定流体流淌空间冷却水走管程，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〔80℃〕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

1井水的定性温度为tm

27.5Cm 1.4431094715797kg/h4.388kg/ss1smrscs22m t1cs22p2

t〕1s2 54.174

162605kg/h两流体的温差T tm m

8027.552.5C，应选固定管板式换热器物性温度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。7174。1740。6273。计算热负荷Qmr4.3883101360.28kWs14.计算有效平均温度差80258030逆流温差t m,逆

5K值依据管程走井水，壳程走苯，总传热系数K470~815W/m2C，现暂取K500W/m2C.1360.281360.2810350052.46QKtS QKtm，逆7。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………………。.245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 ndL0.12453.140.02560.1113.47m21360.28101360.28103113.4752.46QStQStooKo〔1〕计算管程对流传热系数α16260536001626053600

282.5W/m2CV m / si si i

/993.70.045m3/s

245A d2

0.7850.02020.077m2 i N p

i 1VsiA0.0450.077u VsiA0.0450.077iiRei

0.0200.58993.7duduii i0.000717

1607710000〔湍流〕Pr

c pi

4.1741030.7171034.773i 0.627i0.020故0.020id0.023idii

Re8Pr402362716778774

3122W/(m2C)(2)计算壳程对流传热系数αo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为80℃，只有0.5t t 80℃，只有w5℃80℃下的数据，在层流下：g23r1/4 9.8167720.12733101031/4 o

Lt

0.0003168037

491W/m2C(3〕确定污垢热阻R 72104m2〔有机液体, R 0104m2〔井水〕so si〔4)Kob dodb doddod1dodK R R Kso si4522.520o o w m i i i4522.520312220 1312220491

0.002525

0.000225

1 250.00292K 342.4W/m2C282.5W/m2Co所选换热器的安全系数为342.4282.5/282.5100%21%说明该换热器的传热面积裕度符合要求.核算壁温与冷凝液流型核算壁温时，一般无视管壁热阻，按以下近似计算公式计算wT