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）————————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）估算换热面积—————————————————————————12 （七）初选换热器规格————————————————————————13 （八）核算总传热系数K0———————————————————————13（九）计算压强降——————————————————————————13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：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.冷却水进出口温度分别为25℃和30℃；三、设计容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。

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 。

282.014.92/7511.78/2511.78/25=+=F x974.014.92/311.78/9711.78/97=+=D x=x w 0118.014.92/9911.78/111.78/1=+（二）平均摩尔质量()kg/km ol18.8814.92282.01282.011.78=⨯-+⨯=F M()kg/km ol 47.7814.92974.01974.011.78=⨯-+⨯=D M97.9114.92)0118.01(0118.011.78=⨯-+⨯=Mwkmol kg /（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：kg/h 12529t/a 90208=='F ， 全塔物料衡算：W D F W D F '+'=''+'='01.097.025.0 ⇒kg/h9397kg/h 3132kg/h12529='='='W D F kmol/h 17.102/91.979397kmol/h 91.3947.78/3132kmol/h 08.14218.88/12529======W D F三、塔板数的确定（一）理论塔板数T N 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① 当温度为80.1℃时006.279.2201.80033.12110355.6lg =+-=A P591.1482.2191.808.134407954.6lg =+-=B P解得KPa P A 34.101= ，KPa P B 96.38=① 当温度为110.63℃时376.279.22063.110033.12110355.6lg =+-=A P006.2482.21963.1108.134407954.6lg =+-=B P 解得KPa P A 95.237= ，KPa P B 34.101=则有600.296.3831.1011==α 348.234.10195.2372==α47.2348.2600.221=⨯==ααα(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，故282.0==F q x x ，根据相平衡方程有492.0282.0)147.2(1282.047.2)1(1=⨯-+⨯=-+=q q q x x y αα最小回流比为3.2282.0492.0492.0974.0min =--=--=qq q D x y y x R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：14.43.28.18.1=⨯==m R R(3)精馏塔的气、液相负荷h Kmol RD L /23.16591.3914.4=⨯==h Kmol D R V /14.20591.39)14.41()1(=⨯+=+=h Kmol qF L L /31.30708.14223.165'=+=+=h Kmol V V /14.205'== (4)操作线方程精馏段操作线方程189.081.0114.4974.0114.414.4111+=+++=+++=+x x R x x R R y n D n n 提馏段操作线方程006.050.1'''1-=-=+m w m m x V Wx x V L y3.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xxx a ax y 47.1147.2)1(1+=-+=变形有yyx 47.147.2-=由y 求的x,再将x 带入操作线方程，以此类推WF D x x y x y x y x y x y x y x y x x y x y x y x y x y x y x y x x y <=−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==<=−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==007.00176.00157.0038.0029.0068.0049.0113.0079.0174.0120.0252.0172.0339.0282.0230.0425.0291.0503.0388.0610.0520.0728.0666.0831.0792.0904.0883.0949.0938.0974.0151514141313121211111010998877665544332211相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡图解得15=T N 块（不含釜）。

其中，精馏段71=T N 块，提馏段82=T N 块，第8块为加料板位置。

（二）实际塔板数p N由t-x-y 图td=82.1 ℃ tw=110.5℃平均温度 tm=（td+tw ）/2=(82.1+110.5)/2=96.3 查手册，知tm 下的粘度为 μA =0.27μB=0.31由t-x-y 图得 xa=0.365 xb=0.635 ya=0.581 yb=0.419μL =0.365×0.27+0.635×0.31=0.296a=(ya xb)/(yb xa)=(0.581×0.635)/(0.419×0.365)=2.412 Et=T E =0.49（αL μ）245.0-=0.49×(2.412×0.296)245.0-=0.53精馏段实际板层数 N 精=7/0.53=13.2=14 N 提=8/0.53=15.1=16 总板数为30四、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 p取每层塔板压降为0.7kPa 计算。

塔顶：kPa 3.10543.101=+=D p 加料板：kPa 2.11077.03.105=⨯+=F p 平均压强()kPa 8.1072/2.1103.105=+=m p （二）平均温度m t塔顶温度 t D =82.1℃ 进料板温度 t F =97.2℃塔釜温度 t W =103.2℃精馏段平均温度 t m =(82.1+103.2)/2=89.65(℃) （三）平均分子量m M塔顶： 974.01==D x y ，938.01=x （查相平衡图）()kg/kmol 61.8114.92974.0111.78974.0,=⨯-+⨯=m VD M ()kg/kmol 98.7814.92938.0111.78938.0,=⨯-+⨯=m LD M加料板：425.0=F y ，230.0=F x （查相平衡图）()kg/kmol 18.8614.92425.0111.78425.0,=⨯-+⨯=m VF M ()kg/kmol 91.8814.92230.0111.78230.0,=⨯-+⨯=m LD M精馏段：()kg/kmol 9.832/18.8661.81,=+=m V M()kg/kmol 95.832/91.8898.78,=+=m L M（四）平均密度m ρa. 精馏段平均密度的计算Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得ρVm =P m M vw /RT m =(107.8×83.9)/[8.314×(273.15+89.65)]=3.00kg/m 3 Ⅱ 液相 查不同温度下的密度，可得t D =82.1.℃时ρA ＝812.7kg/m 3 B =807.9kg/m 3t F =97.2℃时 ρA ＝793.0kg/m 3 ρB =788.54kg/m 3ρLDm =1/(0.97/812.7+0.03/807.9)=812.5kg/m 3进料板液相的质量分率αA =(0.282×78.11)/(0.282×78.11+0.718×92.14)=0.25ρLFm =1/(0.25/793.0+0.75/788.54)=789.7kg/m 3精馏段液相平均密度为 ρLm =(812.5+789.7)/2=801.1kg/m 32.汽相平均密度m V ρ,()3,,kg/m 0.390273314.89.83108=+⨯⨯==mm V m m V RT M p ρ⑸ 平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算 即lg μLm =∑xilg μia ．塔顶液相平均粘度的计算 由t D =82.1℃查手册得 μA =0.302mPa.s μB =0.306mPa.s lg μLDm =0.974lg(0.302)+0.026lg(0.306)解得μLDm =0.302mPa.s b ．进料板平均粘度的计算 由t F =97.2℃查手册得 μA =0.261mPa.s μB =0.3030mPa.s lg μLFm =0.282lg(0.2610)+0.718lg(0.3030) 解得μLFm =0.291mPa.s 精馏段平均粘度μLm =(0.302+0.291)/2=0.297mPa.s ⑹ 液相平均表面力的计算 液相平均表面力依下式计算 即σLm =∑xi σia. 塔顶液相平均表面力的计算 由t D =82.1℃查手册得σA =21.24mN/m σB =21.42mN/mσLDm =0.974×21.24+0.026×21.42=21.25mN/mb. 进料板液相平均表面力的计算 由t F =97.2℃查手册得σA =19.10mN/m σB =19.56N/mσLFM =0.282×19.10+0.718×19.56=19.43 mN/m精馏段液相平均表面力σLm =(21.25+19.43)/2=20.34 mN/m五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率h Kmol D R V /14.20591.39)14.41()1(=⨯+=+= 汽相体积流量/s m 59.1336009.8314.20536003,,=⨯⨯==mV m V s VM V ρ汽相体积流量/h m 5724/s m 59.133==h V液相回流摩尔流率h Kmol RD L /23.16591.3914.4=⨯== 液相体积流量/s m 00481.01.801360095.8323.16536003,,=⨯⨯==mL m L s LM L ρ液相体积流量/h m 32.17/s m 00481.033==h L冷凝器的热负荷()()kW 13863600/31047.7814.205=⨯==Vr Q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：90208t/a ；2.设备形式：立式列管式冷凝器。