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1、苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计工艺说明书上海工程技术大学化学化工学院专业：制药工程学号：0414101*姓名：XXX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 10三、 标准系列化管式壳换热器的设计计算步骤 10四、非标准系列化管式壳换热器的设计计算步骤 10五、苯立式管壳式冷凝器的设计 （标准系列）
2、12六、苯立式管壳式冷凝器的设计一工艺计算书（标准系列） 13（一）确定流体流动空间 13（二）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 13（三）计算热负荷 13（四）计算有效平均温度差 14（五）选取经验传热系数K值 14（六）估算换热面积 14（七）初选换热器规格 14（八）核算总传热系数K0 14（九）计算压强降 16七、 板式精馏塔工艺设计感想 -17化工原理课程设计任务书课程设计题目一一苯-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99.3%的氯苯44500t/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 。
3、二、操作条件1. 塔顶压强4kPa (表压)；2. 进料热状况，料液温度为50 C t ;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25C和30 C；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 p( mmHg温度，(C)80859095100105108110Pi苯76087
4、7102511701350153516601760氯苯148173205246293342376400温度，(C)115120125128130131.8Pi苯198122502518269928402900氯苯4665436246797197602.组分的液相密度p (kg/m3)温度，（C）80859095100105110115p苯817811805799793787782775氯苯10391034102810231018101210081002温度，（C）120125130p苯770764757氯苯997991985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 pa =912-1.187t
5、推荐：pa =912.13 -1.1886t氯苯 pb =1127 -1.111t推荐：pb =1124.4 -1.0657t式中的t为温度，C。3.组分的表面张力（T （mN/n）A B怖二OA Xb CbXa（Xa、Xb为A B组分的摩尔分率）温度，（C）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力om可按下式计算:4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3 x 103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示:r20.381严气0.38t -tl c l2
6、& 11（氯苯的临界温度:tc =359.2 C)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、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 。65/78.11Xf0.72865/78.1135/112.61Xd98/78.1198/78.
7、11 2/112.61 一 9860.7/78.11Xw0.010060.7/78.11 99.3/112.61（二）平均摩尔质量M f =78.11 0.728 1 -0.728 112.61 = 87.49kg/kmolM D =78.11 0.986 1 -0.986 112.61 = 78.59kg/kmolM w =78.11 0.01006 （1 -0.01006） 112.6112.3 kg/kmol（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：44500t/a =5618kg/h，全塔物料衡算：F = D W）0.35F =0.02D0.9
8、93WF =16565kg/hF = 16565/87.49 = 189.34kmol/hD = 10947kg/hD 二 10947 / 78.59 二 139.29kmol/ hW ： =5618kg/hW =5618/112.2 =50.07kmol/h三、塔板数的确定（一）理论塔板数 N T的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M- T法）求取Nt，步骤如下:1. 根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x y依据x=pt-Pb：/pF-Pb，y = pax /pt，将所得计算结果列表如下：温度，（C）808588909598100Pi苯760877958102
9、5117012721350氯苯148173192205246272293两相摩尔分率x10.8340.7420.6770.5560.4880.442y10.9620.9350.9130.8560.8170.785温度，（C）105108110115118120125Pi苯1535166017601981213222502518氯苯342376400466510543624两相摩尔分率x0.3500.2990.2650.1940.1540.1270.072y0.7070.6530.6140.5060.4320.3760.239温度，（C）128130131.8一一一一Pi苯26992840290
10、0一一一一氯苯679719760一一一一两相摩尔分率x0.0400.0190一一一一y0.1420.0710一一一一本题中，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x y平衡关系的影响完全可以忽略。2. 确定操作的回流比 R将1.表中数据作图得 x y曲线及t - x y曲线。在x y图上，因q = 1，查得ye 二 0.935，而 xe 二 xF = 0.728， x D 二 0.986。故有：Xd - yeye Xe0.986 -0.9350.935-0.728二 0.246考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流
11、比为最小回流比的1.8倍，即:R =1.8Rm =1.8 0.246 =0.44300 10 20 30.40.50.60 70 80 91旅氢羞物系韵渥度组成司3. 求理论塔板数（1）逐板计算法提馏段操作线为过 0.01006,0.01006）和0.728,0.986两点的直线。=0.31x 0.68yi5.13x1 4.13x= 1.36x -0.003624.42x1 3.42xy2=xd 二 0.986-0.969y3=0.946y4=0.920= 0.895= 0.845y?= 0.747y8二 0.540y9= 0.282y10 =0.108=0.033Xi = 0.932x2 =
12、 0.859X3 = 0.773x4 = 0.692 xq = 0.728X5 二 0.624x6 = 0.552X7 = 0.400x8 = 0.210x9 = 0.082x10 = 0.02 7x11 =0.00 8 ： 0.010062组份精憫塔板计算图0. )0*10. 20. 30. J 0.50.60. 76 夕 1.0L斗？阀 砒丘总辛&詛勺严球图2. 2组份精馏塔板计算图图解得块(Nt =11 -1 =10不含釜)。其中,精馏段N巧=3块，提馏段Nt2 = 6块，第4块为加料板位置。(3)吉利兰图法Xd = 0.986Xw 二 0.01292XdN 一叭“丿N min1 - xwxw厶1 =4.74x=y.443.246=0.1370.443 +1=0.5460.591X 0.00274/x =0.485N 一Nm N=11.1 块N-1 =1.0 块m _n Nmin = 0.485 N=3.8 块精馏段 Np1 =3.8/0.52 =7.3取 Np1 =8块提馏段Np2= 11.1/0.5
