苯-甲苯精馏塔顶冷凝器设计

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

（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）；

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

（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。

282.014

.92/7511.78/2511

.78/25=+=

F x

974.014

.92/311.78/9711

.78/97=+=D x

=x w 0118.014.92/9911.78/111

.78/1=+

（二）平均摩尔质量

()kg/km ol 18.8814.92282.01282.011.78=⨯-+⨯=F M

()kg/km ol 47.7814.92974.01974.011.78=⨯-+⨯=D M

97.9114.92)0118.01(0118.011.78=⨯-+⨯=M

w

kmol kg /

（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：kg/h 12529t/a 90208=='F ， 全塔物料衡算：

W D F W D F '

+'=''

+'='01.097.025.0 ⇒

kg/h

9397kg/h 3132kg/h

12529='='='W D F kmol/h 17.102/91.979397kmol/h 91.3947.78/3132kmol/h 08.14218.88/12529======W D F

三、塔板数的确定

（一）理论塔板数T N 的求取 (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

006

.279.2201.80033

.12110355.6lg =+-

=A P

591

.1482.2191.808.134407954.6lg =+-=B P

解得KPa P A 34.101= ，KPa P B 96.38=

① 当温度为110.63℃时

376.279

.22063.110033

.12110355.6lg =+-

=A P

006.2482

.21963.1108

.134407954.6lg =+-=B P

解得KPa P A 95.237= ，KPa P B 34.101=

则有

600.296.31.1011==α 348.234.10195.2372==α

47.2348.2600.221=⨯==ααα

(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282.0==F q x x ，根据相平衡方程有

492.0282

.0)147.2(1282

.047.2)1(1=⨯-+⨯=-+=q q q x x y αα

最小回流比为

3.2282

.0492.0492

.0974.0min =--=

--=

q

q q D x y y x R

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：

14.43.28.18.1=⨯==m R R

(3)精馏塔的气、液相负荷

h Kmol RD L /23.16591.3914.4=⨯==

h Kmol D R V /14.20591.39)14.41()1(=⨯+=+=h Kmol qF L L /31.30708.14223.165'=+=+=

h Kmol V V /14.205'== (4)操作线方程

精馏段操作线方程

189.081.0114.4974

.0114.414.4111+=+++=+++=

+x x R x x R R y n D n n