苯—氯苯精馏塔工艺及冷凝器设计毕业设计.doc

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1、新疆工程学院毕业论文（设计）2013 届 题 目 苯氯苯精馏塔工艺及冷凝器设计 专 业 煤炭深加工与利用 学生姓名 学 号 2010231118 小组成员 指导教师 完成日期 2013-4-8 新疆工程学院教务处印制新 疆 工 程 学 院毕 业 论 文（设 计）任 务 书班级 煤化10-4（1）专业 煤炭深加工与利用 姓名 邹成龙 日期2013-3-20 1、设计（论文）题目：苯-氯苯精馏塔工艺冷凝器选型设计 2、设计（论文）要求：（1）学生应在教师指导下按时完成所规定的内容和工作量，独立完成。（2）选题有一定的理论意义与实践价值，必须与所学专业相关。（3）设计任务明确，思路清晰。（4）设计方

2、案的分析论证，原理综述，方案方法的拟定及依据充分可靠。（5）格式规范，严格按系部制定的设计格式模板调整格式。（6）所有学生必须在规定时间交论文初稿。3、论文（设计）日期：任务下达日期 2013.2.20 完成日期 2013.4.8 4、指导教师签字： 新 疆 工 程 学 院毕 业 论 文（设 计）成 绩 评 定 报 告序号评分指标具 体 要 求分数范围得 分1学习态度努力学习，遵守纪律，作风严谨务实，按期完成规定的任务。010分2能力与质量调研论证能独立查阅文献资料及从事其它形式的调研，能较好地理解设计任务并提出实施方案，有分析整理各类信息并从中获取新知识的能力。015分综合能力设计能运用所学

3、知识和技能，有一定见解和实用价值。025分论文（设计）质量计算准确可靠有依据、分析逻辑清晰、正确合理，020分3工作量内容充实，工作饱满，符合规定字数要求。绘图(表)符合要求。0 15分4撰写质量结构严谨，文字通顺，用语符合技术规范，图表清楚，字迹工整，书写格式规范， 0 15分合计0100分评语：成 绩：评阅人（签名）： 日 期： 毕业设计答辩及综合成绩答 辩 情 况自 述 情 况清 晰、完 整流 利简 练清 晰完 整完 整熟 悉内 容基 本完 整熟 悉内 容不 熟悉 内容提 出 问 题回 答 问 题正 确基本正确有一般性错误有原则性错误没有回答答辩小组评语及建议成绩：答辩委员会综合成绩：答

4、辩委员会主任签字： 年 月 日苯氯苯精馏塔工艺及冷凝器选型设计学号：2010231118 学生：邹成龙(新疆工程学院, 乌鲁木齐 830091)摘 要：在给定的工艺条件下，确定设计方案，通过对工艺流程的了解进行以下内容的设计，内容包括塔设备的概述、工艺过程流程图及过程简介、工艺部分的设计计算，塔辅助设备的设计计算以及物性数据t-x-y图、相平衡x-y图、图解法求理论塔板数图、符合性能图和阀孔分布图，最后，进行数据汇总。关键词：精馏 ， 苯-氯苯 ， 浮阀塔目录1 概述12 工艺流程图及流程说明12.1 工艺流程图12.2 工艺流程说明23 设备形式的选择24 工艺计算24.1 全塔物料衡算24

5、.2 塔板数的确定34.2.1常压下苯-氯苯系统的t-x(y)数据及相关图34.2.2 确定操作回流比54.2.3操作线方程的确定54.2.4理论塔板数54.2.5实际塔板数64.3 塔径及塔板结构尺寸的确定64.3.1 精馏段64.3.2提馏段154.4 塔高244.5 精馏装置附属设备的设计254.5.1 接管254.5.2储罐的选择274.5.3冷凝器的选型285 设计结果汇总表306 参考文献327 设计心得338 致 谢341 概述精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。工业上对精馏塔塔设备的主要

6、要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少。蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，）的特性，实现分离目的的单元操作。本设计题目是：苯氯苯精馏塔工艺设计及附属设备选型。本设计选择板式精馏塔，塔板为浮阀式。本节以两组分的混合物系为研究对象，蒸气由塔底进入。蒸发出的气相与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向气相中转移，气相中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，气相愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发

7、组分则愈富集，从而达到组分分离的目的。2 工艺流程图及流程说明2.1 工艺流程图产品储罐冷凝器全凝器原料储槽产品储罐冷凝器再沸器 精馏塔加热至泡点的物料预热器 泡点 回流图2-1 苯-氯苯精馏工艺流程图2.2 工艺流程说明原料液：苯-氯苯的混合液贮存在原料储存罐中，经原料液泵送入原料液预处理器中进行预热，然后送入精馏塔中进行精馏分离。从塔顶出来的苯蒸汽经冷凝器冷凝后，一部分送入回流罐，让回流泵送回精馏塔产生下降液体；一部分经馏出液冷却器冷却后送入苯储罐中贮藏起来，用苯外输泵输送到下一工序。丛塔底出来的氯苯液体一部分经再沸器加热后再送回精馏塔提供上升蒸汽；一部分经塔釜冷凝器冷却后，经塔釜泵送入到

8、氯苯储存罐中贮存起来，用氯苯外输泵输送到下一工序。3 设备形式的选择本设计选择板式精馏塔，塔板为浮阀式。浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可上下浮动的阀片，阀片本身连有几个阀腿，插入阀孔后将阀腿底脚拨转90，以限制阀片升起的最大高度，并防止阀片被气体吹走。阀片周边冲出几个略向下弯的定距片，当气速很低时，由于定距片的作用，阀片与塔板呈点接触而坐落在阀孔上，在一定程度上可防止阀片与板面的粘结。浮阀的类型很多，国内常用的F1型、V-4型及T型等 。 浮阀塔优点： 生产能力大； 操作弹性大； 塔板效率较高，；塔板结构及安装较泡罩简单，重量较轻 。4 工艺计算4.1 全塔物料衡

9、算设原料液中：设 A组分苯； B组分氯苯某化工厂拟采用一板式塔苯氯苯混合液。已知：生产能力为年产31118吨99%的氯苯产品；进精馏塔的料液含氯苯40%（质量分数下同）其余为苯；塔顶的氯苯含量不得高于2%；残液中氯苯含量不得低于99%；（1） 原料预热器选型：料液初始温度为30，用流量为1118、温度为160的中压热水加热至沸点进料。（2） 塔底再沸器选型：流量为1118、温度为150的中压热水加热（3） 塔顶冷凝器选型：塔顶冷凝器冷却水进口温度为30，出口温度为50.是根据工艺要求进行：由题目知： 原料液的摩尔质量原料液进料量 故 4.2 塔板数的确定4.2.1常压下苯-氯苯系统的t-x(y

10、)数据及相关图表4-1 常压下苯-氯苯系统的t-x(y)数据温度（mmHg）xy80.1759.95587135147.990501.00007211.00001405.135166381.03781.97009639153.182450.96505950.99295755.104828085881.62258856177.051650.82738060.95978614.9794654901020.9322077211.347710.67769610.91037084.83058061001350.413593296.161050.43996940.78176414.559727010515

11、43.1402339347.845170.34481420.70012734.43628461101756.2747867406.547480.26186950.60515124.31997441151991.1604546472.933450.18908010.49538004.21023391202249.1603571547.699990.12477510.36926234.10655531252531.6539512631.574530.06758950.22514904.00848001302840.0334709725.313850.01640220.06129333.915592

12、4131.52937.8044231755.475900.00207300.00801343.8886805据此可得苯-氯苯系统的t-x(y)图和x-y图 图4-1 苯-氯苯系统图4-2 苯氯苯系统的t-x（y）图塔顶 进口 塔釜 4.2.2 确定操作回流比由相对挥发度公式，根据常压下苯氯苯系统的y-x数据得 该体系相对挥发度的算术平均值为故相平衡线方程为由于为泡点进料所以，线方程和相平衡线方程的交点为 故最小回流比回流比4.2.3操作线方程的确定精馏段： 下降液体的摩尔流量为上升蒸汽的摩尔流量为提馏段:下降液体的摩尔流量为: 上升蒸汽的摩尔流量为:精馏段操作线方程 提镏段操作线方程：4.2.

13、4理论塔板数逐板计算法求解理论塔板数由相平衡方程、精馏段方程及提馏段方程交替计算得 由以上计算可知，所需理论塔板数为10块板，第4块板为加料版，精馏段为6块板。图解法求理论塔板数 图4-3 图解法求理论塔板数示意图4.2.5实际塔板数 全塔效率塔的平均温度为, 在此温度下查得，故液体的平均粘度相对挥发度为故全塔效率 实际塔板数精馏段实际塔板数：块，提馏段实际塔板数：块，总塔板数块。4.3 塔径及塔板结构尺寸的确定4.3.1 精馏段 精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 平均压力取每层塔板压降为塔顶压降：加料板压降： 平均温度由插值法得塔顶温度为，加料板温度为 平均相对分子质量塔顶： 加料板：

14、 精馏段气相相平均分子量： 精馏段液相平均分子量： 质量分数塔顶苯的质量分数：进料板苯的质量分数： 平均密度塔顶：查得时苯和氯苯的密度分别为和加料板：查得温度为时苯和氯苯的密度分别为和精馏段液相平均密度气相平均密度 液相平均表面张力塔顶液相平均表面张力的计算。由，查得苯和氯苯的液体表面张力分别为 进料板液相平均表面张力的计算。由，查得苯和氯苯的液体表面张力分别为 精馏段平均表面张力为： 液体的平均粘度塔顶：查得时苯和氯苯的粘度分别为，故塔顶液体的平均粘度加料板：查得温度为时苯和氯苯的粘度分别为，故加料板的的平均粘度精馏段液体的平均粘度 精馏段气相体积流量： 精馏段液相体积流量 ： 塔径的确定取

15、板间距，板上清液层高度，则分离空间为由，式中C由求取，其中由【化工原理】下册图8-13史密斯关联图查取，图横坐标为查史密斯关联图得取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为塔截面积为： 此时操作气速 溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。 堰长取 溢流堰高度由，堰上液层高度由下式计算，即：近似取E=1.025，则故 弓形降液管宽度和截面积由，查【化工原理】弓形降液管参数图8-17得： 则：， 验算液体在降液管中停留时间故降液管设计合理。 降液管底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为，取液体通过降液管底隙的流速为，则 （不宜小于0.020.025

16、m,符合要求） 塔板布置及浮阀数排列(做出阀孔分布图) 塔板的分块因，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为4块。 边缘区宽度确定：取， 开孔区面积计算。开孔区面积计算为：其中 故 浮阀个数n及其排列。 取F1型符阀，其阀孔直径，初阀孔动能因子，故阀孔的空速浮阀个数 拟定塔板采用碳钢且按等边三角形叉形排布，塔板厚度，按孔心距进行布孔，实得浮阀个数（见精馏段塔板阀孔分布图）图4-4 精馏段塔板阀孔分布图根据在塔板上布置得到的浮阀数重新计算塔板的各参数。 阀孔气速 动能因子 精馏段塔板流动性能校核 雾沫夹带量校核 塔板液流长度 由塔板上气相密度及板间距查【化工原理课程设计】图5-37（泛点荷因数

17、）得系数,根据表511（物性系数）所提供的数据，取泛点率小于0.8，故不会产生过量的液沫夹带 塔板压降校核 a 气体通过干板的压降 临界孔速 阀孔气速大于其临界孔阀气速,故应在浮阀全开状态计算干板阻力。 b气体通过板上清液的压降 c克服表面张力所造成阻力 ,由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可忽略不计d气体通过浮阀的压降和 （满足设计要求） 降液管液液泛校核 为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 成立，故不会产生降液管液泛。 严重漏液校核阀孔的动能因子F0=5的相应孔流气速： 稳定系数 故不会发生严重漏液 塔板负荷性能图 过量雾沫夹带线 根据前面液沫夹带的校核选择 则有

18、故有 故有当时，当时， 由此两点作过量液夹带线（a) 液相负荷下限线 取平直堰上液头 取 则 该线为液相负荷下线，记为（b) 严重漏液线关系式： 因动能因子F05时，会发生严重漏液，故取F0=5,计算漏液点气速 由 故 该线为气相下限线，记为（c) 液相负荷上限线 取得液相最大负荷流量为： 该线液相负荷上线记为（d) 降液管液泛线：降液管发生液泛的条件为在操作范围内，任取几个值，依据上式算出对应的值于表4-2.表4-2 精馏段液泛线上的点数据(m/s)00.0020.0040.005(m/s)1.350.950.840.79依据表4-2的数据作出液泛线（e）. 操作线及操作弹性 操作气液比：

19、过（0,0）和（0.002,1.365）两点，做出操作线(f) 图4-5 精馏段符合性能图 4.3.2提馏段 塔的提馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 平均压力取每层塔板压降为加料板压降：塔底压降：平均压降 平均温度由插值法得塔底度为，加料板温度为 平均相对分子质量塔底： 加料板： 提馏段气相相平均分子量： 提馏段液相平均分子量： 质量分数塔底苯的质量分数：进料板苯的质量分数： 平均密度塔底：查得时苯和氯苯的密度分别为和加料板：查得温度为时苯和氯苯的密度分别为和提馏段液相平均密度提馏段气相平均密度 液相平均表面张力塔底液相平均表面张力的计算。由，查得苯和氯苯的液体表面张力分别为 进料板液相平

20、均表面张力的计算。由，查得苯和氯苯的液体表面张力分别为 提馏段平均表面张力为： 液体的平均粘度塔顶：查得时苯和氯苯的粘度分别为，故塔底液体的平均粘度加料板：查得温度为时苯和氯苯的粘度分别为，故加料板的平均粘度提馏段的平均粘度 提馏段气相体积流量 提馏段液相体积流量 塔径的确定取板间距，板上液层高度，则分离空间为由，式中C由求取，其中由【化工原理】下册图8-13史密斯关联图查取，图横坐标为查史密斯关联图图得取安全系数为0.7，则空塔气速为：为了塔整体的外观效果，取精馏段和提馏段塔径均为。塔截面积为：此时操作气速 溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。 堰长

21、取 溢流堰高度由，堰上液层高度由下式计算，即：近似取E=1.042，则故 弓形降液管宽度和截面积由，查【化工原理】弓形降液管参数图8-17得： 则： ， 验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理。 降液管底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为，取液体通过降液管底隙的流速为，则（不宜小于0.020.025m,符合要求） 塔板布置及浮阀数排列(做出阀孔分布图) 塔板的分块。因，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为4块。 边缘区宽度确定：取， 开孔区面积计算。开孔区面积计算为：其中 故 浮阀个数n及其排列。 取F1型符阀，其阀孔直径，初阀孔动能因子，故阀孔的空速浮阀个数 拟定塔板采用碳钢

22、且按等边三角形叉形排布，塔板厚度，按孔心距进行布孔，实得浮阀个数（见提馏段阀孔分布图）图4-6 提馏段阀孔分布图根据在塔板上布置得到的浮阀数重新计算塔板的各参数。 阀孔气速 动能因子 精馏段塔板流动性能校核 雾沫夹带量校核 塔板液流长度 由塔板上气相密度及板间距查【化工原理课程设计】图5-37（泛点荷因数）得系数,根据表511（物性系数）所提供的数据，取泛点率小于0.8，故不会产生过量的液沫夹带 塔板压降校核 a气体通过干板的压降 临界孔速 阀孔气速大于其临界孔阀气速,故应在浮阀全开状态计算干板阻力。 b气体通过板上清液的压降 c克服表面张力所造成阻力 ,由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通

23、常很小，可忽略不计。d气体通过浮阀的压降和 （满足设计要求） 降液管液液泛校核 为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 成立，故不会产生降液管液泛。 严重漏液校核阀孔的动能因子F0=5的相应孔流气速： 稳定系数 故不会发生严重漏液 塔板负荷性能图 过量雾沫夹带线 根据前面液沫夹带的校核选择 则有 故有0 故有当时，当时， 由此两点作过量液夹带线（a) 液相负荷下限线 取平直堰上液头 取 则 该线为液相负荷下线，记为（b) 严重漏液线关系式： 因动能因子F05时，会发生严重漏液，故取F0=5,计算漏液点气速 由故 该线为气相下限线，记为（c) 液相负荷上限线 取得液相最大负荷流量为： 该

24、线液相负荷上线记为（d) 降液管液泛线：降液管发生液泛的条件为在操作范围内，任取几个值，依据上式算出对应的值于表4-3.表4-3 提馏段液泛线上的数据(m/s)0.0010.0030.0040.005(m/s)1.381.311.261.23 依据表4-2的数据作出液泛线（e）. 操作线及操作弹性 操作气液比： 过（0,0）和（0.00494,2.12）两点，做出操作线(f)图4-7 提馏段符合性能图4.4 塔高精馏段有效高度 提馏段有效高度 从塔顶开始,每隔7块板开一人孔.直径为0.5m,开人孔的两板间距取0.7m，所以应多加高:塔顶空间 取1.5m塔底空间 取1.5m塔底储液高度依停留4分

25、钟而定，取塔底液面至最下层塔板之间距离为1m，中间有一人孔。整体塔高4.5 精馏装置附属设备的设计4.5.1 接管 进料管质量流量体积流量 管内流速则管径查【化工设备机械基础】表10-6，取进料管规格为，则管内径进料管实际流速 塔顶出料管质量流量体积流量 管内流速则回流管直径查【化工设备机械基础】表10-6，取塔顶出料管规格为，则管内径塔顶出料管实际流速 塔顶蒸汽接管质量流量体积流量取管内蒸汽流速则查【化工设备机械基础】表10-6，取塔顶蒸汽接管规格为，则管内径塔顶蒸汽接管实际流速 塔顶回流液接管质量流量体积流量取管内蒸汽流速则查【化工设备机械基础】表10-6，取塔顶回流液接管规格为，则管内径

26、塔顶回流液接管实际流速 釜液排出管质量流量体积流量取管内流速则查【化工设备机械基础】表10-6，取釜液排出管规格为，则管内径釜液排出管实际流速 塔釜进气管质量流量体积流量取管内蒸汽流速则 查【化工设备机械基础】表10-6，取塔釜进气管规格为，则管内径塔釜进气管实际流速 塔釜出料管质量流量体积流量 管内流速则回流管直径查【化工设备机械基础】表10-6，取塔釜出料管规格为，则管内径塔釜出料管实际流速4.5.2储罐的选择 原料储罐体积流量故所需原料储罐的体积 塔顶产品储罐体积流量故所需塔顶产品储罐的体积 塔底产品储罐体积流量故所需塔底产品储罐的体积4.5.3冷凝器的选型采用水为冷流体，进口温度，出口

27、温度；苯为热流体，仅有相变。塔顶温度，冷凝水 ,由于,故认为塔顶馏出液为纯苯，即塔顶馏出液的比热焓为纯苯在相同温度下比热焓查【化工原理】上册附录二得在时因此，塔顶苯的焓变值为设塔顶热损为5%,则实际需要的换热量为查【化工原理】上册附录五表得水的平均比热容故有冷却剂用量为了提高传热效果，采用逆流传热的方式则取逆流传热系数则传热面积因为传热温差不大于,故采用固定管板式换热器，且冷却水走管程，苯蒸汽走壳程。查【化工原理】上册表4-12取查【化工原理】上册附录五得水在时的密度故有管程的直径故需采用换热管为的换热器，型号标准见表（参照【化工原理】上册附录二十）表4-4 冷凝换热器型号参数外壳直径D/mm

28、450管程数1公程压强/MPa0.6管数135管子尺寸/mm公程面积/30.7管长/m3计算换热面积/31.55 设计结果汇总表分类精馏段提馏段回流比0.66理论板数36实际板数713全塔效率E0.475板上清液层高度板间距H塔径空塔气速操作气速堰长溢流堰高度堰上清液高度弓形降液管宽度弓形降液管截面积降液管底隙高度无效区宽度安定区宽度开孔区面积浮阀型号阀孔直径d孔心距阀孔个数6329阀孔空速阀孔气速表5-1 设计和结果汇总表6 参考文献1 张浩勤, 陆美娟. 化工原理. 第二版下册. 北京: 化学工业出版社，2006 2 张浩勤, 陆美娟. 化工原理. 第二版上册. 北京: 化学工业出版社，2

29、006.43 喻健良. 化工设备机械基础. 大连: 大连理工大学出版社,2009.74 付家新, 王为国, 肖稳发. 化工原理课程设计. 北京: 化学工业出版社,2010.115 钱颂文. 换热器设计手册. 北京: 化学工业出版社,20027 设计心得经过六个多星期的课程设计，终于完成了苯氯苯精馏塔工艺设计。这次的设计内容量很大，包括计算，作图等等，都花费了很多的时间和心血。刚开始着手计算时，就遇到了很多让人头疼的问题。比如，计算量很大，经常容易出错误，然后还要从头开始，让人很头疼。后来，在很多方面还是遇到了不同程度的麻烦。尤其是绘图，由于我的AUTOCAD学的不是很好，因此在这方面让我费了很

30、多时间，不过最终我还是克服了以上困难，不仅完成了我的课程设计，还使我在AUTOCAD和EXCEL等软件的运用能力的方面有了很大的提高。总的来说，这次的毕业论文设计让我学会了很多，包括查资料，计算机的运用等方面。我真的感谢学校给了我们这么充足的时间让我们做这次设计，让我在毕业的时刻又学到了那么多。8 致 谢毕业设计结束了，在此，我要感谢李老师这一个多月来对于我的帮助，正是由于李老师的精心辅导和对于工作的一丝不苟才使我能够很好地完成这次设计，还要感谢学校这三年来对于我学习和生活上的关心。感谢你们，感谢你们无私的奉献和无微不至的关怀。还有我的同学们，在我的设计中也给与了许多的建议和帮助，是你们让我拥有了快乐美好的大学生活，也是你们陪我度过了这三年美好的大学时光。再次感谢所有帮助过我和关心过我的人们，谢谢你们！ 2013年4月10日