苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计全本

1、苯氯苯板式精憎塔冷凝器工艺设计工艺说明书学校:学院:专业:学号:姓名:目录一、苯-氯苯板式精懈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）基础数据3二、苯-氯苯板式精憾塔的工艺计算书（精镭段部分）4（-）设计方案的确定及工艺流程的说明5（二）全塔的物料衡算5（三）塔板数的确定5（四）塔的精憎段操作工艺条件及相关物性数据的计算10（五）精憎段的汽液负荷计算11三、标准系列化管式壳换热器的设计计算步骤13四、 非标准系列化管式壳换热器的设计计算步骤13五、苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）14六、苯立式管壳式冷凝器的设计一工艺计算书（标准系列）1 6（一）确定流体流

2、动空间16（二）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据16（三）计算热负荷16（四）计算有效平均温度差16（五）选取经验传热系数K值16（六）估算换热面积17（七）初选换热器规格17（八）核算总传热系数K01 7（九）计算压强降18七、板式精憎塔工艺设讣感想化工原理课程设计任务书课程设计题目苯-氯苯板式精f留塔冷凝器的设计一、设计题目设计一苯-氯苯连续精慵塔冷凝器。工艺要求:年产纯度为99. 4%的氯苯40 5 0 0 t / a.塔顶餾岀液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质疑）。二、操作条件1 塔顶压强4kPa（表压）；2. 进料热状况，料液温度为50°C t

3、;3塔釜加热蒸汽压力5 0 6 kP a ;4单板压降不大于0. 7k Pa;5.回流液和慵出液温度均为饱和温度：3冷却水进出口温度分別为2 5°C和30°C;4 .年工作日33 0天，每天24小时连续运行。三、设计内容1 设计访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 对本设讣的评述或对有关问题的分析与讨论。四、基础数据1.组分的饱和蒸汽压p； （mmHg）温度,（°C）80 51081 102苯7 6601 7 60氯苯1481732376400温度，（°C）1130131

4、. 8O苯1 981225025 1 826992 9001 3 50氯苯46654 362 46797602 932组分的液相密度"(kg/m3)温度,CC)8051101 15P苯81781 18 0579979378778 2775氯苯11100 81 002温度,(°c)120125130P苯770764757M茉99799198 5纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 pA =912 -1.187r 推荐：pA氯苯 pB =1127 -l.lllr 推荐:Pb式中的f为温度C。3 组分的表而张力(mN/m)温度,CC)801 3 1<7苯21.220.61

5、7. 316.816.315.3氯苯26.125.722.722.22 1 .620.4双组分混合液体的表而张力7加可按下式计算:口(*八*£为A、B组分的摩尔分率)4 氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为353Xl(Pk J/k mol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示:（氯苯的临界温度：tc =359.2°C）苯氯苯板式精f留塔的工艺计算书（精f留段部分）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懈塔（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，苴余作为产品经冷却后送至苯液贮 罐;塔釜采用热

6、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（-）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78 . 11和112. 6 1 k g/kmo I o=0.72865/78.11 + 35/112.6198/78.11= 0.986098/78.11 + 2/112.610.6/7 &1165/78.11俎=0.6/78.11 + 99.4/112.61 一 ° """（-）平均摩尔质量Mf = 78.11 x 0.728 +(1-0.728 )x 112.61 = 87.4

7、9kg/kiix)lMd =78.11x 0.986 +(1- 0.986 )x 112.61 = 7859 kg/kii»lM片=78.11 x0.00863 + (1 -0.00863 )x112.61 =112.3 kg/kmol（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以3 30天，一天以24小时计，有：lV* = 40500t/a = 3610kg/h,全塔物料衡算：F9 = Df + Wr035F = 002D + 0994VTF' = 10655kg/hD' = 7045kg/hW' = 3610kg/hF = 10655 / 87.49

8、= 121.78kmol/hD = 7(M5 /78.59 = 89.64kn»l/hW = 3610/1122 =32.17kmoVh三、塔板数的确定（一）理论塔板数Nr的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取N?,步骤如下:1 根据苯氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取* y依据* =（几-巧）/（巧-p°b ） y = Pax/ Pt，将所得计算结果列表如下温度，（°C）81000Pi笨761 1 701 2 72135 0氯苯1481731922两相摩尔分率X10.8340 .7420. 6770.5560. 4 880 .4

9、42y10.9620.9350.9 1308560.8170.7 8 5温度，CC）11181 20125015351 6 632225 02518氯苯34237 646 24两相摩尔分率X0.3500.2990.2650.1940I540270.072y0.70 70.6 530.6140.5 06043203760 239温度，CC）1 281 3013 1 .80Pi苯2 69928402900氯苯6797 1 9760两相摩尔分率X0.0 400.0190y0.14 20.0 710本题中，塔内压力接近常压（实际上略髙于常压），而表中所给为常圧下的相平衡数据,因为操作压力偏离常压很小，

10、所以其对Xy平衡关系的影响完全可以忽略。2 确左操作的回流比R将1.表中数据作图得x-y曲线及t-x-y曲线。在*y图上，因q = ,查得0.986 一 0.923ye = 0.923，而 xe = xF = 0.728 , xD = 0.986 a 故有：=0.326考虑到精懈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18倍，即:尺=1.8心=1.8x0.326 =0.5873 求理论塔板数（1）逐板计算法提慵段操作线为过(0.00863 ,0.00863 )和(0.728,0.986)两点的直线。y = 0.37x + 0.632513xy =1 + 4.13%y = l23

11、x 0.002944.42xy =1 + 3.42%Ji = xd = 0.986=0.977儿=0.961= 0.939儿=0.909y6 =0.810y1 = 0.601= 0.310y9 =0.110“ =0.932心=0.892兀 3 = 0.829x4 =0.749（x = 0.728x5 = 0.661x6 =0.491x7 = 0.254x8 = 0.092x9 = 0.027x（）= 0.007 <0.0129>Tio =°031图解得=16.5-1 = 15.5块（不含釜）。其中，精懈段Nn = 4块，提佛段M/2=11.5块, 第5块为加料板位這。（3

12、）吉利兰图法x = £- = £443-O246 = ()137 R + 0.443+1Y = 0.546 - 0.59 U + 0.00274/ x = 0.485N=1 1 .6 块lgN加一lgs-1 = 1.0 块N _N=0.485 N=38 块N + 2精憾段 N pI =3.8/0.52=7.3 取=8 块 提憾段m = 11.6/0.52 = 22.3 取 7Vp2 = 23 块Np=FNp2=3块（二）实际塔板数Np1. 全塔效率£了选用Et = 0.17-0.616 log公式计算。该式适用于液相粘度为0.0 71.4mPas的烧类物系，式中的

13、“，”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）,在此平均温度下査化工原理附录11得：Ha =024mPas,= 0.34niPas。Et = 07 0.616 log pm = 07 0.616 log 0.267 = 0.522. 实际塔板数TVp (近似取两段效率相同)精憾段:心 =3.8/0.52 = 7.3块，取N刃=8块提憾段:“护=11.6/0.52 = 22.3 块，取 Np2 = 23 块总塔板数N p=Npl+Np2 =31块。四、塔的精锚段操作工艺条件及相关物性数据的计算(-)平均压强卩”，取每层塔

14、板压降为0. 7kP"算。塔顶：pD=m ,3 + 4 = 105.3kPa力口料板:PF =105.3 + 0.7x8 = 110.9kPa平均压强卩巾=(105.3 + 110.9)/2 = 108. lkPa(-)平均温度仃查温度组成图得:塔顶为8 0 °C,加料板为8 8：=(80 + 88)/2 = 84 °C(三) 平均分子塔顶： 北=心=0.986,x, =0.930值相平衡图)Mgm = 0.986 x 78.11 + (1 - 0.986 )x 112.61 = 78.59kg/laix)lMlJ)m =0.930x78.11 +(1-0.930

15、)x112.61 =80.53kg/k»iol加料板:)=0.930, x” =0.728 (查相平衡图)MVFn, =0.930 x 78.11 +(1-0.930)x112.61 =80.53kg/kmol = 0.728 x 78.11 + (1 - 0.728 )x 112.61 = 87.49kg/kn»l精锚段：MVju =(78.59+80.53)/2 = 79.56kg/kmolM lm =(80.53 + 87.49)/2 = 84.01 kg/kiiiol（四）平均密度P初1. 液相平均密度Pz”塔顶：Ps =912.13-1.1886r = 912.1

16、3-1.1886x80 = 817.0kg/m3Pa = 11244 -1.0657/ = 1124.4 一 1.0657 x80=l 039. lkg/m31 a aB0.980.02门“厂 z 3=+ =+* Pldm = 820.5kg/nr如“PsPdB817.01039.1叫进料板：pi =912.13-912.13 1886x88 = 807.5kg/m3= 1124.4 -1.0657=1124.4 -1.0657 x88 = l O3O.6kg/m31 a aB0.650.35c” f / 3=- + - =+n p疔讯=873.7kg/niPdPiPfb807.51030.6

17、"宀精憎段:pL.m =(820.5 + 873.7)/ 2 = 847. lkg/m32.汽相平均密度/v巾pM” 卩从RTn,_紳 79.4738.314x(273 + 84)（五）液体的平均表面张力（7加塔顶：八=21.20niN/m : a,l) H = 26.10mN/m (80°C)6S )(21.20x26.10)NTZ<Jhnt = = =2126mN/mS心 + b心丿d 121.20 x0.014 + 26.10x 0.986 丿进料板：oFA = 20.20iiiN/zm aFB = 25.34inN/m (88°C)= 2138mN/

18、mH精係段：6 =(21.26 + 21.38)/2 = 21.32mN7m（六）液体的平均粘度塔顶:査化工原理附录11，在8（rc下有:“3加=+(“£*£ )» =0.315 x 0.986 +0.445 x 0.014 = 0.317 mPa 加料板：冲=0.28 x 0.728 + 0.41 x 0.272 = 0.315 mPa s精係段:"zm =(0.317 +0315)/2 = 0316inPa s五、精锚段的汽液负荷计算汽相摩尔流率U = (/? + l)Z) = 1.587 X 89.64 = 142.26knx)l/h汽相体积流量匕

19、=360005142.26x79,563600x2.894= l940m'/s汽相体积流量匕=1.940 m3/s = 6984 m?/h液相体积流量厶=厶叽3600%液相回流摩尔流率 L = RD = 0.587 x 89.64 = 52.62kmol/h=52.62x84.01 =00Qi45n?/s3600x847.1液相体积流量Lb = 0.00145 m3/s = 5.22nr/h冷凝器的热负荷 0 = Vr = (142.26 x 78.59 X310)/3600 = 962.7kW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：405 0 0" a

20、 ;2设备形式：立式列管式冷凝器。二、操作条件1苯:冷凝温度8O°C,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°C,岀口温度3O°C;3. 允许压降:不大于lO'Pa；4每天按3 3 0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一一工艺计算书（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泄管程，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左性温度（51.7C）下的物性数据（查化工原理附录）p =

21、 677kg/m： “ = 3xl（）7pa.s, C/, = 1.942kJ/kg-°C, 2 = 0.127W/m °C, r = 310kJ/kgo 井水的定性温度：入口温度为tx =25°C,岀口温度为t2 = 30°C 井水的泄性温度为G =（25 + 30）/2 = 27.5° C叫=1.587 x 7045 = 11180 kg/h = 3.106kg/sin7045x310m =臨 5x4.174=10464怒/力两流体的温差7；讥=80 _275 = 52SC , 故选固定管板式换热器两流体在左性温度下的物性数据如下性流体温度

22、°C密度 kg/m3粘度mPa s比热容 kJ/(kg C)导热系数 W/(m °C)苯806770 .311.9420 127井水27.5993.70. 7174. 1 740.6273 计算热负荷Q = ?,/ = 3.106 x 310 = 962.86kW 4 计算有效平均温度差逆流温差逆= 5246°C（80 - 25）-（80 - 30）ln（80 - 25）7（80 - 30）5选取经验传热系数K值根据管程走井水，壳程走苯，总传热系数K = 470815W/m2 °C ,现暂取K = 500W/m2 °C o6 估算换热面积S =

23、 = 962.86x&=36.7 曲 K叽逆 500x52.467 初选换热器规格立式固左管板式换热器的规格如下公称直径I).6 OOnim公称换热面积S113.5m2管程数Np.1管数n2 30管长L.6 m管子直径025 x25mm管子排列方式正二角形换热器的实际换热而积5?（L -0.1） = 230 x 3.14 x 0.025（6 - 0.1） = 106.52m2该换热器所要求的总传热系数K。=一一SQm.逆962.86x10= 172.3W/nr-°C&核算总传热系数K。(1)计算管程对流传热系数勺104645.匕宀"产歸严93.7“。29点2

24、30X 0.785 x0.0202 = 0.072m21= 0 029 = 0.40nVs0.072Rer =.0020 x 040 X 993 70.000717= 11164 >10000 （湍流）_ 4.174x10x0717xl（T'0.627故= 4.773= 5953 W/（m2-°C）“ 0.023 知严 P宀。.023 x 牆 x（36023 严（4.773 ）（2）汁算壳程对流传热系数a。因为立式笛壳式换热器，壳程为苯饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开换热器，故可按蒸汽% = 13"厶/现假设管外壁温=35°C,则冷凝液膜的平均温度为在垂直管外冷凝的计算公式计算a。05（.+小05（80 + 35）= 575弋，在换热器内绝大多数苯的温度在go©只有靠近管壁的温度较