化工原理(k课程设计)

1、精品 料推荐课程设计（论文）题目 名 称苯-甲苯冷凝器工艺设计课程 名 称化工原理学生 姓 名罗伟学号0740920027系、专 业生化系 2007 级化学工程与工艺指导 教 师胡建明2009 年 1 月 7 日1精品 料推荐目录一、课程设计任务书3二、概述 5三、设计依据8四、工艺设计计算8五、物料横算82.1 精 塔物料横算82.2 期物料横算92.3 冷凝器物料横算102.4 再沸器物料横算11六、热量横算123.1 器 量横算 123.2 冷凝器 量横算 133.3 再沸器 量横算 15七、设备设计与选型17八、设备设计 171、精 塔理 塔板数172、确定 塔板数 n，确定 加料位置

2、 x 173、流体流径 184、冷凝器 荷185、流体两端温度的确定186、 系数197、 面 198、初 管程及 管 度199、筒体直径 算1910、数据核算20九、设备选型 24十、总结 29十一、参考文献 30十二、致谢 31十三、附工程图纸 322精品 料推荐6 级化学工程专业化工原理课程设计任务书设计课题：苯 - 甲苯精馏装置进料冷凝器设计一、设计条件1、年产苯： 20000 吨2、产品苯组成： c6h699% (质量分数，下同 )、c6h5 -ch 31%3、原料液为常温液体；原料组成：c6h640%,c6h5 -ch360%4、分离要求：塔釜苯含量1%二、设计内容1、物料衡算（精

3、馏塔、预热器、冷凝器、再沸器）2、热量衡算（预热器、冷凝器、再沸器）3、精馏塔理论塔板数4、冷凝器热负荷计算5、冷凝器换热面积计算6、冷凝器结构、材质选择7、冷凝器结构尺寸、工艺尺寸的设计计算等8、冷凝器总传热系数的校核9、冷凝器装配图的绘制三、设计要求1、设计方案简介对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。2、工艺设计选定工艺参数，对单个设备作出衡算示意图，进行物料衡算、热量衡算，以表格形式表达衡算结果，其中的数据（非给定数据）及计算公式（经验公式）必须交待来源（即何种参考书目，并在参考文献中列出）。3、设备计算选择设备的结构形式， 并说明理由。进行设备的结构尺寸和工艺尺寸的设

4、计计算。4、辅助设备选型典型辅助设备的主要工艺尺寸的计算，设备规格型号的选定。5、设计说明书的编写3精品 料推荐要求严格按照邵阳学院毕业设计（论文）格式进行编写。设计说明书应按顺序包括以下内容：(1) 设计说明书封面； (2) 设计任务书； (3) 目录； (4) 概述（设计方案简介）；(5) 工艺计算（物料衡算、热量衡算）； (6) 设备设计（主要设备设计、辅助设备设计或选型）； (7) 设计总结、评述； (8) 参考资料； (9) 致谢；（ 10）附工程图纸。6 、绘制主要设备的装配图用 a1 图纸绘制预热器装配图（图面应包括设备主视图、俯（左）视图局部视图等，并配备明细表、管口表、技术性

5、能表、技术要求等），要求采用cad制图。指导老师：胡建明二 o o九年十二月十四日4精品 料推荐概述课程设计是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践， 是培养我们实际动手能力的一个重要环节，是从学生走向工程师必然程序。通过课程设计能使我们掌握工程设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料，选用公式和数据， 用简洁的文字、 图表表达设计结果及制图等能力方面得到一次基本训练。在设计过程中我们更应该注重树立正确的设计思想和实事求是、严肃认真的工作作风。为我们将来更快的融入社会，更好的适应新的工作提供有力的保障。本次课程设计仅对苯甲苯混合液体的精馏装置进行设计，设计苯年产

6、量为20000 吨。根据生产要求设计苯甲苯精馏装置，蒸馏是化工生产中分离均相液体混合物的典型单元操作， 其历史悠久，应用广泛。 蒸馏的基本原理是将液体混合物部分汽化、全部冷凝，利用其中各个组分挥发度不同而将其分离。其本质是液、气相间的质量传递和热量传递。 为使分离彻底， 以获得较纯的产品， 工业生产中常采用多次部分汽化、多次全部冷凝的方法精馏。精馏过程通常是在塔设备内完成的。预热器、冷凝器、再沸器是精馏过程必不可少的设备。他们承担着将物料预热、气化、冷凝等重要任务。而固定管板式换热器更是因其具有工艺简单、造价低廉、工艺设计成熟、热效率较高等优点而得到广泛的应用，尤其在很多大工业生产中。预热器是

7、一种广泛使用的工艺设备， 是化工行业中主要的工艺设备之一。 根据换热条件，采用水蒸气作为加热介质， 选用列管式换热器。 用饱和水蒸汽对冷流体加热属于一侧为恒温流体的传热。由于传热温差为 51.4 ，温差较大所以需在壳体上设置膨胀节。由于物料需要拆卸清洗， 故要采用浮头式换热器。 浮头式换热器适用于壳体与管束间壁温差较大或壳程介质易结垢的场合。 由于介质为苯和水蒸气， 所以苯走管程，水蒸气走壳程。冷凝器同样是一种广泛使用的精馏工艺设备 , 在炼油 , 化工行业中是主要的工艺设备之一。根据换热条件 , 采用水作为冷却介质 , 选用列管式换热器 . 用自来水对热流体冷却属于一侧为恒温流体的传热。由于

8、传热温差小于 50，不设置膨胀节。由于介质为苯蒸气和水，所以水走壳程，苯走管程。5精品 料推荐工业再沸器主要有容积式与虹吸式两种，本次设计选用容积式再沸器， 用水蒸气作为加热介质，物料走管程，蒸气走壳程。原料液为含苯 40%（质量分数，下同）、甲苯 60%的混合溶液，温度为 20。分离要求为塔釜苯含量不大于 1%，塔顶产品含苯 99%、甲苯 1%。年产量 20000（吨）。苯：分子式 c6 h6，分子量 78.11 ，相对密度 0.8794g/cm 3(20 ) 。熔点 5.51 ，沸点 80.1 ，燃点为 562.22 ，在常温常压下是无色透明的液体，并具强烈的特殊芳香气味，有毒。苯遇热、明

9、火易燃烧、爆炸，苯蒸气与空气混合物的爆炸限是1.4 8.0%。常态下，苯的蒸气密度为 2.77 ，蒸气压 13.33kpa(26.1 ) 。苯是常用的有机溶剂，不溶于水，能与乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、油等混溶，因此常用作合成化学制品和制药的中间体及溶剂。 苯能与氧化剂发生剧烈反应，如五氟化溴、氯气、三氧化铬、高氯酸、硝酰、氧气、臭氧、过氯酸盐、 ( 三氯化铝 +过氯酸氟 ) 、( 硫酸 +高锰酸盐 ) 、过氧化钾、 ( 高氯酸铝 +乙酸 ) 、过氧化钠等。 . 苯是染料、塑料、合成橡胶、合成树脂、合成纤维、合成药物和农药等的重要原料，也是涂料、橡胶、胶水等的溶剂，也可

10、以作为燃料。甲苯：分子式 ch（3 c6h5 ），分子量 92.14 ，相对密度 0.866g/cm3(20 ) 。熔点 -95 ，沸点 110.8 。在常温下呈液体状，无色、易燃。不溶于水，溶于乙醇、乙醚和丙酮。甲苯容易发生氯化， 生成苯氯甲烷或苯三氯甲烷， 它们都是工业上很好的溶剂； 它还容易硝化，生成对硝基甲苯或邻硝基甲苯，它们都是染料的原料；它还容易磺化，生成邻甲苯磺酸或对甲苯磺酸， 它们是做染料或制糖精的原料。 甲苯的蒸汽与空气混合形成爆炸性物质，因此它可以制造梯思梯炸药。分离苯与甲苯的生产工艺：精馏法，膜分离法，萃取法。本次设计采用浮阀精馏塔。其优点为：1生产能力大，由于塔板上浮阀

11、安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。2 操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3 塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。6精品 料推荐4 塔的造价较低， 浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%80%，但是比筛板塔高 20% 30%。5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50% 80%，但是比筛板塔高 20%30%。7精品 料推荐设计依据1.1 苯甲苯精馏装置进料冷凝器设计任务书1.2 产品苯组成 ： c

12、6h6 99% (质量分数，下同 ) 、 c6h5 -ch31%1.3 原料液为常温液体；原料组成：c6h640%,c6h5 -ch 360%1.4 分离要求 ：塔釜苯含量 1%工艺设计计算第一部分 物料衡算2.1 精馏塔物料衡算2.1.1根据工业生产特点，取年平均工作日为 300 天，则平均苯产量为：gd= 200001000 = 2777.78kg/h （本次设计以小时产量为计算基准）300242.1.2精馏塔物料衡算示意图：塔顶采出 dxd进料 fxf塔底采出 w xw2.1.3 已知各组分质量分数 :组分塔釜进料出料c6h61%40%99%c6h5ch99%60%1%3由于 ch 分子

13、量为 78， ch ch分子量为，则：66653塔顶出料组成x d=99 78=0.991599 781 92塔进料组成xf=40 78=0.440240 7860 92塔底出料组成x =1 78=0.0118w99 921 78故各组分的摩尔分数为：8精品 料推荐组分塔顶进料塔釜c6h60.99150.44020.0118c6h5 ch30.00850.55980.9882产品的平均相对分子质量m w =0.9915 78+（10.9915 ） 92 = 78.12故 d= g d = 2777.78 = 35.56 kmol/hm d78.122.1.4 用摩尔分率计算进料量及塔顶采出量：

14、f = d + wfxf = dx d + wxw代入数据易解得：f = 81.32kmol/hw = 45.76kmol/h2.1.5 精馏塔物料衡算表表 2-1 精馏塔物的料衡算表进料 f出料塔顶采出 d塔底采出 w组分kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%苯35.782792.034035.262750990.5442.021甲苯45.544188.05600.327.78145.224160.2899总量81.326980.0810035.562777.7810045.764202.3100 = 6980.08 kg/h2.2预热器物料衡算2.2

15、.1预热器是工作在精馏塔与贮槽或者精馏塔与精馏原料的的提供工序。根据精馏的特点，可对其进行相应的物料衡算：物料衡算示意图：进料出料进料 =出料9精品 料推荐2.2.2热器物料横算表：表 2-2预热器物料横算表组分进料出料kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%苯35.782792.034035.782792.0340甲苯45.544188.056045.544188.0560总量81.326980.0810081.326980.081002.3 冷凝器物料衡算2.3.1 物料横算示意图：v,ydd,xdl,x d2.3.2最小回流比的确定由化工原理下册中例1-1 附表 3 的苯 -

16、 甲苯气液平衡数据：t/ 80.18590951001051102.542.512.462.412.37x1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y1.0000.8970.7730.6330.4610.2690由 cad作图 ( 右图所示 ) ：可读出 y 轴截距为： 0.3943故x d0.99150.3943r min1r min1则 r min=1.51取 r = 1.5 r min，故 r=2.27取 r=2.32.3.3物料横算v = (r+1)d = 35.56(2.3+1)= 117.35 kmol/hl = rd = 2.335.56= 81.79kmol

17、/h10精品 料推荐2.3.4 冷凝器物料衡算表表 2-3 冷凝器物料衡算表进料 v出料dl组kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%分苯116.359075.719935.2627509981.096325.5499甲1.091.6710.327.7810.763.891苯总117.359167.3810035.562777.7810081.796389.43100量 = 9167.38 kg/h2.4 再沸器的物料衡算2.4.1物料衡算示意图：v,y l,x w,xw2.4.2物料横算：v=v=117.35 kmol/hl=v+w=117.35+45.

18、76=163.11kmol根据实际回流比作出平衡级数图：平平衡级数图11精品 料推荐再沸器为第一层塔板，从图中读得第一层塔板的y =0.0125l x l = v y +wx163.11 x l =117.35 0.0125+45.76 0.0118x l =0.01232.4.3再沸器物料横算表表 2.4.4 再沸器的物料衡算表组分l /(kmol/h)w/(kmol/h)v /(kmol/h)x lxwy苯2.010.54116.350.01230.01180.0125甲苯161.145.221.00.98770.98820.9875总量163.1145.76117.35111第二部分热量

19、衡算在 excel 上试差得各位置温度为：位置进料塔顶塔釜温度94.13 80.5 78.31 3.1 预热器的热量衡算3.1.1已知条件： 本工艺采用0.1mpa（绝压）饱和水蒸汽加热，物料进料温度20，出料温度为精馏塔的泡点温度。3.1.2变化过程 ：物料从 20升温到泡点温度， 加热蒸汽从饱和蒸汽变为饱和水。3.1.3预热器物料组成表预热器物料横算表组分进料出料kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%苯35.782792.034035.782792.0340甲苯45.544188.056045.544188.0560总量81.326980.0810081.326980.081

20、0012精品 料推荐3.1.4进、出料状态：进口状态： 20，液态出口状态： 94.13 液态3.1.5各组分热力学参数见下表：根据已知条件查阅化工原理附表十1 、附表十一 1表 3-2 预热器物料参数组分cp(kj/kg )汽化热（ kj/kg ）苯1.84甲苯1.84水蒸气2258（100）3.1.6 物料升温所吸收的热量q吸 = (m 1cp1 + m2cp2 ) t= (2756.03 1.84+4224.05 1.84) (94.13-20)= 952077.33kj/h假定热损失 q损 =3%q放 ；由热平衡： 0.97q 放 =q吸 得q放 =q吸/0.97=981523.02k

21、j/h3.1.7加热介质消耗量假设加热蒸汽量为m，则：q 放981523.02kg/hm434.69 22583.2 、 冷凝器的热量衡算20水80.5 苯 9075.71kg/h苯 9075.71kg/h 80.5甲苯 91.67kg/h甲苯 91.76kg/h40水图 2.2 .全凝器热量衡算图13精品 料推荐3.2.1 用 cad作出笨 - 甲苯泡点、露点图从图中读出露点温度为80.5 。3.2.2进料状况及冷却介质：物料进料为气体，在露点温度下冷凝为液体，温度为80.5 ，冷却介质为冷却进口温度 20，选定出口温度40。3.2.3 冷凝器物料衡算表进料 v出料dl组kmol/hkg/h

22、wt%kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%分苯116.359075.719935.2627509981.096325.5499甲1.091.6710.327.7810.763.891苯总117.359167.3810035.562777.7810081.796389.43100量 = 9167.38 kg/h14精品 料推荐3.2.4 各组分热力学参数见下表：查化学化工物性数据手册得：汽化潜热（kj/kg ）组分80100120苯394.1379.3363.2甲苯379.4367.1354.2由内差法得： r 苯=393.73 kj/kg， r甲苯 =379.09 kj/kg3

23、.2.5 计算放热量q放=9075.71 393.73+97.67 379.09=3610326.27kj/h3.2.6冷却介质量冷凝水的平均温度： tm=2040 =302查化工原理附录六（水的物理性质）：30时， cp=4.17kj/(kg* )取 q吸=3%q，则 q吸=97%q放 =0.97 3610326.27=3502016.48 kj/h由 q吸=cp 水 m t 得：q吸3502016.48=41950.37 kg/h冷却介质量 m4.174 (40 - 20)cp水 t冷凝器热负荷为： q=q= 3610326 .27 =1002.87kj/s360036003.3 再沸器的

24、热量衡算110.37苯 1.0kmol/h110.048 苯 2.01kmol/h甲苯 116.35kmol/h110.07 甲苯 161.10kmol/h苯 0.54kmol/h甲苯 45.22 kmol/h120kpa 120 饱和水蒸汽图 2.3再沸器热量衡算图由于进出口的温度相差较小, 塔釜产品的显热变化可以忽略 .取进出口平均温度下的潜热t= 110.048 110.37 =110.2092由化工设计手册下册图19-122 得 :15精品 料推荐苯的潜热r潜 189kcal /(kg )372.376kj / kg甲苯的潜热r潜 287kcal /(kg )364.008kj / k

25、gq吸 m1 r潜1m2 r潜2114.04 372.376 10594.26 364.008 3898861.15kj / h假定热损失 q损0.05q放q吸 3898861 .154104064.37kj / h放=q0.950.95再沸器用 0.3mpa，133.3 饱和水蒸汽加热。16精品 料推荐设备设计与选型第一部分设备设计1、精馏塔理论塔板数1.1 精馏段操作线方程精馏段操作线：rx1x dr 1r 1y代入数据得： y=0.6946x+0.30281.2 q 线方程物系为泡点进料，其热状态参数q=11.3 提馏段操作线方程lqfxw提馏段操作线： yqf wx wllqf w代入

26、数据得： y=1.4280x-0.001242、求取理论板数nt，确定实际塔板数n，确定实际加料位置x2.1用作图法计算理论塔数nt由图 1.4 得理论塔板数 n t20 ( 包括再沸器 ), 第 10 块为进料板 .2.2 求塔板效率根据化工原理下册公式 335et0.49() 0.245塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度塔顶与塔底的平均液相黏度 ,mpa s.塔顶 与塔底平均 温度80.59110.6t95.595217精品 料推荐根据苯与甲苯的饱和蒸汽压公式可以计算出平均温度下的苯与甲苯的饱和蒸汽压苯: p1s1197.48mmhg ;甲苯 :p2s485.81mmhg苯与甲苯可以看作理想

27、溶液p1s11862.4657p2s481由化工工艺设计手册下册查得塔顶温度下苯与甲苯的液相黏度苯 :0.3064mpa s;甲苯 :0.3069mpas塔顶的1=0.99150.30640.00850.30690.3064mpas由化工工艺设计手册下册查得塔底温度下苯与甲苯的液相黏度苯 :0.2338m pa s;甲苯 : 0.2449m pa s塔底的2=0.01180.23380.99820.24490.2448mpas平均黏度 :120.30640.24480.275622et 0.49( )0.2450.49(2.4650.2450.53860.2756)考虑到精馏塔型式及结构比较高

28、效, 所以适当提高塔板效率et0.70002.3塔内实际塔板数 nn t 120127.14 圆整后取 28块（不包括再沸器）n0.7000et2.4实际加料位置 x1014.28 ，圆整后取 15 块。x0.70003、流体流径的选择根据流体流径的选择规则以得出结论：冷凝水走管间，物料走管内。4、冷凝器的热负荷qq3608052.23kj/sq1002.2436003600q 管程流体吸收的热量5、流体两端温度的确定物料进口、出口温度为泡点温度80.5 冷却介质进口温度20 , 出口温度 40传热温度差（按逆流方式计算）：18精品 料推荐(t1 t 2 )( t2t 1 )(80.5 40)

29、(80.5 20) tln 80.549.83ln t1t 240t2t 180.5206、总传热系数2按照资料初选传热系数k=520w/m7、换热面积ssq1002.24 10338.68m 2k t520 49.838、初选管程数及单管长度8.1 确定管程流速：根据资料管程流体速度取u=15m/s8.2 流通截面积 a苯、甲苯的密度分别为 苯 =2.687kg/m3 、 甲苯 =3.169 kg/m 3由表 2-1 精馏塔物的料衡算表知ms 甲苯 =91.76kg/h 、ms苯 =9075.71kg/hsms苯91.769075.713则 vsm甲苯3406.59 m/h3.1692.68

30、7甲苯苯avs3406.592u360015=0.063m8.3 单程换热管数n 及管长 l选定换热管规格为 252.5mm则换热管数 n4a4 0.063=200.6 根 di23.1420 2取整得 n=201 根单根管长 l1.1s1.138.68=2.7mn do2013.1425 10 3取单管长度 l=3m9、筒体直径计算9.1 管中心距 ： t =1.25d o=1.25 25=31.25mm；取 t =32mm最外列管中心距筒壁b=2do=225=50mm9.2 中心线上布管数： 本设计采用正三角形排列，则n c1.1 nn1.1 201 =15.6 ；取整 nc=1619精品

31、 料推荐9.3 筒体直径 ： dn= t (n c-1)+2b =0.032 (16-1)+4 0.025=0.58m圆整至规格尺寸d=0.6m=600mm10、数据核算10.1 按照算出数据在cad中作图：得实际管数 n=217 根10.2实际换热面积及流通面积s =ndol=217 3.14 0.025 3=51.1m2a= n di 2/4=217 3.14 0.02 2 /4=0.068m2管程实际流速vs3406.59u i0.068=1.39m/sa3600100%30%则 s s51.1 38.68s38.6810.3 当量直径为：322323.142de4(2t4d 0)4(2

32、32425 )20.19mmd 03.1425壳程流通面积： sod o) 0.150.6(10.0252hd(1)0.0197 mt0.032由附表六 1 查得： 30下的冷却水的密度 水 =995.7kg/m3壳程流速：u ov41923.940.6 m/sso0.0197995.73600因 0.5 m/s 0.6 m/s 2.4 m/s ，故符合要求。10.4流体流动阻力（压强降）的计算20精品 料推荐10.4.1管程流体阻力：摩擦阻力计算pi ( p1p2 )fi n sn p1p1 l u 2式中： p 每程直管的压降，d 2 u 23 u 2p2局部阻力 （包括回弯； 进、出口等

33、），p222n壳程数snp为一壳程的管程数fi 结垢校正因数，无因次。252.5mm 的管子取fi =1.4 ，192 mm的管子取 fi =1.5查附表四 1 得管程流体物理特性：苯、甲苯密度分别为 苯 =2.687kg/m3 、 甲苯 =3.169kg/m3 粘度分别为 苯 =0.3067mpas、 甲苯 =0.3098mpa s3故平 =i xi0.99152.6870.00853.1692.69 kg/mi =0.9915 苯 +0.0085 甲苯 =0.9915 0.3067+0.0085 0.3098=0.3067 mpasr eidi u i0.02 13.89 2.692438.60.3067 10 3根据资料表1-2 1 选管壁粗糙度 =0.15则0.150.0075d i20由图 1-25 查得：摩擦系数 =0.035p1l u20.03532.6913.892d20.0221362.34pa232.69 13.892p23 u778.48 pa22所以pi(1362.34778.48)1.4 112997.15 pa10.4.2 壳程阻力损失pod(n b1)u o2sd e2式中： s0.19de