苯氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计.docx

苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计一、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）；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）温度，（）80859095100105108110苯760877102511701350153516601760氯苯148173205246293342376400温度，（）115120125128130131.8苯198122502518269929001350氯苯4665436246797602932.组分的液相密度（kg/m3）温度，（）80859095100105110115苯817811805799793787782775氯苯10391034102810231018101210081002温度，（）120125130苯770764757氯苯997991985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 推荐：氯苯 推荐：式中的t为温度，。3.组分的表面张力（mN/m）温度，（）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可按下式计算：（为A、B组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/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：）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。0.00863（二）平均摩尔质量（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：，全塔物料衡算： 三、塔板数的确定（一）理论塔板数的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取，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依据，将所得计算结果列表如下：温度，（）808588909598100苯7608779581025117012721350氯苯148173192205246272293两相摩尔分率x10.8340.7420.6770.5560.4880.442y10.9620.9350.9130.8560.8170.785温度，（）105108110115118120125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，（）128130131.8苯269928402900氯苯679719760两相摩尔分率x0.0400.0190y0.1420.0710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。2.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，而，。故有：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.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。 图解得块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段块，第5块为加料板位置。（3）吉利兰图法 N=11.6块块 N=3.8块精馏段取块提馏段取块块（二）实际塔板数1.全塔效率选用公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPa·s的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。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：，。2.实际塔板数（近似取两段效率相同）精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块。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）平均温度查温度组成图得：塔顶为80，加料板为88。（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1.液相平均密度塔顶：进料板：精馏段：2.汽相平均密度（五）液体的平均表面张力塔顶：；（80）进料板：；（88）精馏段：（六）液体的平均粘度塔顶：查化工原理附录11，在80下有：加料板：精馏段：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：40500t/a ；2.设备形式：立式列管式冷凝器。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.每天按330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定性温度下的物性数据如下物性流体温度密度kg/m3粘度mPa·s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（湍流）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）核算壁温与冷凝液流型核算壁温时，一般忽略管壁热阻，按以下近似计算公式计算，这与假设相差不大，可以接受。核算流型冷凝负荷（符合层流假设）9.计算压强降（1）计算管程压降（Ft结垢校正系数，Np管程数，Ns壳程数）取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm，则，而，于是对的管子有（2）计算壳程压力降壳程为恒温恒压蒸汽冷凝，可忽略压降。由此可知，所选换热器是合适的。