《苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计全本》由会员分享，可在线阅读，更多相关《苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计全本（18页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、- 1 -苯- 氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计工艺说明书学校：学院：专业：学号：姓名： - 2 -目 录一、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
2、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- 3 -（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 K017（九）计算压强降18七、板式精馏塔工艺设计感想-19- 4 -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
3、） ；2.进料热状况，料液温度为 50t；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1.组分的饱和蒸汽压 （mmHg）oip温度， （） 80 85 90 95 100 105 108 110苯 760 877 1025 1170 1350 1535
4、 1660 1760oip氯苯 148 173 205 246 293 342 376 400温度， （） 115 120 125 128 130 131.8苯 1981 2250 2518 2699 2900 1350oip氯苯 466 543 624 679 760 2932.组分的液相密度 （kg/m 3）- 5 -温度， （） 80 85 90 95 100 105 110 115苯 817 811 805 799 793 787 782 775氯苯 1039 1034 1028 1023 1018 1012 1008 1002温度， （） 120 125 130苯 770 764 7
5、57氯苯 997 991 985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 推荐：tA187.92 tA186.392氯苯 推荐：BB0574式中的 t 为温度，。3.组分的表面张力 （mN/m）温度， （） 80 85 110 115 120 131苯 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3氯苯 26.1 25.7 22.7 22.2 21.6 20.4双组分混合液体的表面张力 可按下式计算：m（ 为 A、B 组分的摩尔分率）ABAmx、4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为 35.3103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：（氯苯的临界温度： ）38
6、.01238.012trc C2.59ct- 6 -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/kmol。728.061./351.78/6Fx929D0.00863w./4./0（二）平均摩
7、尔质量 kg/mol49.8761.27.0128.7FM596D 3.2.)3.(3.w l/（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/h3610t/a405W全塔物料衡算：WDF94.02.35.0kg/h6174/Wkmol/h17.32/.361648957l/./F三、塔板数的确定（一）理论塔板数 的求取TN- 7 -苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT 法）求取 ，步骤如下：TN1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取 yx依据 ， ，将所得计算结果列表如下：ooBABt ppx/ tApxy/o
8、温度， （） 80 85 88 90 95 98 100苯 760 877 958 1025 1170 1272 1350oi氯苯 148 173 192 205 246 272 293x 1 0.834 0.742 0.677 0.556 0.488 0.442两相摩尔分率 y 1 0.962 0.935 0.913 0.856 0.817 0.785温度， （） 105 108 110 115 118 120 125苯 1535 1660 1760 1981 2132 2250 2518oip氯苯 342 376 400 466 510 543 624x 0.350 0.299 0.265
9、 0.194 0.154 0.127 0.072两相摩尔分率 y 0.707 0.653 0.614 0.506 0.432 0.376 0.239温度， （） 128 130 131.8 苯 2699 2840 2900 oip氯苯 679 719 760 x 0.040 0.019 0 两相摩尔分率 y 0.142 0.071 0 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 平衡关系的影响完全可以忽略。yx2.确定操作的回流比 R将 1.表中数据作图得 曲线及 曲线。在 图上，因 ，查得ytyx1q，而 ， 。故有：9
10、23.0ey728.0Fex96.0Dx3.93.6eDmyR- 8 -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： 587.0326.81.mR3.求理论塔板数（1）逐板计算法提馏段操作线为过 和 两点的直线。)0863.,.986.0,72- 9 -031.6810.93.67.09842.310.13.56271987542yyyxyxd 0129.7.5491.06.728.89.03109874321xxxqx- 10 -图解得 块（不含釜） 。其中，精馏段 块，提馏段5.1.6TN 41TN块，第 5 块为加料板位置。12（3）吉利兰图法98
11、6.0dx0863.wx1.5lg1lmin mWDN37.014.02631Rx 485/596.xxYN=11.6 块2Nm块 N=3.8 块0.1lg1l mFDmx485.02minN精馏段 取 块3.752.0/831pN81p提馏段 取 块62 32块1pp（二）实际塔板数 N1.全塔效率 TE选用 公式计算。该式适用于液相粘度为 0.071.4mPas 的mlog61.07.烃类物系，式中的 为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。m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： ， 。sPa24.0AsP
12、a34.0B267.08.1728.1 FBFmx 56.loglog6.7.0mTE- 11 -2.实际塔板数 （近似取两段效率相同）pN精馏段： 块，取 块3.752.0/83181pN提馏段： 块，取 块62p 23总塔板数 块。21pN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取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。塔顶： kPa3.1054.Dp加料板： 9.87F平均压强 a12/.m（二）平均温度 t查温度组成图得：塔顶为 80，加料板为 88。842/0mt（三）平均分子量 mM塔顶： ， （查相平衡图）96.1Dxy30.1xkg/mol59.7861.2
13、98780, mV 30.3.,LD加料板： ， （查相平衡图）9.Fy2.Fxkg/ol5.861.2930.1780, mVMm4977.,LD精馏段： kg/ol5.2/59, mV 0184.3.80,L（四）平均密度 m- 12 -1.液相平均密度 mL,塔顶： 3kg/m0.8176.1392186.392, tAD 90540574,BL 3kg/5.8201.39.81 , mLDBLDAmLD a进料板： 3/.76216.392, tF kg6085.40574,BL 3/m7.6.103.81 , mLFBLFAmLF a精馏段： kg/472/.35.820, 2.汽相平均密度 mV,3kg/m894.27314.8., mVRTMp（五）液体的平均表面张力 m塔顶： ； （80）N/20.,ADN/10.26,BDmN/26.198.4., ABAmx进料板： ； （88）/m20.,F/325,BF /38.217.047.0., FABAmx精馏段： N/321/8.26.1（六）液体的平均
