苯甲苯精馏塔顶冷凝器设计.docx
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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）设计方案确实定及工艺流程的说明————————————————
4
（二）全塔的物料衡算————————————————————————
4
（三）塔板数确实定—————————————————————————
4
（四）塔的精馏段操作工艺条件及有关物性数据的计算——————————
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）确立流体流动空间———————————————————————
9
（二）计算流体的定性温度，确立流体的物性数据————————————
9
（三）计算热负荷——————————————————————————
10
（四）计算有效均匀温度差——————————————————————
11
（五）选用经验传热系数K值—————————————————————
12
（六）估量换热面积—————————————————————————
12
（七）初选换热器规格————————————————————————
13
（
八
）
核
算
总
传
热
系
数
K0———————————————————————
13
..页脚.
.
（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（此中
x=208）。
操作周期
7200
小时／年
进料构成
苯含量25％（质量分率，下同）
塔顶产品构成
≥97％
塔底产品构成≤1%
进料热状态
泡点进料
双侧流体的压降：
≯7kPa
工作地址：
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.冷却水出进口温度分别为25℃和30℃；
三、设计容
1.设计方案确实定及工艺流程的说明；
2.塔的工艺计算；
..页脚.
.
3.冷凝器的热负荷；
4.冷凝器的选型及核算；
5.冷凝器构造详图的绘制；
9.对本设计的评论或对有关问题的剖析与议论。
苯-甲苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）
一、设计方案确实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），塔顶上涨蒸
汽流采纳强迫循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其他作为产品经冷却后送至苯液
贮罐；塔釜采纳热虹吸立式再沸器供给汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯
苯贮罐。
流程图以下
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。
xF
xD
xw
（二）均匀摩尔质量
M
M
F
D
78.
..页脚.
.
w78.110.0118（10.0118）92.1491.97kg/kmol
（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：
F90208t/a12529kg/h，
全塔物料衡算：
F
D
W
F
12529kg/h
F
D
3132kg/h
D
W
9397kg/h
W
三、塔板数确实定
（一）理论塔板数NT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
lgPA
lgPB
解得PA
101.34KPa，PB
①
当温度为110.63℃时
lgPA
lgPB
解得PA
237.95KPa，PB
则有
1
2
1
2
（2）最小回流比的求取
..页脚.
.
因为是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故xqxF，依据相均衡方程
有
yq
xq
1
（1）xq
1
最小回流比为
Rmin
xD
yq
yq
xq
考虑到精馏段操作线离均衡线较近，
故取实质操作的回流比为最小回流比的
1.8倍，即：
m
（3）精馏塔的气、液相负荷
165.23Kmol/h
205.14Kmol/h
L'LqF165.23142.08307.31Kmol/h
V'V205.14Kmol/h
（4）操作线方程
yn1
R
xD
xn
R
xn
R
1
4.141
精馏段操作线方程
1
4.141
L'
Wxw
提馏段操作线方程
ym1
V'xm
V'
m
3.求理论塔板数
（1）逐板计算法
理论板计算过程以下：
气液均衡方程
y
ax
1
（a1）x
1
1.47x
变形有x
y
1.47y
由y求的x,再将x带入操作线方程，以此类推
..页脚.
.
y1xD
相均衡
x1
y20.949y30.904y40.831y50.728y60.610y70.503y80.425y90.339y100.252y110.174y120.113y130.068y140.038y15
相均衡
x2
相均衡
x3
相均衡
x4
相均衡
x5
相均衡
x6
相均衡
x7
相均衡
x8
0.230xF
相均衡
x9
相均衡
x10
相均衡
x11
相均衡
x12
相均衡
x13
相均衡
x14
相均衡
x15
xW
图解得NT15块（不含釜）。
此中，精馏段NT17块，提馏段NT28块，第8块为加
料板地点。
（二）实质塔板数Np
由t-x-y图
td=82.1℃tw=110.5℃
均匀温度tm=（td+tw）
查手册，知
tm下的粘度为μA=μ
由t-x-y图得
L
μ×0.27+0.635×
×
×
Et=ET=0.49（α
L）
0.245
=0.49×（2.412×
精馏段实质板层数
N精=7/0.53=13.2=14
N提=8/0.53=15.1=16
总板数为30
..页脚.
.
四、塔的精馏段操作工艺条件及有关物性数据的计算
（一）均匀压强pm
取每层塔板压降为0.7kPa计算。
塔顶：
pD
加料板：
pF
均匀压强pm
110.2/2
（二）均匀温度
tm
塔顶温度
tD=82.1℃
进料板温度
tF=97.2℃
塔釜温度
tW=103.2℃
精馏段均匀温度
tm=（82.1+103.2）/2=89.65（
℃）
（三）均匀分子量
Mm
塔顶：
y1
xD
，x1
0.938（查相均衡图）
MVD,m
1
MLD,m
1
加料板：
yF
0.425，xF
0.230（查相均衡图）
MVF,m
1
MLD,m
1
精馏段：
MV,m
86.18/2
ML,m
88.91/2
（四）均匀密度
ρ
m
a.精馏段均匀密度的计算
Ⅰ
气相
由理想气体状态方程得
Vm
m
M
vw
m
×
3
ρ
=P
/RT=（107.8×
Ⅱ
液相
查不一样温度下的密度，可得
tD=82.1.℃时
..页脚.
.
ρA＝3
B
3
tF=97.2℃时
A
3
B
3
ρ＝
ρ
ρLDm
3
进料板液相的质量分率
αA×××
3
ρLFm
精馏段液相均匀密度为
ρLm
3
2.汽相均匀密度
ρV,m
V,m
108
3
pmMV,m
RTm
273
90
⑸均匀粘度的计算
液相均匀粘度依下式计算即
lgμLm=∑xilgμi
a．塔顶液相均匀粘度的计算由tD℃查手册得
μAμB
lgμLDm=0.974lg（0.302）+0.026lg（0.306）
解得
μLDm
b．进料板均匀粘度的计算由tF℃查手册得
μAμB
lgμLFm=0.282lg（0.2610）+0.718lg（0.3030）
解得
μLFm
精馏段均匀粘度
μLm
⑹液相均匀表面力的计算
液相均匀表面力依下式计算即
σLm=∑xiσi
..页脚.
.
a.塔顶液相均匀表面力的计算由tD℃查手册得
σAσB
σLDm××
b.进料板液相均匀表面力的计算由tF℃查手册得
σAσB
σLFM××19.56=19.43mN/m
精馏段液相均匀表面力
σLm=（21.25+19.43）/2=20.34mN/m
五、精馏段的汽液负荷计算
汽相摩尔流率205.14Kmol/h
汽相体积流量Vs
VMV,m
3
/s
3600V,m
3600
3
汽相体积流量Vh
1.59m3/s
5724m3/h
液相回流摩尔流率
LRD
165.23Kmol/h
液相体积流量Ls
LM
3600
L,mL,m
3/s
3600
液相体积流量
Lh
0.00481m3/s
17.32m3/h
冷凝器的热负荷
Q
78.47310/36001386kW
..页脚.
.
苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）
一、设计任务
1.办理能力：
90208t/a；
2.设施形式：
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走开冷凝器；
2.冷却介质：
为井水，流量70000kg/h，进口温度25℃，出口温度30℃；
3.同意压降：
不大于105Pa；
4.每年按300天，每日按24小时连续运转。
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）
本设计的工艺计算以下：
此为一侧流体为恒温的列管式换热器的设计。
1.确立流体流动空间
冷却水走管程，苯走壳程，有益于苯的散热和冷凝。
2.计算流体的定性温度，确立流体的物性数据
苯液体在定性温度（
51.7℃）下的物性数据（查化工原理附录）
677kg/m3，
3.1104Pas，cp
C，
，r310kJ/kg。
井水的定性温度：
进口温度为t1
25
C，出口温度为t2
30℃
井水的定性温度为
tm
2530/2
27.5C
ms1
5.143132
16107kg/h
4.4742kg/s
ms2
ms1
r
cp2（t2
t1）
m
＝3132310
46522kg/h
s2
两流体的温差Tm
tm
52.5C，
应选固定管板式换热器
两流体在定性温度下的物性数据以下
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
井水
..页脚.
.
3.计算热负荷
Qms1r4.47423101387kW
4.计算有效均匀温度差
逆流温差
80
25
80
30
tm,逆
-25
/80
52.46C
ln80
30
5.选用经验传热系数K值
根据管程走井水，壳程走苯，系数K470~815W/m2C，取
K500W/m2C。
6.估量换热面积
S
Q
1387
103
52.88m2
K
tm，逆
7.初选换热器规格
立式固定管板式器的格以下
公称直径D⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯
600mm
公称面S⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯113.5m2
管程数Np⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯
..1
管数n⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯
..230
管L⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯
.6m
管子直径⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯
..Φ
管子摆列方式⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯
..正三角形
器的面
So
nd0
L
2303.140.02560.1106.52m2
器所要求的系数
Ko
So
Q
1387
103
2
C
tm，逆
8.核算总传热系数Ko
（1）算管程流系数
αi
..页脚.
.
Vsi
msi
/
i
46522
3/s
3600
Ai
n
4
di2
230
2
0.072m2
Np
1
ui
Vsi
Ai
Rei
diui
i
4989
2000（按湍流计算）
i
Pri
cpi
i
103
0.71710
3
i
故
i
0.023i
Re0.8
Pr
36023
5953W/（m2
C）
di
（2）计算壳程对流传热系数αo
因为立式管壳式换热器，
壳程为苯饱和蒸汽冷凝为饱和液体后走开换热器，
故可按蒸汽
在垂直管外冷凝的计算公式计算
α
o
g
2
3r
1/4
o
L
t
现假定管外壁温tw
35C，则冷凝液膜的均匀温度为
0.5tstw
0.58035
57.5C，在换热器绝大部分苯的温度在
80℃，只有靠
近管壁的温度较低，故在均匀膜温57.5℃下的物性可沿用饱和温度80℃下的数
据，在层流下：
1/4
1/4
o
g2
3r
9.816772
3
310
103
491W/m2
C
L
t
6
80
37
（3
）确立污垢热阻
Rso
104m2
C/W（有机液体）,
Rsi
104m2
C/W（井水）
（4
）总传热系数Ko
..页脚.
.
1
1
bdo
do
1
do
Ko
o
Rso
wdm
Rsidi
idi
1
25
25
1
25
491
45
5953
20
20
Ko
2
C
305W/m2
C
所选换热器的安全系数为
305/305
100%
21%
表示该换热器的传热面积裕度切合要求。
（5）核算壁温与冷凝液流型
核算壁温时，一般忽视管壁热阻，按以下近似计算公式计算
T
tw
ttw
80tw
tw
1
Rso
1
1
1
Rsi
491
o
i
5953
tw
36C，这与假定相差不大，能够接受。
核算流型
ms
冷凝负荷
M
0.025230
b
4M
4
（切合层流假定）
Re
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