目 录一、 苯-甲苯板式精僻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-甲苯板式精僻塔的工艺计算书（精僻段部分） 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） 塔的精僻段操作工艺条件及相关物性数据的计算 6（五） 精僻段的汽液负荷计算 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一工艺计算书（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一一苯-甲苯板式精僻塔冷凝器的设计一、 设计题目生产能力（精储塔进料量）：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：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. 回流液和储出液温度均为饱和温度；5. 冷却水进出口温度分别为 25 C和30 C ;三、 设计容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-甲苯板式精僻塔的工艺计算书（精僻段部分）、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储塔（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、全塔的物料衡算）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25/78.11Xf 25/78.11 75/92.1497/78.11Xd 97/78.11 3/92.141/78.11Xw 1/78.11 99/92.1478.11 和 92.14kg/kmol 0.2820.9740.0118（二）平均摩尔质量M F 78.11 0.282 1 0.282 92.14 88.18kg/kmolM D 78.11 0.974 1 0.974 92.14 78.47kg/kmol 78.11 0.0118 (1 0.0118) 92.14 91.97 kg / 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:F 90208t/a 12529kg/h ,全塔物料衡算:F12529kg/hF12529/88.18142.08kmol/hD3132kg/hD3132/78.4739.91kmol/hW9397kg/hW9397/91.97102.17kmol/h0.01W0.25F 0.97D三、塔板数的确定（一）理论塔板数 N t的求取（1）相对挥发度的求取苯的沸点为80.1 C,甲苯额沸点为110.63由饱和蒸汽压可得解得lg Pa6.035580.1 220.792.006lg Pb6.079541344.81.59180.1 219.482Pa 101.34KPa Pb38.96KPa当温度为80.1C时1211.033当温度为110.63 C时lg pa1211.033lg Pb6.0355110.63 220.791344.82.376解得Pa237.95KPa , Pb6.07954110.63 219.482101.34KPa2.006则有1 101.31 38.96 2.6002 237.95101.34 2.348⑵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xq Xf 0.282 ,根据相平衡方程X1)Xq2.47 0.2820.492(2.47 1) 0.282最小回流比为RminXdyqyqXq0.974 0.492 230.492 0.282考虑到精僭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:R 1.8Rm 1.8 2.3 4.14(3)精储塔的气、液相负荷L RD 4.1439.91 165.23Kmol/hV (1 R)D (1 4.14)39.91 205.14Kmol /hL qF 165.23 142.08 307.31Kmol/hV V 205.14Kmol /h(4)操作线方程y n 1精e留段操作线方程XnXdR 14.144.14 1Xn0.9744.14 10.81x 0.189提僭段操作线方程ym 1L WxwXm V V1.50Xm 0.0063.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ax1 (a 1)x2.47x1 1.47x变形有x2.47 1.47y由y求的x,再将x带入操作线方程，以此类推yiy2y3y4ysyey?ys*yi0yiiyi2yi3yi4yisxD 0.974xi 0.9380.949相平衡x20.8830.904相平衡乂30.7920.83i相平衡乂40.6660.728相平衡x50.5200.6i0相平衡x60.3880.503相平衡乂70.29i0.425相平衡x80.230 xF 0.2820.339相平衡x90.i720.252相平衡xi00.i200.i74相平衡xii0.0790.ii3相平衡xi20.0490.068相平衡xi30.0290.038相平衡X40.0i570.0i76相平衡xi50.007 xW相平衡图解得Nt i5块（不含釜）其中，精储段 Nti 7块，提储段Nt2 8块，第8块为加料板位置。
二)实际塔板数N p由t-x-y图td=82.i C tw=ii0.5 C平均温度 tm= (td+tw ) /2=(82.i+ii0.5)/2=96.3查手册，知tm下的粘度为 jja = 0.27 阳=0.3i由 t-x-y 图得 xa=0.365 xb=0.635 ya=0.58i yb=0.4i9队=0.365 X 0.27+0.635 X 0.3i=0.296a=(ya xb)/(yb xa)=(0.58i x 0.635)/(0.4i9 x 0.365)=2.4i2Et= Et =0.49 (a L ) 0245 =0.49 X (2.4i2 X 0.296) 原相=0.53精储段实际板层数 N精=7/0.53=i3.2=i4N 提=8/0.53=i5.i=i6总板数为30四、塔的精僻段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强 Pm取每层塔板压降为 0.7kPa计算塔顶：pD 101.3 4 105.3kPa加料板：pF 105.3 0.7 7 110.2kPa平均压强 pm 105.3 110.2 /2 107.8kPa(二) 平均温度tm塔顶温度 tD=82.1 C进料板温度 tF=97.2 C塔釜温度 tw=103.2 C精储段平均温度 tm =(82.1 + 103.2)/2=89.65( C)(三) 平均分子量 M m塔顶：y〔 xd0.974，Xi0.938 （查相平衡图）M VD,m0.97478.1110.974 92.1481.61kg/kmolM LD,m0.93878.1110.938 92.1478.98kg/kmol加料板：yF 0.425, xf0.230（查相平衡图）M VF,m0.42578.1110.425 92.1486.18kg/kmolM LD,m0.23078.1110.230 92.1488.91kg/kmol精e留段：MV,m81.6186.18/283.9kg/kmolM L,m78.9888.91/283.95kg/kmol（四）平均密度 Oma.精储段平均密度的计算I 气相 由理想气体状态方程得PVm =Pm Mvw/RTm=(107.8 X 83.9)/[8.314 X (273.15+89.65)]=3.00kg/mn 液相 查不同温度下的密度，可得 tD=82.1. C时pa = 812.7kg/mB=807.9kg/mtF=97.2 C时 pa = 793.0kg/m 3 PB=788.54kg/m 3pLDm =1/(0.97/812.7+0.03/807.9)=812.5kg/m进料板液相的质量分率oca=(0.282 X 78.11)/(0.282 X 78.11+0.718 X 92.14)=0.25pLFm =1/(0.25/793.0+0.75/788.54)=789.7kg/m精储段液相平均密度为pLm=(812.5+789.7)/2=801.1kg/m2. 汽相平均密度 街网V,m3.0kg/m3PmMV,m 108 83.9RTm 8.314 273 90⑸平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lg(xm = E xilg 出a .塔顶液相平均粘度的计算 由tD=82.1 C查手册得^=0.302mPa.s 岬=0.306mPa.slg pLDm =0.974lg(0.302)+0.026lg(0.306)解得jlLDm =0.302mPa.sb •进料板平均粘度的计算 由tF=97.2 C查手册得MA=0.261mPa.s 阳=0.3030mPa.slg ^Fm =0.282lg(0.2610)+0.718lg(0.3030)。