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1、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
2、算总传热系数K013（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
3、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。（二）平均摩尔质量（三）料液及塔顶底产品
4、的摩尔流率依题给条件：操作周期7200 小时年，有：，全塔物料衡算： 三、塔板数的确定（一）理论塔板数的求取(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 解得，1 当温度为110.63时 解得，则有 (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，根据相平衡方程有最小回流比为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：(3)精馏塔的气、液相负荷 (4)操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 3.求理论塔板数（1）逐板计算法理论板计算过程如下：气液平衡方程 变形有由y求
5、的x,再将x带入操作线方程，以此类推图解得块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段块，第8块为加料板位置。（二）实际塔板数由t-x-y图td=82.1 tw=110.5平均温度 tm=（td+tw）/2=(82.1+110.5)/2=96.3查手册，知tm下的粘度为 A=0.27 B=0.31由t-x-y图得 xa=0.365 xb=0.635 ya=0.581 yb=0.419L=0.3650.27+0.6350.31=0.296a=(ya xb)/(yb xa)=(0.5810.635)/(0.4190.365)=2.412Et=0.49（）=0.49(2.4120.296)=0.53精馏段实
6、际板层数 N精=7/0.53=13.2=14N提=8/0.53=15.1=16总板数为30四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：平均压强（二）平均温度 塔顶温度 tD=82.1 进料板温度 tF=97.2 塔釜温度 tW=103.2精馏段平均温度 tm=(82.1+103.2)/2=89.65()（三）平均分子量塔顶： ，（查相平衡图）加料板：，（查相平衡图）精馏段：（四）平均密度a. 精馏段平均密度的计算气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(107.883.9)/8.314(273.15+89.65)=3.0
7、0kg/m3液相查不同温度下的密度，可得tD=82.1.时 A812.7kg/m3 B=807.9kg/m3tF=97.2时 A793.0kg/m3 B=788.54kg/m3LDm=1/(0.97/812.7+0.03/807.9)=812.5kg/m3进料板液相的质量分率A=(0.28278.11)/(0.28278.11+0.71892.14)=0.25 LFm=1/(0.25/793.0+0.75/788.54)=789.7kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=(812.5+789.7)/2=801.1kg/m32.汽相平均密度 平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lgLm=xilg
8、ia塔顶液相平均粘度的计算 由tD=82.1查手册得A=0.302mPa.s B=0.306mPa.slgLDm=0.974lg(0.302)+0.026lg(0.306)解得LDm=0.302mPa.sb进料板平均粘度的计算由tF=97.2查手册得A=0.261mPa.s B=0.3030mPa.slgLFm=0.282lg(0.2610)+0.718lg(0.3030)解得LFm=0.291mPa.s精馏段平均粘度Lm=(0.302+0.291)/2=0.297mPa.s 液相平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算 即Lm=xiia. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=82.1查手
9、册得A=21.24mN/m B=21.42mN/mLDm=0.97421.24+0.02621.42=21.25mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=97.2查手册得A=19.10mN/m B=19.56N/mLFM=0.28219.10+0.71819.56=19.43 mN/m精馏段液相平均表面张力Lm=(21.25+19.43)/2=20.34 mN/m五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量冷凝器的热负荷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：90208t/a ；2.设备形式：立式列管式冷凝
10、器。二、操作条件1.苯：冷凝温度80，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，出口温度30；3.允许压降：不大于105Pa；4.每年按300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走管程，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定性温度（51.7）下的物性数据（查化工原理附录）井水的定性温度：入口温度为，出口温度为井水的定性温度为两流体的温差，故选固定管板式换热器两流体在
11、定性温度下的物性数据如下物性流体温度密度kg/m3粘度mPas比热容kJ/(kg)导热系数W/(m)苯806770.311.9420.127井水27.5993.70.7174.1740.6273.计算热负荷4.计算有效平均温度差逆流温差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，现暂取。6.估算换热面积7.初选换热器规格立式固定管板式换热器的规格如下公称直径D600mm公称换热面积S113.5m2管程数Np.1管数n.230管长L.6m管子直径.管子排列方式.正三角形换热器的实际换热面积 该换热器所要求的总传热系数8.核算总传热系数（1）计算管程对流传热系数（按湍流计算）故（2）计算壳程对流传热系数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离开换热器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式计算现假设管外壁温，则冷凝液膜的平均温度为，在换热器内绝大多数苯的温度在80，只有靠近管壁的温度较低，故在平均膜温57.5下的物性可沿用饱和温度80下的数据，在层流下：（3）确定污垢热阻（4）总传热系数所选换热器的安全系数为表明该换热器的传热面积裕度符合要求。（5）核算壁温与冷
