《苯_甲苯精馏塔顶冷凝器设计说明》由会员分享，可在线阅读，更多相关《苯_甲苯精馏塔顶冷凝器设计说明（17页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、下载可编辑目录一、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）.专业 .整理 .下载可编辑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）
2、估算换热面积 12（七）初选换热器规格 13（八）核算总传热系数K013（九）计算压强降 13.专业 .整理 .下载可编辑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
3、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 ；.专业 .整理 .下载可编辑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
4、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 。25 / 78.110.282xF25/ 78.11 75/ 92.14.专业 .整理 .下载可编辑xD97 / 78.1197 / 78.110.9743 / 92.14xw1 / 78.111/ 78.110.011899 / 92.14（二）平均摩尔质量MMFDw78. 11 0.282 1 0.282 92.14 88.18kg/kmol78.11 0.974 1 0.974 92.14 78.47kg/kmol78.110.0118(10.0118)92.1491.9
5、7 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 90208 t/a12529 kg/h ，全塔物料衡算 ：FDW0.25F0.97D0.01WF12529kg/hF12529 / 88.18142.08kmol/hD3132kg/hD3132 / 78.4739.91kmol/hW9397kg/hW9397/91.97102.17kmol/h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 ， 甲苯额沸点为110.63 由饱和蒸汽压可得当温度为 80.1 时lg P A1211.0336.0355
6、2.00680.1220.79lg P B1344.86.079541.59180.1219.482解得 PA101.34KPa， PB38.96KPa当温度为 110.63 时.专业 .整理 .下载可编辑lg P A6.03551211.0332.376110.63220.79lg P B6.079541344.82.006110.63219.482解得 PA237.95KPa ， P B101.34KPa则有1101.31 38.962.6002237.95 101.342.348122.6002.3482.47(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
7、，故 xq xF0.282 ，根据相平衡方程有yqxq2.470.2820.4921( 1)xq1(2.471) 0.282最小回流比为RminxDyq0.9740.4922.3yqxq0.4920.282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： R 1.8Rm 1.82.34.14(3)精馏塔的气 、液相负荷LRD4.1439.91165.23Kmol / hV(1R) D(14.14)39.91205.14 Kmol / hLLqF165.23142.08307.31Kmol / hV V205.14 Kmol / h(4)操作线方程yn 1RxD
8、4.140.974xnR 1xn0.81x 0.189精馏段操作线方程R 14.14 14.14 1.专业 .整理 .下载可编辑LWxw1.50xm0.006ym 1xmV 提馏段操作线方程V 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 yax2.47x1 (a 1) x1 1.47 x变形有 xy2.471.47 y由 y 求的 x,再将 x 带入操作线方程 ，以此类推y1xD0.974相平衡x1 0.938y20.949相平衡x20.883y30.904相平衡x30.792y40.831相平衡x40.666y50.728相平衡x50.520y60.610相平衡x60.388y70.503相平衡x70.291y80.425相平衡x8
