苯-甲苯精馏塔顶冷凝器设计讲课稿

下面是小编为大家整理的苯-甲苯精馏塔顶冷凝器设计讲课稿,供大家参考。

　苯- 甲 苯精馏塔顶冷凝器设计

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　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

　（五）精馏段的汽液负荷计算—————————————————————7 三、苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）——————————————8 四、苯立式管壳式冷凝器的设计—工艺计算书（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

　（三）计算热负荷—————————————————————————— 10 （四）计算有效平均温度差—————————————————————— 11 （五）选取经验传热系数 K 值————————————————————— 12 （六）估算换热面积—————————————————————————

　12

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　 （七）初选换热器规格————————————————————————

　13

　（八）核算总传热系数 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 两侧流体的压降：

　≯7 kPa 工作地点：兰州

　二、操作条件

　1.

　塔顶压强 4kPa（表压）；

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　2.

　塔釜加热蒸汽压力 506kPa；

　3.

　单板压降不大于 0.7kPa；

　4.

　回流液和馏出液温度均为饱和温度；

　5.

　冷却水进出口温度分别为 25℃和 30℃； 三、设计内容 1.

　设计方案的确定及工艺流程的说明； 2.

　塔的工艺计算； 3.

　冷凝器的热负荷； 4.

　冷凝器的选型及核算； 5.

　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），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液， 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

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　F （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 / 78.11 xF  25 / 78.11  75 / 92.14 97 / 78.11  0.282 x   0.974 D 97 / 78.11  3 / 92.14 1/ 78.11 x  0.0118 w 1/ 78.11  99 / 92.14 （二）平均摩尔质量 M  78.11 0.282   1  0.282   92.14  88.18kg/kmol M  78.11 0.974   1  0.974   92.14  78.47kg/kmol D

　  78.11 0.0118  (1  0.0118)  92.14  91.97 kg / kmol w

　 （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：

　F   90208t/a  12529kg/h ，

　 全塔物料衡算：

　F   D  W 0.25F   0.97D  0.01W F   12529kg/h F  12529 / 88.18  142.08kmol/h D  3132kg/h D  3132 / 78.47  39.91kmol/h W   9397kg/h W  9397/91.97  102.17kmol/h

　三、塔板数的确定

　（一）理论塔板数 N 的求取 T (1)

　相对挥发度的求取 苯的沸点为 80.1℃，甲苯额沸点为 110.63℃ 由饱和蒸汽压可得 ① 当温度为 80.1℃时

　lg P A  6.0355 1211.033 80.1  220.79  2.006 lg  1344.8

　P  6.07954   1.591 B

　80.1 219.482

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　 1 2 2.600 2.348  q F

　 解得 P A 

　101.34 KPa ， P B 

　38.96 KPa

　① 当温度为 110.63℃时

　lg P

　A

　 6.0355 1211.033 110.63  220.79  2.376 lg  1344.8

　P  6.07954   2.006 B

　110.63  219.482

　 解得 A

　 则有 

　237.95 KPa ， P

　

　101.34 KPa

　   101.31 38.96  2.600   237.95 101.34  2.348 1 2

　     2.47

　 (2)

　最小回流比的求取

　由于是饱和液体进料，有 q=1，q 线为一垂直线，故 x  x  0.282 ，根据相

　平衡方程有

　 x y 

　q

　  2.47  0.282  0.492

　最小回流比为 q 1  (  1)x q

　1  (2.47 1)  0.282

　x 

　y

　R 

　D q

　 0.974  0.492  2.3 min y 

　x

　q q

　0.492  0.282

　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：

　R  1.8R  1.8  2.3  4.14 m

　 (3)

　精馏塔的气、液相负荷

　L  RD  4.14  39.91  165.23Kmol / h V  (1  R)D  (1  4.14)  39.91  205.14Kmol / h

　L " 

　L 

　qF 

　165.23 

　142.08 

　307.31 Kmol / h

　V "  V  205.14Kmol / h (4)

　操作线方程 P

　B

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　R x 4.14

　0.974

　精馏段操作线方程 y

　n  1

　

　 x R 

　1

　n

　

　 D 

　 x R 

　1

　4.14 

　1

　n

　

　

　0.81 x 

　0.189

　4.14 

　1

　y 

　L" x

　

　Wx w 

　1.50 x

　

　0.006

　提馏段操作线方程 m  1

　V " m V " m

　3.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  ax

　1 

　( a 

　1) x

　 

　 2.47 x 1 

　1.47 x

　 变形有 x 

　y

　2.47 

　1.47 y

　 由 y 求的 x,再将 x 带入操作线方程，以此类推

　y 

　x

　1 D

　

　0.974  相 平  衡 

　x

　1

　

　0.938

　y 

　0.949  相 平  衡 

　x

　2 2

　y 

　0.904  相 平  衡 

　x

　

　0.883

　

　0.792

　3 3

　y 

　0.831  相 平  衡 

　x

　4 4

　

　0.666

　y 

　0.728  相 平  衡 

　x

　5 5

　

　0.520

　y 

　0.610  相 平  衡 

　x

　6 6

　y 

　0.503  相 平  衡 

　x

　7 7

　y 

　0.425  相 平  衡 

　x

　

　0.388

　

　0.291

　

　0.230 

　x

　

　0.282

　8 8

　y 

　0.339  相 平  衡 

　x

　9 9

　y 

　0.252  相 平  衡 

　x

　F

　

　0.172

　

　0.120

　10 10

　y 

　0.174  相 平  衡 

　x

　

　0.079

　11 11

　y 

　0.113  相 平  衡 

　x

　12 12

　y 

　0.068  相 平  衡 

　x

　13 13

　y 

　0.038  相 平  衡 

　x

　14 14

　y 

　0.0176  相 平  衡  x

　

　0.049

　

　0.029

　

　0.0157

　

　0.007 

　x

　15 15 W

　 图解得 NT  15 块（不含釜）。其中，精馏段 N T 1  7 块，提馏段 N T 2  8 块，第 8 块为加料板位置。

　（二）实际塔板数 N p

　由 t-x-y 图

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　T L

　 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 μ A = 0.27 μ B=0.31

　 由 t-x-y 图 得

　 xa=0.365 xb=0.635

　ya=0.581 yb=0.419

　μ L =0.365 ×0.27+0.635×0.31=0.296 a=(ya xb)/(yb xa)=(0.581×0.635)/(0.419×0.365)=2.412 Et= E =0.49（α  ）

　0.245

　=0.49×(2.412×0.296) 0.245 =0.53 精馏段实际板层数 N 精=7/0.53=13.2=14 N 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 p m

　取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。塔顶：

　pD  101.3  4  105.3kPa 加料板：

　pF  105.3  0.7  7  110.2kPa 平均压强 p m   105.3  110.2  / 2  107.8kPa （二）平均温度 tm 塔顶温度 t D =82.1℃ 进料板温度 t F =97.2℃ 塔釜温度 t W =103.2℃ 精馏段平均温度 t m =(82.1+103.2)/2=89.65(℃) （三）平均分子量 M m

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　塔顶：

　y 

　x

　1 D  0.974 ， x 1

　 0.938 （查相平衡图）

　M  0.974  78.11   1  0.974   92.14  81.61kg/kmol VD ,m M  0.938  78.11   1  0.938   92.14  78.98kg/kmol LD , m

　 加料板：

　y 

　0.425 ， x 

　0.230 （查相平衡图）

　F F

　M  0.425  78.11   1  0.425   92.14  86.18kg/kmol VF ,m M  0.230  78.11   1  0.230   92.14  88.91kg/kmol LD , m

　精馏段：

　M   81.61  86.18  / 2  83.9kg/kmol V ,m M   78.98  88.91  / 2  83.95kg/kmol L , m

　 （四）平均密度 ρ m

　a. 精馏段平均密度的计算

　Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得ρ Vm =P m M vw /RT m =(107.8×83.9)/[8.314×(273.15+89.65)]=3.00kg/m 3

　Ⅱ 液相 查不同温度下的密度，可得 t D =82.1.℃时ρ A ＝812.7kg/m 3 B =807.9kg/m 3

　t F =97.2℃ 时 ρ A ＝793.0kg/m 3 ρ B =788.54kg/m 3 ρLDm =1/(0.97/812.7+0.03/807.9)=812.5kg/m 3

　进料板液相的质量分率

　α A =(0.282×78.11)/(0.282×78.11+0.718×92.14)=0.25 ρ LFm =1/(0.25/793.0+0.75/788.54)=789.7kg/m 3

　精馏段液相平均密度为ρLm =(812.5+789.7)/2=801.1kg/m 3

　 2.汽相平均密度 ρV ,m

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　

　 pm

　M V ,m  108  83.9    3.0kg/m3

　V ,m RT

　m

　8.314  273  90

　⑸ 平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算 即

　lgμ =∑xilgμi Lm

　a. 塔顶液相平均粘度的计算 由 t D =82.1℃查手册得

　μ =0.302mPa.s μ =0.306mPa.s A B

　lgμ =0.974lg(0.302)+0.026lg(0.306) LDm

　解得

　μ =0.302mPa.s LDm

　b. 进料板平均粘度的计算 由 t =97.2℃查手册得

　F

　μ =0.261mPa.s μ =0.3030mPa.s A B

　lgμ =0.282lg(0.2610)+0.718lg(0.3030) LFm

　解得

　μ =0.291mPa.s LFm

　精馏段平均粘度

　μ =(0.302+0.291)/2=0.297mPa.s Lm

　⑹ 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 a. 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/m σ LDm =0.974×21.24+0.026×21.42=21.25mN/m b. 进料板液相平均表面张力的计算 由 tF =97.2℃查手册得

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　 σ =19.10mN/m σ =19.56N/m A B

　σ =0.282×19.10+0.718×19.56=19.43 mN/m LFM

　精馏段液相平均表面张力

　σ =(21.25+19.43)/2=20.34 mN/m Lm

　五、精馏段的汽液负荷计算 汽相摩尔流率 V  (1  R)D  (1  4.14)  39.91  205.14Kmol / h

　汽相体积流量V VM V ,m  205.14  83.9  1.59m 3 /s s 3600   V ,m 3600  3

　汽相体积流量 V  1.59m 3 /s  5724m 3 /h h

　 液相回流摩尔流率 L  RD  4.14  39.91  165.23Kmol / h

　液相体积流量 L LM L,m  165.23  83.95  0.00481m 3 /s s 3600   L,m 3600  801.1

　液相体积流量 Lh  0.00481m 3 /s  17.32m 3 /h 冷凝器的热负荷Q  Vr   205.14  78.47  310  / 3600  1386kW

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　c

　2

　2

　 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 1. 苯：冷凝温度 80℃，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器；

　2. 冷却介质：为井水，流量 70000kg/h，入口温度 25℃，出口温度 30℃；

　3. 允许压降：不大于 10 5 Pa；

　4. 每年按 300 天，每天按 24 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. 确定流体流动空间

　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（51.7℃）下的物性数据（查化工原理附录）

　  677kg/m 3 ，   3.110 4 Pa  s， c p 井水的定性温度：

　 1.942kJ/kgC，   0.127W/mC，r  310kJ/kg。

　入口温度为 t  25C ，出口温度为 t  30℃ 1 

　

　2

　井水的定性温度为 t m 25  30 / 2  27.5 C m  5.14  3132  16107kg/h  4.4742kg/s s1

　m  m s r

　s

　 （ t1 p 2 

　t ）

　1

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　m ＝ 3132  310 s 2 5  4.174  46522kg / h 两流体的温差 T  t m m  80  27.5  52.5  C ， 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 流体

　℃ kg/m 3

　mPa·s kJ/(kg·℃) W/(m·℃) 苯 80 677 0.31 1.942 0.127 井水 27.5 993.7 0.717 4.174 0.627 3. 计算热负荷

　Q  m r  4.4742  310  1387kW s 1

　4. 计算有效平均温度差

　 逆流温差 t m,逆  80  25    80  30  ln   80 - 25  /  80  30    52.46 C

　5. 选取经验...

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