苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计全本
苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计
工艺说明书
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一、苯-氯苯板式精馏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-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）—————————— 4 (一）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)塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算——————————10 （五)精馏段的汽液负荷计算—————————————————————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—工艺计算书（标准系列)————————１6 （一）确定流体流动空间———————————————————————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K０———————————————————————１7
（九）计算压强降——————————————————————————18
七、板式精馏塔工艺设计感想----－－－-－－--－
-------—————————--－-１9
化工原理课程设计任务书
课程设计题目——苯-氯苯板式精馏塔冷凝器的设
计
一、设计题目
设计一苯-氯苯连续精馏塔冷凝器。工艺要求:年产纯度为99.4%的氯苯40５0０t／a,塔顶馏出液中含氯苯不高于２％。原料液中含氯苯为３5％(以上均为质量%)。
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℃ｔ;
3.塔釜加热蒸汽压力５0６kPａ;
4.单板压降不大于0．7kＰa;
5.回流液和馏出液温度均为饱和温度；
3.冷却水进出口温度分别为２5℃和30℃;
４.年工作日33０天，每天24小时连续运行。
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。
四、基础数据
p（mmHg）
1．组分的饱和蒸汽压
i
2.组分的液相密度ρ（kg/ｍ3）
纯组分在任何温度下的密度可由下式计算
苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐:t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度,℃。
３.组分的表面张力σ（m Ｎ/m)
双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算：
A
B B A B
A m x x σσσσσ+=
（B A x x 、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35．3×1０3ｋＪ/ｋｍol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示:
38
.01238
.012???
? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C 2.359?=c t ）
?
苯-氯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
苯和氯苯的相对摩尔质量分别为7８．11和112．６1ｋg/kmo ｌ。
728.061
.112/3511.78/6511
.78/65=+=
F x
986.061
.112/211.78/9811
.78/98=+=D x 0
=x w 61.112/4.9911.78/6.011
.78/6.0+=０.00863 （二）平均摩尔质量
()kg/km ol 49.8761.112728.01728.011.78=?-+?=F M ()kg/km ol 59.7861.112986.01986.011.78=?-+?=D M
3.11261.112)00863.01(00863.011.78=?-+?=M
w
kmol kg /
（三)料液及塔顶底产品的摩尔流率
依题给条件：一年以3３0天，一天以2４小时计,有：kg/h 3610t/a 40500=='W ， 全塔物料衡算:
W D F W D F '
+'=''
+'='994.002..035.0 ?
kg/h
3610kg/h 7045kg/h
10655='='='W D F kmol/h 17.32/112.23610kmol/h 64.8959.78/7045kmol/h 78.12149.87/10655======W D F
三、塔板数的确定
(一)理论塔板数T N 的求取
苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法(M ·T 法)求取T 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 x ~
依据()()
B A B t p p p p x --=/,t A p x p y /
=,将所得计算结果列表如下：
本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压)，而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小,所以其对y x ~平衡关系的影响完全可以忽略。
２.确定操作的回流比R
将１.表中数据作图得y x ~曲线及y x t ~-曲线。在y x ~图上，因1=q ，查得
923.0=e y ,而728.0==F e x x ,986.0=D x 。故有：
326.0728
.0923.0923
.0986.0=--=--=
e e e D m 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：
587.0326.08.18.1=?==m R R
3.求理论塔板数 （1）逐板计算法
提馏段操作线为过())00863.0,00863.0和()986.0,728.0两点的直线。
031
.0110.0310.0601.0810.0909.0939.0961.0977.0986.042.3142.400294
.023.113.4113.5632
.037.010*********===========+=
-=+=
+=y y y y y y y y y x y x x y x y x
x y x y d
0129
.0007.0027
.0092.0254.0491.0661.0.7280749.0829
.0892.0932.010
987654321<=======?====x
x x x x x xq x x x x
图解得5.1515.16=-=T N 块(不含釜)。其中，精馏段41=T N 块，提馏段5.112=T N 块,第5块为加料板位置。 （３）吉利兰图法
986.0=d x 00863.0=w x
01.51lg 11lg min
=-??
????????
??-???? ??-=
m
W W D D x x x x N α
137.01
443.0246
.0443.01=+-=+-=
R Rm R x
485.0/00274.0591.0546.0=+-=x x Y
2
+-=
N N N Y m
N=1１.6块
0.11lg 11lg '=-?
?
????????
??-???? ??-=
m F F D D m x x x x N α块 485.02
min =+-N N N Ｎ＝3.８块
精馏段3.752.0/8.31==p N 取81=p N 块 提馏段3.2252.0/6.112==p N 取232=p N 块
3121=+=p p p N N N 块
（二)实际塔板数p N
1．全塔效率T E
选用m T E μlog 616.017.0-=公式计算。该式适用于液相粘度为0.０７~1.4mPa ·s 的烃类物系,式中的m μ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）,在此平均温度下查化工原理附录11得：s m Pa ?=24.0A μ，s m Pa ?=34.0B μ。
()()267.0728.0134.0728.024.01=-?+?=-+=F B F A m x x μμμ
52.0267.0log 616.017.0log 616.017.0=-=-=m T E μ
2．实际塔板数p N （近似取两段效率相同) 精馏段：3.752.0/8.31==p N 块，取81=p N 块 提馏段:3.2252.0/6.112==p N 块，取232=p N 块 总塔板数3121=+=p p p N N N 块。
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m p
取每层塔板压降为0．7k Ｐa 计算。 塔顶：kPa 3.10543.101=+=D p 加料板:kPa 9.11087.03.105=?+=F p 平均压强()kPa 1.1082/9.1103.105=+=m p (二）平均温度m t
查温度组成图得:塔顶为8０℃,加料板为８８℃。
()842/8880=+=m t ℃
（三)平均分子量m M
塔顶： 986.01==D x y ,930.01=x (查相平衡图）
()kg/kmol 59.7861.112986.0111.78986.0,=?-+?=m VD M ()kg/kmol 53.8061.112930.0111.78930.0,=?-+?=m LD M
加料板:930.0=F y ，728.0=F x （查相平衡图)
()kg/kmol 53.8061.112930.0111.78930.0,=?-+?=m VF M ()kg/kmol 49.8761.112728.0111.78728.0,=?-+?=m LD M
精馏段：()kg/kmol 56.792/53.8059.78,=+=m V M
()kg/kmol 01.842/49.8753.80,=+=m L M
(四）平均密度m ρ
1．液相平均密度m L ρ,
塔顶：3kg/m 0.817801886.113.9121886.113.912,=?-=-=t ρA LD
3kg/m 1.1039800657.14.11240657.14.1124,=?-=-=t ρB LD 3kg/m 5.8201
.103902
.00.81798.01,,,,=?+=+=
m LD B LD B A LD A m
LD ρρa ρa ρ 进料板：3kg/m 5.807881886.113.9121886.113.912,=?-=-=t ρA LF
3kg/m 6.1030880657.14.11240657.14.1124,=?-=-=t ρB LF 3kg/m 7.8736
.103035
.05.80765.01,,,,=?+=+=
m LF B LF B A LF A m
LF ρρa ρa ρ 精馏段:()3
kg/m 1.8472/7.8735.820,=+=m L ρ 2．汽相平均密度m V ρ,
()
3kg/m 894.284273314.847
.791.108,,=+??=
=
m
m V m m V RT M p ρ
（五)液体的平均表面张力m σ
塔顶:mN/m 20.21,=A D σ;mN/m 10.26,=B D σ(80℃)
mN/m 26.21986.010.26014.020.2110.2620.21,=???
???+??=?
??? ??+=D A B B
A B A m D x x σσσσσ 进料板：mN/m 20.20,=A F σ;mN/m 34.25,=B F σ（88℃）
mN/m 38.21728.034.25272.020.2034.2520.20,=??? ???+??=?
??? ??+=F A B B
A B A m F x x σσσσσ 精馏段:()m N/m 32.212/38.2126.21=+=m σ （六)液体的平均粘度m L μ,
塔顶:查化工原理附录1１,在８0℃下有:
()()s mPa ?=?+?=+=317.0014.0445.0986.0315.0,D B B D A A m LD x μx μμ
加料板：s mPa 315.0272.041.0728.028.0,?=?+?=m LF μ 精馏段:()s mPa ?=+=316.02/315.0317.0,m L μ
五、精馏段的汽液负荷计算
汽相摩尔流率()km ol/h 26.14264.89587.11=?=+=D R V 汽相体积流量/s m 940.1894
.2360056
.7926.14236003,,=??=
=
m
V m V s VM V ρ
汽相体积流量/h m 6984/s m 940.13
3==h V
液相回流摩尔流率kmol/h 62.5264.89587.0=?==RD L 液相体积流量/s m 00145.01
.847360001
.8462.5236003,,=??=
=
m
L m L s LM L ρ
液相体积流量/h m 22.5/s m 00145.03
3==h L
冷凝器的热负荷()()kW 7.9623600/31059.7826.142=?==Vr Q