苯氯苯板式精馏塔冷凝器基本工艺设计新版.doc

苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计
工艺阐明书

上海工程技术大学
化学化工学院
专业:环境工程
学号：
姓名： 张鹏

目 录
一、苯-氯苯板式精馏塔工艺设计任务书———————————————3
（一）设计题目———————————————————————————3
（二）操作条件———————————————————————————3
（三）设计内容———————————————————————————3
（四）基本数据———————————————————————————3
二、苯-氯苯板式精馏塔工艺计算书（精馏段某些）—————————— 4
（一）设计方案拟定及工艺流程阐明————————————————5
（二）全塔物料衡算————————————————————————5
（三）塔板数拟定—————————————————————————5
（四）塔精馏段操作工艺条件及有关物性数据计算——————————10
（五）精馏段汽液负荷计算—————————————————————11
三、原则系列化管式壳换热器设计计算环节——————————————13
四、非原则系列化管式壳换热器设计计算环节—————————————13
五、苯立式管壳式冷凝器设计（原则系列）——————————————14
六、苯立式管壳式冷凝器设计—工艺计算书（原则系列）————————16
（一）拟定流体流动空间———————————————————————16
（二）计算流体定性温度，拟定流体物性数据————————————16
（三）计算热负荷——————————————————————————16
（四）计算有效平均温度差——————————————————————16
（五）选用经验传热系数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K0———————————————————————17
（九）计算压强降——————————————————————————18
七、板式精馏塔工艺设计感想--------------------—————————----19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设计
一、设计题目
设计一苯-氯苯持续精馏塔冷凝器。工艺规定：年产纯度为99.5%氯苯39500t/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50℃t；
3.塔釜加热蒸汽压力506kPa；
4.单板压降不不不大于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小时持续运营。
三、设计内容
1.设计方案拟定及工艺流程阐明；
2.塔工艺计算；
3.冷凝器热负荷；
4.冷凝器选型及核算；
5.冷凝器构造详图绘制；
9.对本设计评述或对关于问题分析与讨论。
四、基本数据
1.组分饱和蒸汽压（mmHg）
温度，（℃）
80
85
90
95
100
105
108
110

苯
760
877
1025
1170
1350
1535
1660
1760
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
1350

氯苯
466
543
624
679
760
293

2.组分液相密度（kg/m3）

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
757

氯苯
997
991
985

纯组分在任何温度下密度可由下式计算
苯 推荐：
氯苯 推荐：
式中t为温度，℃。
3.组分表面张力（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
双组分混合液体表面张力可按下式计算：
（为A、B组分摩尔分率）
4.氯苯汽化潜热
常压沸点下汽化潜热为35.3×103kJ/kmol。纯组分汽化潜热与温度关系可用下式表达：
（氯苯临界温度：）

苯-氯苯板式精馏塔工艺计算书（精馏段某些）
一、设计方案拟定及工艺流程阐明
原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入持续板式精馏塔（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某些作为回流液，别的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、全塔物料衡算
（一）料液及塔顶底产品含苯摩尔分率
苯和氯苯相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol。

０
0.00719
（二）平均摩尔质量

（三）料液及塔顶底产品摩尔流率
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、塔板数拟定
（一）理论塔板数求取
苯-氯苯物系属于抱负物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取，环节如下：
1.依照苯-氯苯相平衡数据，运用泡点方程和露点方程求取
根据，，将所得计算成果列表如下：
温度，（℃）
80
85
88
90
95
98
100

苯
760
877
958
1025
1170
1272
1350
氯苯
148
173
192
205
246
272
293
两相摩尔分率
x
1
0.834
0.742
0.677
0.556
0.488
0.442
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
2518
氯苯
342
376
400
466
510
543
624
两相摩尔分率
x
0.350
0.299
0.265
0.194
0.154
0.127
0.072
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
—
—
—
—
氯苯
679
719
760
—
—
—
—
两相摩尔分率
x
0.040
0.019
0
—
—
—
—
y
0.142
0.071
0
—
—
—
—

本题中，塔内压力接近常压（事实上略高于常压），而表中所给为常压下相平衡数据，由于操作压力偏离常压很小，因此其对平衡关系影响完全可以忽视。
2.拟定操作回流比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，故取实际操作回流比为最小回流比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=10.6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。该式合用于液相粘度为0.07~1.4mPa·s烃类物系，式中为全塔平均温度下以进料构成表达平均粘度。
塔平均温度为0.5(80+131.8)=106℃（取塔顶底算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：，。

2.实际塔板数（近似取两段效率相似）
精馏段：块，取块
提馏段：块，取块
总塔板数块。
四、塔精馏段操作工艺条件及有关物性数据计算
（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
查温度构成图得：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）液体平均表面张力
塔顶：；（80℃）

进料板：；（88℃）

精馏段：
（六）液体平均粘度
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
冷凝器热负荷

苯立式管壳式冷凝器设计（原则系列）
一、设计任务
1.解决能力：39500t/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.容许压降：不不不大于105Pa；
4.每天按330天，每天按24小时持续运营。
三、设计规定

苯立式管壳式冷凝器设计——工艺计算书（原则系列）
本设计工艺计算如下：
此为一侧流体为恒温列管式换热器设计。
1.拟定流体流动空间
冷却水走管程，苯走壳程，有助于苯散热和冷凝。
2.计算流体定性温度，拟定流体物性数据
苯液体在定性温度（51.7℃）下物性数据（查化工原理附录）
井水定性温度：
入口温度为，出口温度为
井水定性温度为

两流体温差，
故选固定管板式换热器
两流体在定性温度下物性数据如下
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
80
677
0.31
1.942
0.127
井水
27.5
993.7
0.717
4.174
0.627
3.计算热负荷

4.计算有效平均温度差
逆流温差
5.选用经验传热系数K值
依照管程走井水，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规格如下
公称直径D…………………………600mm
公称换热面积S……………………113.5m2
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
换热器实际换热面积
该换热器所规定总传热系数
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
由于立式管壳式换热器，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计算公式计算

现假设管外壁温，则冷凝液膜平均温度为，在换热器内绝大多数苯温度在80℃，只有接近管壁温度较低，故在平均膜温57.5℃下物性可沿用饱和温度80℃下数据，在层流下：
（3）拟定污垢热阻

（4）总传热系数

所选换热器安全系数为
表白该换热器传热面积裕度符合规定。
（5）核算壁温与冷凝液流型
核算壁温时，普通忽视管壁热阻，按如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）
取碳钢管壁粗糙度为0.1mm，则，而，于是

对管子有

（2）计算壳程压力降
壳程为恒温恒压蒸汽冷凝，可忽视压降。
由此可知，所选换热器是适当。

课程设计小结
我学习到了工业中只有努力才会有回报。只有细心才干有成绩。