处理4.0万吨每苯氯苯混合液浮阀精馏塔设计 化工原理课程设计.doc

化工原理课程设计题 目：年处理4.0万吨每年苯-氯苯混合液浮阀精馏塔设计 专 业： 化学工程与工艺 学生姓名： 王泽艺 学生学号： 104371741034 班 级： 10化工 _ 指导教师： 王克良 六盘水师范学院化学与化学工程系2013年7月 六盘水师范学院化工原理课程设计任务书班级：化学工程与工艺10本 姓名：王泽艺 学号:1043717410341.设计任务：设计一分离苯-氯苯混合物的连续精馏塔2.设计参数： 原料液的处理量： 4.0 万t/a 原料液组成：0.35(苯质量分数) 塔板形式：浮阀 设计条件： 操作压力 4kPa(塔顶产品出料管表压)；4kPa（釜液出料管表压）；4kPa（进料管表压） 进料热状况 泡点 回流比 R=(1.1-2)Rmin 单板压降 0.7kPa 年工作时间 300天（24小时连续生产） 建厂地址 六盘水地区3.设计指标：塔顶馏出液组成（质量分数）：0.995塔底釜液组成（质量分数）：0.024.设计项目：1. 设计方案简介：对确定的工艺流程、塔及塔板类型进行简要论述；2. 精馏塔塔径、塔高及塔板主要工艺尺寸的计算；3. 辅助设备的计算及选型；4. 绘制精馏工艺流程图（2号）及精馏塔工艺条件图(2号)；5. 对本设计的评述。主要参考文献：1.华东理工大学化工原理教研室编，化工原理(上、下) M2.化学工程手册编辑组编，气液传质设备M，化学工业出版社，19793.化学工程手册编辑组编，液体精馏M，化学工业出版社，19794.化工设备设计全书编辑委员会编，塔设备设计M，上海科学技术出版社，19885.华南工学院化工原理教研室编，化工过程及设备设计M，华南理工大学出版社，19866.陈敏恒等，化工原理（上）（第三版）M，化学工业出版社，2006.7.陈敏恒等，化工原理（下）（第三版）M，化学工业出版社，2006.8.谭天恩等，化工原理（上）（第三版）M，化学工业出版社，2006.9.谭天恩等，化工原理（上）（第三版）M，化学工业出版社，2006.目录绪 论 4设计方案的选择和论证 5第一章 塔板的工艺设计 71.1 基础物性数据表 71.2 物料衡算 91.2.1 塔的物料衡算 91.2.2 平衡线方程的确定101.2.2 确定操作的回流比R 101.2.4 求精馏塔的气液相负荷111.2.5 操作线方程121.2.6 用逐板法算理论板数121.2.7 实际板数的求取121.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 131.3.1 进料温度的计算131.3.2 操作压强141.3.3 平均摩尔质量的计算141.3.4 平均密度的计算151.3.5 液体平均表面张力计算161.3.6液体平均黏度计算 171.4 精馏塔工艺尺寸的计算 181.4.1塔径的计算 181.4.2 精馏塔有效高度的计算211.5 塔板主要工艺尺寸的计算 211.5.1 溢流装置计算211.6 浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 241.7 塔板流体力学验算 251.7.1 计算气相通过浮阀塔板的静压头251.7.2 降液管中清液层高度 261.7.3 计算雾沫夹带量271.8 塔板负荷性能图281.8.1 雾沫夹带上限线281.8.2 夜泛线291.8.3液相负荷上限线301.8.4 气体负荷下限线311.8.5 液相负荷下限线32第二章 热量衡算 352.1 相关介质的选择 352.1.1加热介质对的选择352.1.2 冷凝剂 352.2 蒸发潜热衡算 352.2.1 塔顶热量 3522.2 塔底热量 36第三章 辅助设备 3731冷凝器的选型 373.1.1 计算冷却水流量 383.1.2冷凝器的计算与选型 383.2 冷凝器的核算 393.2.1 管程对流传热系数 393.2.2 计算壳程流体对热传热系数 393.2.3 污垢热阻 403.2.4 核算传热面积 413.2.5 核算压力降 41第四章 塔附件设计 434.1 接管 434.1.1 进料管 434.1.2 回流管 444.1.3 塔底岀料管 444.1.4 塔顶蒸汽岀料管 444.1.5 塔底进气管 444.2 筒体与封头 454.2.1 筒体 454.2.2封头 454.3 除沫器 454.4 裙座 464.5 人孔 464.6 塔总体高度的设计 474.6.1 塔的顶部空间高度 474.6.2 塔的底部空间高度 474.6.3 塔立体高度 47设计结果汇总48结束语49参考文献50主要符号说明51绪 论 化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。浮阀塔盘自20世纪50年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。 具有代表性的浮阀塔有F1型（V1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。 设计方案的选择和论证 本设计任务为分离苯_氯苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回 流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 连续精馏流程图 图1-1 流程图1、 本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选R=2.0Rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。 通体由不锈钢制造，塔节规格25100mm、高度0.51.5m，每段塔节可设置12个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温300范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。 从苯氯苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。 第一章 塔板的工艺设计1.1基础物性数据 表1苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 物系液相密度气相密度液相流量 气相流量 表面张力 苯-氯苯841.92.9960.0061.610.0209苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取。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： 表2 相关数据计算温度/8090100110120130140苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710相对挥发度5.135135 54.6075094.44.1436463.949933.815789表3 苯-氯苯温度粘度关系表温度20406080100120140苯 粘度mPa·s0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯 粘度mPa·s0.750.560.440.350.280.240. 表4 组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130140苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975表5 组分的表面张力温度8085110115120131A苯21.220.617.316.816.315.3B氯苯26.125.722.722.221.620.4 表6不同温度下苯氯苯的粘度 温度t，6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274表7 板间距与塔径的关系塔径D/mm300500500800800160016002400板间距HT/mm200，250，300250，300，350300，350，400，450，500400，450，500，550，600表8 塔板分块数与塔径的关系塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数 3 4 5 61.2物料衡算1.2.1塔的物料衡算（1）苯的摩尔质量：氯苯的摩尔质量：=112.61（2）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率和平均摩尔质量：（3）物料衡算由题所给条件为原料处理量4万t/a得:kmol/h总物料衡算： 即 （1） 易挥发组分物料衡算： 即 （2）塔的物料衡算 总物料衡算：D+W=56.96 苯物料衡算：0.986D+0.029W=0.43756.96解得： D=31.27 W=25.681.2.2平衡线方程的确定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： 表1-1 相关数据计算温度/8090100110120130140苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710相对挥发度5.135135 54.6075094.44.1436463.949933.815789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。平均相对挥发度，则，汽液平衡方程为：1.2.3确定操作的回流比R将表3-1中数据作图得曲线。 图1-1 苯氯苯混合液的xy图在图上，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1.2倍，即： 1.2.4求精馏塔的气液相负荷 1.2.5操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：1.2.6用逐板法算理论板数同理可算出如下值：所以总理论板数为12块（包括再沸器），第7块板上进料。1.2.7实际板数的求取选用公式计算。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。 查t-x-y图，由=0.986 =0.029查得塔顶及塔釜温度分别为：=80.43 =135.92，全塔平均温度 =(+)/2=(80.43+135.92)/2=108.18根据表3-4表2-2 苯-氯苯温度粘度关系表温度20406080100120140苯 粘度mPa·s0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯 粘度mPa·s0.750.560.440.350.280.240.利用差值法求得：，。 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1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.3.1计算平均温度 利用表1-1数据，由拉格朗日差值法可得塔顶温度 ,加料板 ，塔底温度 ，精馏段平均温度 提镏段平均温度 1.3.2 操作压强 取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：塔底： 精馏段平均压强 提镏段平均压强1.3.3平均摩尔质量的计算精馏段： 液相组成：，气相组成：，所以 提镏段：液相组成：，气相组成：，所以 1.3.4平均密度计算液相平均密度 表3-3 组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130140苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ： 氯苯 ： 式中的t为温度，塔顶：进料板： 塔底： 精馏段：提镏段：汽相平均密度精馏段：提镏段：1.3.5液体平均表面张力计算表4-4 组分的表面张力温度8085110115120131A苯21.220.617.316.816.315.3B氯苯26.125.722.722.221.620.4液体平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由，用内插法得， , 进料板液相平均表面张力的计算由，用内插法得， , 塔底液相平均表面张力的计算由，用内插法得， , 精馏段液相平均表面张力为提镏段液相平均表面张力为1.3.6液体平均粘度计算 表5-5 不同温度下苯氯苯的粘度 温度t，6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用 表示塔顶液相平均粘度，进料板液相平均粘度， 塔底液相平均粘度， ，,1.4 精馏塔工艺尺寸的计算1.4.1塔径的计算精馏段气液相体积流率为精馏段：汽相体积流量汽相体积流量液相体积流量液相体积流量提镏段：汽相体积流量汽相体积流量液相体积流量液相体积流量（1）精馏段塔径计算，由 （由式）查图的横坐标为 选板间距，取板上液层高度 =0.06m ，故以为横坐标查图2-2得到 取安全系数为，则空塔速度为 塔径 按标准塔径圆整为 D=0.6m（2）提馏段塔径计算 其中的查图，图的横坐标为取板间距 板上液层高度 则 查图2-2得到取安全系数为，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 D=0.6m根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 D=0.6m塔截面积为 以下的计算将以精馏段为例进行计算： 图2-21.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为。故精馏塔的有效高度为1.5 塔板主要工艺尺寸的计算1.5.1溢流装置计算因塔径为0.6m，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。 溢流堰长（出口堰长）取精馏段堰上溢流强度,满足强度要求。提镏段堰上溢流强度,满足强度要求。出口堰高对平直堰精馏段：由及，查化工原理课程设计图5-5得， 图3-3于是：（满足要求）验证： (设计合理)提镏段：由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：（满足要求）验证： (设计合理) 降液管的宽度和降液管的面积由，查化工原理课程设计P112图5-7得，即：，。 图4-4液体在降液管内的停留时间精馏段：（满足要求）提镏段：（满足要求） 降液管的底隙高度精馏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求） 故合理提镏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有： 故合理选用凹形受液盘，深度凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置（1）塔板的分块本设计塔径为D=0.6，因，故塔板采用分块式。由表5-3得，塔板分为3块。（2）边缘区宽度确定 取 。（3）开孔区面积计算 其中： 故 （4）浮阀数计算及其排列预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速，即每层塔板上浮阀个数为浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔气速为阀孔动能因数为所以阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范围内，故此阀孔实排数适用。此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。1.7塔板流体力学验算1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降每层塔板静压头降可按式计算。(1)计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即(2)计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和氯苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式(3)计算液体表面张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为换算成单板压降(设计允许值)1.7.2降液管中清夜层高度式(1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算(2)计算溢流堰（外堰）高度前已计算(3)液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中m(4)塔板上液面落差由于浮阀塔板上液面落差很小，所以可忽略。(5)堰上液流高度前已求出这样 为了防止液泛，按式：，取校正系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求。(6) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计>5 s可见，所夹带气体可以释出。1.7.3计算雾沫夹带量判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积 图5-5精馏段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式及提镏段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式及为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。1.8塔板负荷性能图1.8.1雾沫夹带上限线对于苯氯苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率 (亦为上限值),利用式和便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有整理后得即 即为负荷性能图中的线(1)此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 0.001 0.003 0.005 0.007 2.2852.207 2.1582.1081.8.2液泛线式由， 联立。即式中， ，板上液层静压头降 从式知，表示板上液层高度，。所以板上液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可用式则 式中阀孔气速与体积流量有如下关系 精馏段：式中各参数已知或已计算出，即；代入上式。整理后便可得与的关系，即 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 3.41 3.13 2.86 2.522.03 1.25 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。提镏段：；代入上式整理后便可得与的关系，即 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 3.2433.051 2.792 2.455 1.983 1.221 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。1.8.3 液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于35s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量,即液相负荷上限，于是可得精馏段：所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(y3)。提镏段：所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(y3)。1.8.4气体负荷下限线（漏液线）对于F1型重阀，因<5时，会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量精馏段：,即负荷性能图中的线(y4)。提镏段：,即负荷性能图中的线(y4)。 1.8.5液相负荷下限线为与气相流量无关的竖取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线直线。 、代入的值则可求出和精馏段：按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(5).提镏段：按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(y5).精馏段负荷性能图如下：在操作性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。由图8-1可知，液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限,气相负荷下限，所以可得提馏段负荷性能图如下：在操作性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。由图8-2可知，液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限,气相负荷下限所以可得第二章 热量衡算2.1相关介质的选择2.1.1加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度140,工程大气压为3.69。原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减少，但水蒸气压力不宜太高。2.1.2冷凝剂选冷却水，温度20，温升15。原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择15。2.2蒸发潜热衡算2.2.1 塔顶热量其中 则: 0C 苯: 蒸发潜热氯苯: 蒸发潜热 2.2.2 塔底热量其中 则: 0C 苯: 蒸发潜热氯苯: 蒸发潜热 第三章 辅助设备3.1冷凝器的选型本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取进口（冷却水）温度为t1=20(夏季)冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取出口温度t2=35。泡点回流温度tD=80.5.tD=81.25被冷凝的气体的平均温度，冷凝水的平均温度。在此前提下，表3-1 各自对应的相关物性数据项目种类Cp(KJ/(kgK)/(kg/m3)/Pas/Wm-1K-1混合气体1.2772.809.07710-60.13冷却后的混合液体1.880813.20.30610-30.125冷凝水4.176103996.30.845310-30.62933.1.1计算冷却水流量3.1.2冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方式。K=550)=2302KJ/)按双管程计时，初步选定换热器，其具体参数见表3-2：壳径/mm600管子尺寸25mm2.5mm公称压力/Mpa25管长3m公称传热面积/m244.9m2管子总数198管程数2管子排列方式正方形斜转45°壳程数1折流挡板形式圆缺形3.2冷凝器的核算3.2.1管程对流传热系数1该型号换热器总管数为136根，由于双管程，所以管程的截面积A1为这样，管内冷却水的实际流速对流传热系数对流传热系数3.2.2计算壳程流体对流传热系数取换热列管中心距t=32mm。流体通过管间的最大截面积，壳程的流通截面积A为壳程中蒸汽流速由于流体被冷却，所以取，于是壳程流体的对流传热系数为 3.2.3污垢热阻管程与壳程污垢热阻分别取Rsi=0.00017/(m2K)/w,Rso=0.00034/(m2K)/w 在初选换热器型号时要求传热过程的总系数为，通过核算，该型号换热器在规定的流动条件所能提供的总传热系数为481，故所选换热器是合适的。总传热系数的裕度为3.2.4核算传热面积按核算后所得的总传热系数K0值计算，则完成传热任务所需传热面积为而该型号换热器的实际传热面积A为从传热面积的核算中也可知，所选的换热器是可用的。换热面积的裕度为3.2.5核算压力降因为管程和壳程都有压力降的要求，所以要对管程和壳程的压力进行核算。(1)计算管程压力降管程压力降计算的通式为式中，壳程数Ns=1,管程数Np=