苯-氯苯板式精餾塔冷凝器工藝設計

1、.苯-氯苯板式精餾塔冷凝器工藝設計工藝說明書學校：上海工程技術大學 學院：化學化工專業(yè)：制藥工程學號：041410214姓名：郭迎曉 目 錄一、苯-氯苯板式精餾塔的工藝設計任務書3（一）設計題目3（二）操作條件3（四）基礎數(shù)據(jù)3二、苯-氯苯板式精餾塔的工藝計算書（精餾段部分） 4（一）設計方案的確定及工藝流程的說明5（二）全塔的物料衡算5（三）塔板數(shù)的確定5（四）塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算10（五）精餾段的汽液負荷計算11三、標準系列化管式殼換熱器的設計計算步驟13四、非標準系列化管式殼換熱器的設計計算步驟13五、苯立式管殼式冷凝器的設計（標準系列）14六、苯立式管殼式冷凝器的

2、設計工藝計算書（標準系列）16（一）確定流體流動空間16（二）計算流體的定性溫度，確定流體的物性數(shù)據(jù)16（三）計算熱負荷16（四）計算有效平均溫度差16（五）選取經(jīng)驗傳熱系數(shù)K值16（六）估算換熱面積17（七）初選換熱器規(guī)格17（八）核算總傳熱系數(shù)K017（九）計算壓強降18七、板式精餾塔工藝設計感想-19化工原理課程設計任務書 課程設計題目苯-氯苯板式精餾塔冷凝器的設計一、設計題目設計一苯-氯苯連續(xù)精餾塔冷凝器。工藝要求：年產(chǎn)純度為99.1%的氯苯55500t/a，塔頂餾出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯為35%（以上均為質(zhì)量%）。二、操作條件1.塔頂壓強4kPa（表壓）；2.進料熱狀況

3、，料液溫度為50；3.塔釜加熱蒸汽壓力506kPa；4.單板壓降不大于0.7kPa；5.回流液和餾出液溫度均為飽和溫度；3.冷卻水進口溫度為25；4.年工作日330天，每天24小時連續(xù)運行。三、設計內(nèi)容1.設計方案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.冷凝器結構詳圖的繪制；9.對本設計的評述或對有關問題的分析與討論。四、基礎數(shù)據(jù)1.組分的飽和蒸汽壓（mmHg）溫度，（）80859095100105108110苯760877102511701350153516601760氯苯148173205246293342376400溫度，（）115120

4、125128130131.8苯198122502518269929001350氯苯4665436246797602932.組分的液相密度（kg/m3）溫度，（）80859095100105110115苯817811805799793787782775氯苯10391034102810231018101210081002溫度，（）120125130苯770764757氯苯997991985純組分在任何溫度下的密度可由下式計算苯 推薦：氯苯 推薦：式中的t為溫度，。3.組分的表面張力（mN/m）溫度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.12

5、5.722.722.221.620.4雙組分混合液體的表面張力可按下式計算：（為A、B組分的摩爾分率）4.氯苯的汽化潛熱常壓沸點下的汽化潛熱為35.3×103kJ/kmol。純組分的汽化潛熱與溫度的關系可用下式表示：（氯苯的臨界溫度：）苯-氯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

6、）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11和112.61kg/kmol。 （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：一年以330天，一天以24小時計，有：，全塔物料衡算： 三、塔板數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù)的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法（M·T法）求取，步驟如下：1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取依據(jù)，將所得計算結果列表如下：表1：溫度，（）808588909598100苯7608779581025117012721350氯苯148173192205246272293兩相摩爾分率x10.8340.7

7、420.6770.5560.4880.442y10.9620.9350.9130.8560.8170.785溫度，（）105108110115118120125苯1535166017601981213222502518氯苯342376400466510543624兩相摩爾分率x0.3500.2990.2650.1940.1540.1270.072y0.7070.6530.6140.5060.4320.3760.239溫度，（）128130131.8苯269928402900氯苯679719760兩相摩爾分率x0.0400.0190y0.1420.0710本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實際上略高于常

8、壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對平衡關系的影響完全可以忽略。苯-氯苯物系的溫度組成圖2.確定操作的回流比R將表1中數(shù)據(jù)作圖得曲線及曲線。在圖上，因，查得，而，。故有：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.求理論塔板數(shù)方法一：圖解法提餾段操作線為過和兩點的直線。圖解得塊（含再沸器）。其中，精餾段塊，提餾段塊，第3塊為加料板位置。方法二：解析法由上圖得：塔頂為80.5，加料板為88，塔底為130.4，所以：，精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 將帶入求得將帶入精餾段操作線方程，求得以此類推，得 ，所以將其帶入提餾

9、段操作線方程 所以，方法三：吉利蘭圖法全塔 其中，精餾段 提餾段求得， 綜合三種方法，第三種方法塔板數(shù)最大為13.02.實際塔板數(shù)1)全塔效率 選用公式計算。該式適用于液相粘度為0.071.4mPa·s的烴類物系，式中的為全塔平均溫度下以進料組成表示的平均粘度。 塔的平均溫度為0.5(80+131.8)=106（取塔頂?shù)椎乃阈g平均值），在此平均溫度下查化工原理附錄11得：，。 2)實際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）精餾段：塊，取塊提餾段：塊，取塊總塔板數(shù)塊。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

10、查溫度組成圖得：塔頂為80，加料板為88。（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1.液相平均密度塔頂：進料板：精餾段：2.汽相平均密度（五）液體的平均表面張力塔頂：；（80.5）進料板：；（88）精餾段：（六）液體的平均粘度塔頂：查化工原理附錄11，在80.5下有：加料板：精餾段：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：107900t/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

11、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；3.允許壓降：不大于105Pa；4.每天按330天，每天按24小時連續(xù)運行。三、設計要求選擇適宜的列管式換熱器并進行核算。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，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 式中， 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

12、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329950.7684.1740.6183.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.初選換熱器規(guī)格立式固定管板式換熱器的規(guī)格如下公稱直徑D500mm公稱換熱面積S60.1m2管程數(shù)Np.1管數(shù)n.150管長L.4.5m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)

13、（湍流）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60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度符合要求。（5）核算壁溫與冷凝液流型核算壁溫時，一般忽略管壁熱阻，按以下近似計算公式計算，這與假設相差不大，可以接受。核算流型冷凝負荷（符合層流假設）9.計算壓強降（1）計算管程壓降（Ft結垢校正系數(shù)，Np管程數(shù)，Ns

14、殼程數(shù)）取碳鋼的管壁粗糙度為0.1mm，則，而，于是對的管子有（2）計算殼程壓力降殼程為恒溫恒壓蒸汽冷凝，可忽略壓降。由此可知，所選換熱器是合適的。 項目 結果 單位 換熱器公稱直徑D 500 換熱器管程數(shù)p 1 - 換熱器管子總數(shù)Nt 150 根 換熱器單管長度L 45 換熱器管子規(guī)格 換熱器管子排列方式 正三角形錯列 - 管心距32 管板厚度T22 折流板間距B30 折流板個數(shù)NB99 根 折流板外徑102 折流板厚度8 傳熱負荷Q1691.39 KW 苯蒸汽流量qm,h0.0278 Kg/s 循環(huán)水流量qm,c0.158 Kg/s 初選總傳熱系數(shù)Ko500 W/m2.K 初步估算傳熱面積

15、S51.84 m2 管程流速0.414 m/s 殼程傳熱系數(shù)o537.43 W/m2.K 管程傳熱系數(shù)i2300.81 W/m2.K 總傳熱系數(shù)K346.29 W/m2.K 所需傳熱面積S51.84 m2 管程壓降Pt1244.51 Pa 殼層壓降Ps- Pa設計結果評價（1）通過分析管殼式換熱器殼程傳熱與阻力性能特點,說明在采用能量系數(shù) 來評價強化傳熱時,應更著眼于提高其換熱性能。經(jīng)計算本設計滿足要求，性能良好。（2） 本設計通過對面積校核，壓降校核，壁溫校核等計算可知均滿足要求，且傳熱效率為70%，能很好的完成任務。（3） 經(jīng)濟和環(huán)境效益評價：生命周期方法是一種針對產(chǎn)品或生產(chǎn)工藝對環(huán)境影響

16、進行評價的過程,它通過對能量和物質(zhì)消耗以及由此造成的廢棄物排放進行辨識和量化,來評估能量和物質(zhì)利用對環(huán)境的影響,以尋求對產(chǎn)品或工藝改善的途徑。這種評價貫穿于產(chǎn)品生產(chǎn)、工藝活動的整個生命周期,包括原材料的開采和加工、產(chǎn)品制造、運輸、銷售、產(chǎn)品使用與再利用、維護、再循環(huán)及最終處置。本設計中使用水作冷卻劑，無污染，耗資少，無有害氣體產(chǎn)生，整個過程簡單，易操作，環(huán)境和經(jīng)濟效益良好。（4） 本設計中面積，傳熱系數(shù)，壓降等均有比較好的裕度保證，即使生產(chǎn)使用中出現(xiàn)比較大的誤差，設備結構也能保證不出現(xiàn)打的安全損傷的事故，具有良好可靠的安全保證。課程設計小結經(jīng)過兩周的課程設計，使我對化工原理有了新的認識和理解，

17、每一個零件都有它的優(yōu)缺點，它的結構特點決定了它的用途，有的零件雖然小，但是卻起著決定性的作用，而且應該值得我們注意的是，它有很多要滿足的條件。當我在設計正戊烷冷凝器時，我先了解冷凝水走管程，正戊烷走殼程，這樣才有利于正戊烷的散熱和冷凝。通過各種查數(shù)據(jù)，使我了解到正戊烷在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)，根據(jù)兩流體的溫差范圍，我選擇固定管板式換熱器，又根據(jù)假設和核算傳熱系數(shù)，來判斷換熱器的安全系數(shù)是否符合傳熱面積裕度。最后計算核算流型和管程壓降。每一步都需要耐心的計算，和精心周密的設計，及對整個過程的把握和理解。由于管殼溫度不同，產(chǎn)生熱應力，如果t>50，管彎曲，斷裂或管板變形，將要采取各種補償措施，消除或減小熱應力，對于我選的固定管板式，就要安裝膨脹節(jié)。它的優(yōu)點是結構簡單緊湊，成本低，它的總傳熱系數(shù)高，但它的缺點是不易清洗和檢修，處理量不太大，操作壓強低，同時也會產(chǎn)生較大的熱應力，因受墊片耐熱性能的限制，所以它的操作溫度不能過高。當我在初步計算時，由于不符合傳熱面積裕度，我要反復的假設和計算tw, 當然偶爾的不小心看錯數(shù)，也是算錯數(shù)的原因之一。應當注意的是，管子的長度和標準規(guī)格是有規(guī)定的，不能隨意取，計算時取