苯-甲苯精餾塔頂冷凝器設(shè)計(jì)講課稿

苯精餾塔頂冷凝器設(shè)計(jì)精品資料精品資料僅供學(xué)習(xí)與交流，如有侵權(quán)請(qǐng)聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝僅供學(xué)習(xí)與交流，如有侵權(quán)請(qǐng)聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝PAGE15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）精餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算—————————————————————7（標(biāo)準(zhǔn)系列）——————————————8（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計(jì)算熱負(fù)荷——————————————————————————10計(jì)算有效平均溫度差——————————————————————11（五）K（六）估算換熱面積—————————————————————————12（七）初選換熱器規(guī)格————————————————————————13（八）K0———————————————————————13（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7工作地點(diǎn)：蘭州二、操作條件4kPa（表壓）；506kPa；0.7kPa；回流液和餾出液溫度均為飽和溫度；2530℃；三、設(shè)計(jì)內(nèi)容設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明；塔的工藝計(jì)算；冷凝器的熱負(fù)荷；冷凝器的選型及核算；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），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/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）平均摩爾質(zhì)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：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、塔板數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù)N 的求取T相對(duì)揮發(fā)度的求取80.1℃，由飽和蒸汽壓可得① 80.1℃時(shí)lgPA

6.0355

1211.03380.1

2.006lg 1344.8P 6.07954 1.591B 80.1219.482 PA101.34KPaPB ① 110.63℃時(shí)lgPA

6.0355

1211.033110.63

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

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 由于是飽和液體進(jìn)料，有q=1，q線為一垂直線，故x x 0.282q 平衡方程有

y q

2.470.282 0.492最小回流比為

q 11)xq

1(2.471)0.282x yR D

0.974

2.3min

y xq

0.4920.282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：R1.8R 1.82.34.14m精餾塔的氣、液相負(fù)荷LRD4.1439.91165.23Kmol/hVR)D4.14)39.91205.14Kmol/hLqF165.23142.08307.31Kmol/hV'V205.14Kmol/h操作線方程R x 4.14 0.974精餾段操作線方程

yn1

xR1

D xR1 4.141

0.81x0.1894.141y x

1.50x

0.006提餾段操作線方程

m1

V' m V' m3.求理論塔板數(shù)（1）逐板計(jì)算法理論板計(jì)算過程如下：氣液平衡方程y ax1(a1)x

2.47x11.47x變形有x y2.471.47y由y求的x,再將x帶入操作線方程，以此類推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圖解得NT15塊（不含釜）。其中，精餾段NT17塊，提餾段NT28塊，第8塊為加料板位置。（二）Npt-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μA=0.27 μB=0.31由t-x-y圖得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)pm取每層塔板壓降為0.7kPa計(jì)算。塔頂：pD101.34105.3kPa加料板：pF105.30.77110.2kPa平均壓強(qiáng)pm105.3110.2/2107.8kPa（二）平均溫度tm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Mm塔頂： y x1 D

0.974，x1

0.938（查相平衡圖）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（查相平衡圖）F FM 0.42578.110.42592.1486.18kg/kmolVF,mM 0.23078.110.23092.1488.91kg/kmolLD,m精餾段：M 86.18/283.9kg/kmolV,mM 88.91/283.95kg/kmolL,m（四）平均密度ρma.精餾段平均密度的計(jì)算Ⅰ 氣相 由理想氣體狀態(tài)方程得Ⅱ 液相 查不同溫度下的密度，可得tD=82.1.℃ρA＝812.7kg/m3 B=807.9kg/m3tF=97.2℃時(shí)ρA＝793.0kg/m3ρB=788.54kg/m3ρLDm=1/(0.97/812.7+0.03/807.9)=812.5kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)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精餾段液相平均密度為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平均粘度的計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算即lgμ=∑xilgμiLm塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD=82.1℃查手冊(cè)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進(jìn)料板平均粘度的計(jì)算由t=97.2℃查手冊(cè)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精餾段平均粘度μ=(0.302+0.291)/2=0.297mPa.sLm⑹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σLm=∑xiσi塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由tD=82.1℃查手冊(cè)得σA=21.24mN/m σB=21.42mN/mσLDm=0.974×21.24+0.026×21.42=21.25mN/m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σ=19.10mN/m σ=19.56N/mA Bσ =0.282×19.10+0.718×19.56=19.43mN/mLFM精餾段液相平均表面張力σ=(21.25+19.43)/2=20.34mN/mLm五、精餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算汽相摩爾流率VR)D4.1439.91205.14Kmol/h汽相體積流量V

VMV,m

205.14

1.59m3/ss 3600

V

36003汽相體積流量V 1.59m3/s5724m3/hh液相回流摩爾流率LRD4.1439.91165.23Kmol/h液相體積流量L

LML,m

165.23

0.00481m3/ss 3600

L,m

3600801.1Lh0.00481m3/s17.32m3/h冷凝器的熱負(fù)荷QVr205.1478.47310/36001386kW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80℃，冷凝液于飽和溫度下離開冷凝器；70000kg/h2530℃；105Pa；30024三、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)。確定流體流動(dòng)空間冷卻水走管程，苯走殼程，有利于苯的散熱和冷凝。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）677kg/m3，3.1104Pas，cp井水的定性溫度：

1.942kJ/kgC，0.127W/mC，r310kJ/kg。入口溫度為t

25C，出口溫度為t

30℃1 2井水的定性溫度為t m

25

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

t）1m ＝3132s2 54.174

46522kg/h兩流體的溫差T tm m

8027.552.5C，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)如下物性溫度密度粘度比熱容導(dǎo)熱系數(shù)℃kg/m3mPa·skJ/(kg·℃)W/(m·℃)苯806770.311.9420.127井水27.5993.70.7174.1740.627計(jì)算熱負(fù)荷Qm r4.47423101387kWs1計(jì)算有效平均溫度差逆流溫差t m,逆

2530-3052.46CK值K470~815W/m2C，現(xiàn)暫取K500W/m2C。估算換熱面積Q 1387103S 52.88m2Kt

m，逆

50052.46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D 600mm公稱換熱面積S 113.5m2管程數(shù)Np 1管數(shù)n 230管長L 6m管子直徑 Φ252.5mm管子排列方式 正三角形換熱器的實(shí)際換熱面積S nd0.12303.140.1106.52m2o 0Q 1387103該換熱器所要求的總傳熱系數(shù)K 248.2W/m2oKo計(jì)算管程對(duì)流傳熱系數(shù)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（按湍流計(jì)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)計(jì)算殼程對(duì)流傳熱系數(shù)αo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換熱器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的計(jì)算公式計(jì)算αog23r1/4 o1.13 Lt 現(xiàn)假設(shè)管外壁溫tw35C，則冷凝液膜的平均溫度t 3557.5C為 s w ，在換熱器內(nèi)絕大多數(shù)苯的溫度在80℃，只57.5℃80℃的數(shù)據(jù)，在層流下：g2r1/4 9.8167720.12733101031/4 o

0.000316

37

2C確定污垢熱阻R 1.72104m2C/W（有機(jī)液體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