苯氯苯分离过程板式精馏塔课程设计.doc

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1、合 肥 学 院Hefei University 化工原理课程设计题 目: 苯氯苯分离过程板式精馏塔 系 别: 生物与环境工程系 专 业: 12级食品科学与工程 学 号: 1202061030 姓 名: 王影影 指导教师: 于宙 2014年 10 月 28 日 目 录设计任务书一、 概述1 1.1设计依据1 1.1.1精馏方式1 1.1.2操作压力1 1.1.3塔板形式2 1.2设计任务及要求2 1.2.1设计题目2 1.2.2设计条件2 1.3设计说明2 1.4图纸要求3二、计算过程 2.精馏塔的物料衡算32.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率32.2原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量32.

2、3物料衡算3 3.塔板数的确定43.1理论板数NT的求取43.2实际板层数的求解6 3.2.1全塔理论板数的确定6 3.2.2精馏段理论塔板数的确定74.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算7 4.1操作压力的计算7 4.2操作温度的计算7 4.3平均摩尔质量的计算9 4.4平均密度的计算9 4.4.1气相平均密度计算9 4.4.2液相平均密度计算10 4.5液相平均表面张力的计算11 4.6液体平均黏度的计算135.精馏塔的塔体工艺尺寸计算13 5.1塔径的计算13 5.1.1精馏段塔径的计算13 5.1.2提馏段塔径的计算14 5.2塔高的计算15 5.2.1精馏塔有效高度的计算15 5.

3、2.2全塔实际高度15 6.塔板主要工艺尺寸的计算15 6.1溢流装置的计算15 6.2塔板布置的计算176.2.1阀孔临界速度176.2.2精馏段塔板布置176.2.3提馏段塔板布置176.2.4浮阀数与开孔率187.塔板的流体力学验算207.1塔板压降207.1.1干板阻力207.1.2板上充气液层阻力217.1.3液体表面张力所造成的阻力217.2液泛217.2.1与气体通过塔板压降所相当的液柱高度227.2.2液体通过降液管的压头损失227.2.3板上液层高度227.3液沫夹带227.3.1 精馏段液沫夹带量的验算227.3.2提馏段液沫夹带量的验算237.4漏液的验算237.4.1

4、精馏段漏液的验算237.4.2 提馏段漏液的验算238.塔板负荷性能图248.1精馏段塔板负荷性能图248.1.1液沫夹带线248.1.2液泛线248.1.3液相负荷上限线258.1.4漏液线258.1.5液限负荷下限线25 8.2提馏段塔板负荷性能图278.2.1液沫夹带线278.2.2液泛线288.2.3液相负荷上限线29 8.2.4漏液线29 8.2.5液相负荷下限线299.精馏塔接管尺寸计算319.1塔顶蒸气出口管319.2塔顶回流液管319.3进料管319.4塔釜出料管329.5加热蒸气进口管3210. 主要辅助设备的选型3210.1基本物性参数的查取3210.2热负荷的计算3310

5、.3确定流体的流径3310.4计算R和P3310.5换热器型号的选择3411.设计一览表3412.结论37附录37主要符号说明38参考文献42致谢42附图化工原理课程设计任务书一、概述课程设计是化工原理的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识来解决某一设计任务的一次训练，通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生

6、树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-氯苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯，采用间歇操作方式，

7、需设计一板式塔将其分离。分离苯和氯苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。1.1设计依据1.1.1精馏方式： 精馏塔采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。这样操作费用和设备费用均可降低。但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。综合考虑，我们采用间接蒸汽加热的方式。1.1.2操作压力： 本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。1.1.3塔

8、板形式： 根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的浮阀塔，浮阀塔造作弹性大 ，特别是在低负荷时，仍能保持正常操作；气液接触状态良好，雾沫夹来量小，并能适应常见的物料状况。1.1.4 热能利用 精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。1.2设计任务及要求1.2.1设计题目: 苯氯苯分离过程板式精馏塔设计苯氯苯分离过程板式精馏塔设计：试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为98的氯苯，设计的产量为9

9、000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2，原料液中含氯苯38（以上均为质量分数）。1.2.2 设计条件: (1) 操作条件1) 操作压力 4kPa（表压）2) 进料热状态 自选3) 回流比 自选 4) 采用间接蒸汽加热塔底加热 蒸汽压力 0.5Mpa（表压）5) 单板压降 0.7kPa。(2) 塔板类型浮阀塔（F1型）(3) 工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行(4) 厂址厂址：安徽省合肥市1.3设计说明书的内容（1） 精馏塔的物料衡算；（2） 塔板数的确定；（3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；（4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算；（5） 塔板主要工艺尺寸的计算；（6）塔板的流体力

10、学验算；（7） 塔板负荷性能图；（8）精馏塔接管尺寸计算；（9）主要辅助设备的选型；（10）对设计过程的评述，有关问题的讨论和设计自我评价。1.4设计图纸要求（1）绘制生产工艺流程图（A2号图纸）；（2）绘制精馏塔设计条件图（A1号图纸）。2、精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔釜产品含苯的摩尔分率苯的摩尔质量 氯苯的摩尔质量 2.2原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量MF 78.110.702(10.702)112.6188.39kg/kmol2.3物料衡算依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，全塔物料衡算： 原料处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 D=29.2kmol/h

11、F=40.31kmol/h3、塔板数的确定3.1理论板数NT的求取（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3-1 相关数据计算8090100110120130131.8101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.6519.7327.3339.0753.3372.4095.86101.331.0000.6770.4420.2650.1270.0190.0001.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000绘出xy图，见图3-1。图3-1 xy图（2）进料状态有多种，但一般都是将料液预热到

12、泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度就不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。此外，泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。此次我们采用泡点进料。 由于泡点进料q=1，在图上作直线x=0.986交对角线于a点，作直线x=0.702交平衡线于q点，连接a、q两点，过q点作横轴的平行线交纵轴于一点，读得 yq=0.925，则最小回流比如下： 取操作回流比为 R=2Rmin=20.303=0.606 （3） 求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=0.60629.2=17.6592Kmol/h V=(R+1)D=(0.606+1)29.2=46.8952Kmo

13、l/h L=L+F=17.6592+40.31=57.9692Kmol/h V=V=46.8952Kmol/h（4）求操作线方程精馏段操作线方程 ： 提馏段操作线方程： （5）图解法求理论板层数如附图1，将x=0.702带入精馏段操作线方程，得出y=0.8787，在图中找出该点记为d，连接ad两点即得精馏段操作线；在对角线上找到c点（0.0028，0.0028），连接cd两点即得提馏段操作线。自a点开始在操作线和平衡线之间作阶梯线。求解结果为：1.0 0.9 0.8 0.70.60.5 0.4 0.2 0.1 0.3 0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.

14、9 1.0图3-2苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解图解得NT=918块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段NT2 5块，第4块为加料板位置。3.2实际板层数的求解3.2.1全塔效率根据奥康奈尔关联法， 故假设成立，总板效率ET=0.483.2.2实际塔板数精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数：块。4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力的计算塔顶操作压力： 每层塔板压降： 进料板压力： PF=105.33+0.76=109.5Kpa 塔底操作压力： 精馏段平均压强： 提馏段平均压强： 4.2平均温度表4-1 苯、氯苯Antoine常数数据表ABC温度范围（K）苯6.0190

15、71204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597假设塔顶的泡点温度，则纯组分的饱和蒸气压为对苯 对氯苯 代入泡点方程和露点方程，得 故假设正确，塔顶温度为假设塔顶的进料板温度t=91.8，则纯组分的饱和蒸气压为对苯 对氯苯 代入泡点方程和露点方程，得 假设正确，故进料板温度为假设塔底的泡点温度，则纯组分的饱和蒸气压为对苯 对氯苯 代入泡点方程，得 假设正确，故塔顶温度为精馏段平均

16、温度： 提馏段平均温度： 全塔平均温度： 4.3平均摩尔质量的计算塔顶： ，（查相平衡图）加料板：，（查相平衡图） 塔底： （查相平衡图） 精馏段： 提镏段： 4.4平均密度的计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，得精馏段： 提馏段 ：（2）液相平均密度计算 塔顶时， 进料板时， 塔底时， 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为4.5液体的平均表面张力 塔顶：时，查得 进料板时，查得 塔底时，查得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 4.6液体的平均粘度表4-3苯-氯苯温度粘度关系表温度20406080100120140苯 粘度mPas0.6380.4850.3

17、810.3080.2550.2150.184氯苯 粘度mPas0.750.560.440.350.280.24塔顶时， 进料板时， 塔底时， 精馏段液相平均粘度为 提留段液相平均粘度为 全塔液相平均粘度为 又塔顶和塔底平均温度为（83.2+137）/2=110.1则此温度下的相对挥发度为根据奥康奈尔关联法， 故假设成立，总板效率ET=0.485.精馏塔的主要工艺结构尺寸的计算5.1塔径的计算 精馏塔的气、液相体积流率为由式中C由公式计算，其中可由史密斯关联图查出，图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则 图5-1史密斯关联图由史密斯关系图得 取安全系数为0.6，则空塔气速为 在0.8m1.6m

18、范围,符合统一按照塔板结构参数系列化标准（单溢流型）将塔径圆整后取D=800mm。塔截面积： 实际空塔气速： （2）提馏段 取板间距，板上液层高度，则 查图得 统一按照塔板结构参数系列化标准（单溢流型）将塔径圆整后取D=800mm。塔截面积： 实际空塔气速： 5.2塔高的计算5.2.1精馏塔的有效高度精馏段 提馏段 在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m，则有效高度为 5.2.2全塔实际高度取进料板板间距为0.42m，人孔处的板间距为0.8m，塔底空间高度为2.0m，塔顶空间高度为0.7m，封头高度为0.6m，裙座高度为2.0m，则全塔高为6、塔板主要工艺尺寸计算 根据塔径

19、和液体流量，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，塔板采用单流和分块式组装。6.1溢流装置的计算（1）堰长：（2）堰高：由，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得精馏段： 取，则 提馏段： （3）降液管面积当时，查表得 塔的相对操作面积为（4）液体在降液管里停留的时间精馏段 故降液管设计合理（5）降液管底隙高度 精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分别取 精馏段 ： 提馏段 ： 6.2塔板布置的计算选用F1型浮阀，阀孔直径39mm，阀片直径48mm，阀片厚度2mm，最大开度8.5mm，静止开度2.5mm，阀质量为3234g。6.2.1阀孔临界速度精馏段： 提馏段： 上下两段相应的阀

20、孔动能因子为： 6.2.2精馏段塔板布置取边缘区宽度Wc0.045m,安定区宽度，开孔区面积 其中，6.2.3提馏段塔板布置取边缘区宽度Wc0.030m,安定区宽度，开孔区面积其中，6.2.4浮阀数与开孔率F1 型浮阀的阀孔直径为39mm阀孔气速，其中取F0=10浮阀数目开孔率精馏段 ： 提留段 ： 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.08m，则排间距为精馏段： 提留段： 考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取=70mm=0.07m，塔孔板布置如下图：核算：精馏段： 提留段： 由此可知，开孔率在10

21、%14%之间，且实际动能因数F0在912间，满足要求。7、塔板流体力学验算7.1塔板压降 7.1.1干板阻力精馏段 提馏段 7.2.2板上充气液层阻力取充气系数，则 7.2.3液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。因此，上下两段塔板压降如下精馏段每层压降： 提馏段每层压降： 上下两段单板压降均符合设计任务要求。7.2液泛为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，而（1）与气体通过塔板压降所相当的液柱高度精馏段： 提馏段： （2）液体通过降液管的压头损失精馏段： 提馏段： （3）板上液层高度精馏段和提馏段皆为因此，降液管中清液层高度如下：精馏段： 可见，精馏段符合防止液泛的要

22、求。提馏段： 可见，提馏段符合防止液泛的要求。7.3液沫夹带7.3.1 精馏段液沫夹带量的验算 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。7.3.2提馏段液沫夹带量的验算 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。7.4漏液的验算7.4.1精馏段漏液的验算 取F0=5，则 故在设计负荷下不会产生过量漏液。7.4.2提馏段漏液的验算 故在设计负荷下不会产生过量漏液。8、塔板负荷性能图计算8.1精馏段塔板负荷性能图8.1.1漏液线 取F0=5，又 故 据此做出与液体流量无关的水平漏液线（1)8.1.2液沫夹带线 其中， （a）近似取E1.0, （b）取液沫夹带极限值为。已知， 并将代入得：整理得： 在操作范围

23、内任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中0.00060.00150.00300.00451.971.851.691.55依表中数据在VSLS图中作出液沫夹带线(2)8.1.3液相负荷下限线取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取则 整理上式得依此值在VSLS图中作线即为液相负荷下限线（3）8.1.4液相负荷上限线 依此值在VSLS图中作线即为液相负荷上限线（4）8.1.5液泛线令由 联立整理得 式中 故 在操作范围内任取几个，计算出的值列于表中。0.00060.00150.00300.00452.091.951.570.80依此值在VSLS图中作线即为液泛线（5）图8-1 VSLS图将以

24、上5条线标绘于图中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，A为操作点，OA为操作线。OA线与（2）线的交点相应相负荷为，OA线与气相负荷下限线（1）的交点相应气相负荷为。图见坐标纸。可知本设计塔板上限由液沫夹带控制，下限由漏液控制。读图，精馏段的操作弹性8.2提馏段塔板负荷性能图8.2.1液沫夹带线（1） 式中 （a）近似取E1.0, 故 （b）取液沫夹带极限值为。已知，整理得：在操作范围内任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中LS，m3/s0.00060.00150.0030.0045VS, m3/s1.221.161.081.02依表中数据在VSLS图中作出液沫夹带线(

25、1)8.2.2液泛线（2）由得，近似取.0， （已算出），故 将，及以上各式代入得 整理得 在操作范围内任取几个值，依上式计算Vs值列于下表中 LS，m3/s0.00060.00150.0030.0045VS, m3/s2.021.911.681.36依表中数据在VSLS图中作出液泛线（2）8.2.3液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线（3）在VSLS图中为与气相流量无关的垂线。8.2.4漏液线（气相负荷下限线）（4） 取F0=5，又 故 据此做出与液体流量无关的水平漏液线（1）8.2.5液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取则

26、整理上式得依此值在VSLS图中作线即为液相负荷下限线（5）图8-2 图将以上5条线标绘于图中，即为提馏段负荷性能图。5条线包围区域为提馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（2）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。图见坐标纸。可知本设计塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。读图，提馏段的操作弹性9、精馏塔接管尺寸计算9.1塔顶蒸气出口管 选择蒸气速度，则 按照HG 20553-93 Ia，选择钢管核算，在9.2塔顶回流液管 选择回流液流速，则 按照HG 20553-93 Ia，选择钢管核算，在9.3进料管 选择进料液流速，则 按照HG 20553-

27、93 Ia，选择钢管核算，在9.4塔釜出料管 选择塔釜出料液流速，则 按照HG 20553-93 Ia，选择钢管核算，在9.5加热蒸气进口管选择蒸气速度，则 按照HG 20553-93 Ia，选择钢管核算，在10、产品冷却器选型10.1基本物性数据的查取:10.2塔顶氯苯含量较少，可按纯苯求取苯的定性温度=83.2设水的进口温度为 根据设计经验，选择冷却水的温升为8，则水的出口温度为水的定性温度： 查得苯在定性温度下的物性数据密度：812.94饱和蒸汽气化热：r=393.9kJ/kg查得水在定性温度下的物性数据密度：995.5 定压比热容：4.174kJ/(kg）导热系数：k=0.618W/(

28、) 黏度：=0.80Pas10.3热负荷计算: MDr=78.1129.2393.9/3600=2.50W冷却水耗量: kg/s10.4确定流体的流径 该设计任务的热流体为苯，冷流体为水，为使苯能通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，令苯走壳程，水走管程.计算平均温度:暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差 苯T 83.2 -83.2 冷却水t 33 - 25 _ t 50.2 58.2 10.5计算R和P: ，P查表得：，因选单壳程可行。10.6选择换热器型号由于两流体温差50,壳选用固定管板式换热器的系列标准（JB/T4715-92）选择主要参数如下： 公称直径DN 400mm 公称

29、压力NP 1.6MPA 管程数 4 管子尺寸 管子根数n 94 管长 6000mm 管中心距 32mm 中心排管数 11 管子排列方式 正三角形 管程流通面积 0.0163m实际换热面积选K值，估算传热面积参照化工流体流动与传热附录二十六，初选取K=310 W/() 安全系数： ，传热面积的裕度可满足工艺要求。采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为： W/() 验算：，符合实际标准11、设计结果一览表物料衡算结果序号项目符号单位数值备注1塔顶摩尔分数0.9862塔顶平均摩尔质量78.5980.18气相液相3塔顶流量29.24进料摩尔分数0.7025进料液平均摩尔质量80.7088.3

30、9气相液相6进料流量40.317塔釜摩尔分数0.002888塔釜平均摩尔质量112.23112.42气相液相9塔釜产品流量11.11精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果序号项目符号单位精馏段提馏段备注1每层塔板压降0.72平均压力107.41133平均温度87.5114.44平均粘度0.2920.2415液相平均摩尔质量84.29100.416气相平均摩尔质量79.8296.467液相平均密度855.17933.98气相平均密度2.863.389平均表面张力21.43520.795 浮阀塔板工艺设计结果序号项目符号单位数值备注1塔径D/mDm0.8精馏段和提馏段塔径、堰高、降液管底隙高度进行统一圆整，以便加工。2板间距HT/mHTm0.423堰长0.5284堰高0.0640.0565弓形降液管界面积0.0366弓形降液管宽度0.17降液管底隙高度0.0130.0188横排孔心距0.089排间距0.08010浮阀数1525811开孔率12.3613.78接管尺寸计算结果序号项目规格材料1塔顶蒸气出口管168.311热轧钢管2塔顶回流液管42.41.6冷拔钢管3