苯-甲苯精餾塔頂冷凝器設(shè)計(jì)

1、目 錄一、苯-甲苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)任務(wù)書2（一）設(shè)計(jì)題目2（二）操作條件2（三）設(shè)計(jì)內(nèi)容2二、苯-甲苯板式精餾塔的工藝計(jì)算書（精餾段部分） 3（一）設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)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(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算6（五）精餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算7三、苯立式管殼式冷凝器的設(shè)計(jì)（標(biāo)準(zhǔn)系列）8四、苯立式管殼式冷凝器的設(shè)計(jì)工藝計(jì)算書（標(biāo)準(zhǔn)系列）8（一）確定流體流動(dòng)空間9（二）計(jì)算流體的定性溫度，確定流體的物性數(shù)據(jù)9（三）計(jì)算熱負(fù)荷10（四）計(jì)算有效平均溫度差11（五）選取經(jīng)驗(yàn)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(jì)算壓強(qiáng)降13化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 課程設(shè)計(jì)題目苯-甲苯板式精餾塔冷凝器的設(shè)計(jì)一、設(shè)計(jì)題目生產(chǎn)能力（精餾塔進(jìn)料量）：90000+x噸年（其中x=208）。操作周期 7200 小時(shí)年進(jìn)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(jìn)料熱狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料兩側(cè)流體的壓降： 7 kPa  工作地點(diǎn)：蘭州二、操作條件1.塔頂壓強(qiáng)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(jìn)出口溫度分別為25和30；三、設(shè)計(jì)內(nèi)容1.設(shè)計(jì)方案

3、的確定及工藝流程的說(shuō)明；2.塔的工藝計(jì)算；3.冷凝器的熱負(fù)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(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述或?qū)τ嘘P(guān)問(wèn)題的分析與討論。苯-甲苯板式精餾塔的工藝計(jì)算書（精餾段部分）一、設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明原料液經(jīng)臥式列管式預(yù)熱器預(yù)熱至泡點(diǎn)后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)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(duì)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(shí)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(duì)揮發(fā)度的求取苯的沸點(diǎn)為80.1，甲苯額沸點(diǎn)為110.63 由飽和蒸汽壓可得1 當(dāng)溫度為80.1時(shí) 解得，1 當(dāng)溫度為110.63時(shí) 解得，則有 (2)最小回流比的求取由于是飽和液體進(jìn)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(shí)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(fù)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(jì)算

5、法理論板計(jì)算過(guò)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(shí)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(cè)，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(shí)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(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（一）平均壓強(qiáng)取每層塔板壓降為0.7kPa計(jì)算。塔頂：加料板：平均壓強(qiáng)（二）平均溫度 塔頂溫度 tD=82.1 進(jìn)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(jì)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(shí) A812.7kg/m3 B=807.9kg/m3tF=97.2時(shí) A793.0kg/m3 B=788.54kg/m3LDm=1/(0.97/812.7+0.03/807.9)=812.5kg/m3進(jìn)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L(zhǎng)m=(812.5+789.7)/2=801.1kg/m32.汽相平均密度 平均粘度的計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算 即lgLm=xilgia塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由tD=82.1查手冊(cè)得A=0.302mPa.s B=0.306mPa.slgLDm=0.974lg(0.302)+0.026lg(0.306)解得LDm=0.302mPa.sb進(jìn)料板平均粘度的計(jì)算由tF=97.2查手冊(cè)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(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算 即Lm=xiia. 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由tD=82.1查手冊(cè)得A=21.24mN/m B=21.42mN/mLDm=0.974×21.24+0.026×21.42=21.25mN/mb. 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由tF=97.2查手冊(cè)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(fù)荷計(jì)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(fù)荷苯立式管殼式冷凝器的設(shè)計(jì)（標(biāo)準(zhǔn)系列）一、設(shè)計(jì)任務(wù)1.處理能力：90208t/a ；2.設(shè)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(kāi)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(shí)連續(xù)運(yùn)行。三、設(shè)計(jì)要求苯立式管殼式冷凝器的設(shè)計(jì)工藝計(jì)算書（標(biāo)準(zhǔn)系列）本設(shè)計(jì)的工藝計(jì)算如下：此為一側(cè)流體為恒溫的列管式換熱器的設(shè)計(jì)。1.確定流體流動(dòng)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(jì)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(dǎo)熱系數(shù)W/(m·)苯806770.311.9420.127井水27.5993.70.7174.1740.6273.計(jì)算熱負(fù)荷4.計(jì)算有效平均溫度差逆流溫差5.選取經(jīng)驗(yàn)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(zhǎng)L.6m管子直徑.管子排列方式.正三角形換熱器的實(shí)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(jì)算管程對(duì)流傳熱系數(shù)（按湍流計(jì)算）故（2）計(jì)算殼程對(duì)流傳熱系數(shù)因?yàn)榱⑹焦軞な綋Q熱器，殼程為苯飽和蒸汽冷凝為飽和液體后離開(kāi)換熱器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的計(jì)算公式計(jì)算現(xiàn)假設(shè)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