苯—氯苯精馏过程板式塔设计--《化工传质与分离过程》课程设计报告.docx

xx大学xx级本科生化工传质与分离过程课程设计报告化工传质与分离过程课程设计报告苯氯苯精馏过程板式塔设计学院xx大学化工学院专业过程装备与控制工程班级学号xx姓名xx指导教师xx设计任务书一、设计题目试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度99.8%的氯苯25000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%（以上均为质量分数）。二、设计任务及操作条件1.设计任务：生产能力（氯苯） 25000吨/年塔顶馏出液含氯苯 98%产品纯度 99.8%进料组成 45%2.操作条件：塔顶压力 4kPa（表压）进料热状况 泡点回流比 1.8塔底加热蒸汽压力 0.5Mpa（表压）单板压降 0.7 kPa3.塔板类型 浮阀塔板（F1型）4.工作日 每年按300天工作计，每天连续24小时运行5.厂址 厂址为xx地区（101.08kPa）三、设计基础数据 表1.1苯和氯苯的物理性质项目分子式相对分子质量沸点临界温度/。c临界压力/kpa苯 （A）C6H678.1180.1288.56833.4氯苯（B）C6H5 CL112.55131.8359.24520.0表1.2苯氯苯的气液相平衡数据（101.08kPa）沸点温度t苯的组成沸点温度t苯的组成液相气相液相气相801.0001.0001200.1270.376900.6770.9131300.0190.0721000.4420.785131.80.0000.0001100.2650.613表1.3苯氯苯的组成饱和蒸气压温度8090100110120130131.8mmhg苯760102513501760225028402900mmhg氯苯148205293400543719760表1.4苯氯苯的液相密度温度8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985表1.5苯氯苯液体粘度温度()8090100110120苯/mPas0.3080.2790.2550.2330.215氯苯/ mPas0.3110.2860.2640.2540.228表1.6苯氯苯液体表面张力温度/8085110115120131dyn/cm苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4四、设计内容1.设计方案2.精馏塔的物料衡算3.塔板数的确定4.精馏塔工艺条件及有关物性数据计算5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.塔板主要工艺尺寸的计算7.塔体的流体力学验算8.塔板负荷性能图9.浮阀塔的结构与附属设备10.精馏塔接管尺寸计算11.绘制生产工艺流程图12.绘制精馏塔设计条件图13.对设计过程的评述和有关问题的讨论14.附表1 物料衡算计算结果15.附表2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果16.附表3 浮阀塔板工艺设计结果17.附表4 接管尺寸计算结果18.附图1 图解法求理论板层数（3050坐标纸）19.附图2 塔板布置及浮阀排列图（3050坐标纸）20.附图3 塔板负荷性能图（3550坐标纸）21.附图4 生产工艺流程图（2号图纸）22.附图5 精馏塔设计条件图（2号图纸）23.在精馏塔设计中，对你设计的方案的费用进行计算，主要有：设备费（塔径，塔高，冷凝器，再沸器的费用，包括加工费）；操作费（加热蒸汽，冷却水消耗量）；操作弹性，塔压降等方面讨论。再进一步可从热利用率，节能减排，环保方面讨论。目录第一章 设计方案简介11.装置流程的确定12.操作压力的选择13.进料热状况14.回流比的选择1第二章 主体设备的设计2（一）精馏塔的物料衡算2（二）塔板数的确定2（三）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算6（四）精馏塔的工艺尺寸计算10（五）塔板主要工艺尺寸的计算12（六）浮阀的流体力学验算16（七）塔板负荷性能图20第三章 辅助设备的设计23（一）浮阀塔的结构与附属设备23（二）精馏塔接管尺寸计算26第四章 该方案所需费用27（一）操作费用27（二）操作费用28第五章 设计结果汇总281.各主要流股物性汇总282.浮阀塔设计参数汇总293.浮阀塔板工艺设计结果304.接管尺寸汇总30第六章 设计评述31符号说明32参考文献336xx大学xx级本科生化工传质与分离过程课程设计报告第一章 设计方案简介1.装置流程的确定精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器、产品冷却器、泵、贮罐和阀门等。按操作方式不同，可分为连续精馏和间歇精馏两种流程。本设计任务为分离苯氯苯混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏方法，具有生产能力大，产品质量稳定等优点，用于大规模工业生产。塔顶冷凝装置根据生产情况以决定采用分凝器或全凝器。石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地控制回流比。所以本次设计采用全凝器。塔底加热方式上，蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接加热。本次设计中，塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入贮罐。2.操作压力的选择蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计为一般物料,因此采用常压操作。3.进料热状况有五种进料状态，即时，为低于泡点温度的冷液进料；时，为泡点下的饱和液体；时，为露点下的饱和蒸汽；时，为介于泡点与露点间的气液混合物；时，为高于露点的过热蒸汽进料。进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气液相负荷。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制，不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也较为方便。本次设计采用泡点进料即。4.回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费和操作费用之和最低。根据老师要求为。第二章 主体设备的设计（一）精馏塔的物料衡算1、 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量氯苯的摩尔质量2、 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3、 物料衡算原料处理量 总物料衡算 （1）易挥发组分物料衡算 （2）联立上式（1）、（2）得： ，。（二）塔板数的确定1、理论板层数的求取苯氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数NT。依据，xx地区大气压为101.08kpa（约758mmHg），得表1.2苯氯苯的气液相平衡数据（101.08kPa）。（1）根据苯氯苯的气液平衡数据作平衡曲线按，并作出对角线。泡点进料，,所以在x - y图上，做q线交平衡线于q点，读得。沸点温度t苯的组成沸点温度t苯的组成液相气相液相气相801.0001.0001200.1270.376900.6770.9131300.0190.0721000.4420.785131.80.0000.0001100.2650.613表1.2苯氯苯的气液相平衡数据（101.08kPa）计算得最小回流比： 取操作回流比为 所以得操作线方程精馏段：提馏段：（2）在对角线上定出点a（,）即（0.986，0.986）,在y轴上定出截距的点b（0，0.486），连接ab即得精馏段操作线。（3）ab交q线于点d（0.6378，0.815），提馏段操作线方程过点c（,）即点（0.0029，0.0029）和点d，连接cd即得提馏段操作线。（4）自a点开始在精馏段操作线与平衡线之间作阶梯线，从第4个阶梯开始更换提馏段操作线，直至为止。如图1所示，图解结果为：总理论板层数：NT=10-1=9（不包括再沸器），精馏段3块，提馏段6块，第4块为进料板位置。 图1 图解法求理论塔板数2、全塔效率其中：为塔顶及塔底平均温度下进料液相平均黏度，mPas温度()8090100110120苯/mPas0.3080.2790.2550.2330.215氯苯/ mPas0.3110.2860.2640.2540.228表1.5苯氯苯液体粘度6由图2苯-氯苯的气液平衡t-x-y图查得进料温度为91.67，在此平均温度下根据基础数据，用线性插值法查的该温度下组分黏度为：，。该温度下进料液相平均黏度为： 实际塔板效率：3、实际板层数的求取全塔效率为51.2%（近似取两操作段塔板效率相同）精馏段: ，取6块。 提馏段: ，取12块。总塔板数：（不包括再沸器） 全塔效率图2 苯-氯苯的气液平衡t-x-y图8xx大学xx级本科生化工传质与分离过程课程设计报告（三）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1、操作压力Pm计算取每层塔板压降： 塔顶操作压力： 进料板压力：塔底操作压力： 精馏段平均压力： 提馏段平均压力： 2、操作温度tm计算 =0.986, =0.0029, =0.6378查图2可得：塔顶温度 tD=81.20C进料板温度 tF=92.40C塔釜温度 tW=130.00C精馏段平均温度 提馏段平均温度 3、 平均摩尔质量Mm计算塔顶平均摩尔质量计算： 由，查平衡曲线图1得进料板平均摩尔质量计算：由图1解，理论板4查平衡曲线得（查相平衡图）塔釜平均摩尔质量计算： x10=0.021，y10=0.044由图1解，理论板得，查平衡曲线得 3.4精馏段平均摩尔质量3.5提馏段平均摩尔质量4. 平均密度的计算由苯-氯苯温度密度关系表1-4（如下），可做出其液相密度图。 表1.4苯氯苯的液相密度温度8090100110120130苯817805773782770757氯苯1039102810181008997985得出其液相密度图如下4.1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 4.2液相平均密度计算由式可得：塔顶 进料板 塔釜 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为 5. 液相平均表面张力的计算表4-2 组分的表面张力（mN/m）温度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4液相平均表面张力由表4-2及下式可计算 精馏段液相平均表面张力为提馏段液相平均表面张力为6. 液体平均粘度计算 表4-3 组分的黏度（mPas）温度，（）8090100110120140苯0.3080.2790.2550.2230.2150.184氯苯0.3110.2860.2640.2540.2280.274液体的平均粘度由表4-3及下式可计算 精馏段液相平均黏度为 提馏段液相平均黏度为 （四）精馏塔的工艺尺寸计算1、塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为提馏段的气、液相体积流率为由于，其中C的计算要用到，需要从史密斯关联图查取精馏段横坐标 提馏段横坐标 取板间距，板上液层高度（对常压塔一般）查上图得精馏段 取安全系数为0.7(一般0.60.8)，则空塔气速，圆整为标准塔径D=1000mm。查上图得提馏段 取安全系数为0.7(一般0.60.8)，则空塔气速，圆整为标准塔径D=1200mm最终塔径确定为D=1200mm精馏段实际空塔气速为提馏段实际空塔气速为2、塔有效高度的计算塔高可按下面公式计算式中：n实际塔板数，n=18nF进料口数，nF=1nP人孔数，取每隔6块板一个人孔，则一共是2个人孔，人孔取公称直径为500mmHt板间距，取0.5mHf进料板间距，应防止冲击，取0.8mHp人孔间距，取人孔间距为0.8m，人孔直径为0.5m，伸出塔体长为0.25mHD塔顶空间高度，取HD=2HT=1mHB塔底空间高度，需满足存储量停留3-8min而定，这里取5min，则H1封头高度，取H1=0.525mH2裙座高度，取H2=2.5m（五）塔板主要工艺尺寸的计算根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管和凹形受液盘，塔板采用单流和分块式组装。1、溢流装置的计算（1） 堰长本设计采用单溢流系数在0.60.8，选取0.7（2） 溢流堰高度堰高与板上清液层高度以及堰上液层高度的关系为选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即取hL为0.08m，近似取 E=1 ，则精馏段提馏段（3）弓形降液管宽度和截面积查弓形降液管参数图，由可查得，故有验算液体在降液管中停留时间精馏段：提馏段：均保持较长的停留时间，故设计合理。（4）降液管底隙高度精馏段：取，一般（）故降液管底隙高度设计合理。提馏段：取，一般（）故降液管底隙高度设计合理。（5） 受液盘由于塔径较大，没有易聚合物质存在，故选用凹形受液盘。深度取。2、塔板主要工艺尺寸计算（1）塔板表面分区塔板根据所起作用不同可以分为四个区域：开孔区，溢流区，破沫区，无效区。因为D=1.2m1.5m取无效区宽度,安定区宽度。l 开孔区开孔区为有效传质区，亦称鼓泡区。开孔区面积Aa的计算其中：故l 溢流区溢流区为降液管及受液盘所占的区域。l 安全区开孔区与溢流区之间的不开孔区域称为安定区也称为破沫区。溢流区前的安定区宽度为Ws，其作用是在液体进入降液管之前有一段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管；进口堰后的安定区宽度为Ws,其作用是在液体入口处，由于板上液面落差，液层较厚，有一段不开孔的安全地带，可减少漏液量。溢流堰前和进口堰后的安定区的宽度均取0.007m。l 无效区 在靠近塔壁的一圈区域供支持塔板的边梁之用，称为边缘区。取0.005m。（2）浮阀数与开孔率由于所处理的物系无腐蚀性，可选用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。阀孔气速，其中取F0=11浮阀数目对于精馏段： 对于提馏段：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=0.075m，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，而各分块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。重新计算孔速及阀数 精馏段 ，仍处于9-12正常区间内提馏段，仍处于9-12正常区间内由此可知，阀孔动能因数变化不大（六）浮阀的流体力学验算 1、塔板压降气体通过塔板的压降可以由下式计算：，（1）干板阻力计算精馏段因阀孔气速小于其临界阀孔气速，故应在浮阀全开前状态下计算干板阻力提馏段 因阀孔气速大于其临界阀孔气速，故应在浮阀全开后状态下计算干板阻力（2） 气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式计算取充气系数，则（3）液体表面张力的阻力计算此阻力很小，忽略不计。气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即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。2、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式关系：，（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求。提馏段 可见，提馏段符合防止液泛的要求。综上，在本设计中不会发生液泛现象。3、 液沫夹带(1) 精馏段液沫夹带量的验算 精馏段液相表面张力为： 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。（2）提馏段液沫夹带量的验算 提馏段液相表面张力为：故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。4、漏液浮阀塔要求漏液量小于正常液相流量的10%。由实验可知，漏液量为正常液流量的10%时，阀孔动能因子，故可按算出漏液线气速及气相流量。（1）精馏段漏液的验算 取，则 故在设计负荷下不会产生过量漏液。（2）提馏段漏液的验算故在设计负荷下不会产生过量漏液。（七）塔板负荷性能图1、漏液线F1型重阀，阀动能因数下限为精馏段：提馏段：2、雾沫夹带线利用泛点计算公式得到 由气体密度和板间距查图得到，精馏段泛点负荷系数，提馏段泛点负荷系数。苯-氯苯属于正常系统故。精馏段：提馏段：3、 液相负荷下限线取堰上液层高度最小允许值为。近似取E=1，可得4、液相负荷上限线液体在降液管中停留时间的下限取为精馏段提馏段液相负荷上限相同5、液泛线液泛的临界情况是近似取,其中精馏段：整理得提馏段:整理得45第三章 辅助设备的设计（一）浮阀塔的结构与附属设备1、 再沸器塔底温度，用的蒸汽，釜液出口温度。则 由查液体比汽化热共线图得取传热系数 则传热面积，取加热蒸汽的质量流量查化工设计手册，得型号9003000选用热虹吸式再沸器 DN/mmPN/MPa换热面积/m22、塔顶冷凝器塔顶温度,冷凝水，假设冷却水升温5，。则由，查液体比汽化热共线图得塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数则传热面积取冷凝水流量选用DN/mmPN/MPa换热面积/m23、预热器，蒸汽用。时，时，由上可得： 取传热系数4、氯苯冷却器塔底温度，冷凝水，假设冷却水升温5，。时，取传热系数，传热面积为冷凝水流量（二）精馏塔接管尺寸计算（1）、进料管选择进料液流速，则按照GB816387，选择冷轧无缝钢管（2）、塔釜出料管选择塔釜出料液流速，则按照GB816387，选择冷轧无缝钢管核算，在之间，可用。（3）、塔顶回流液管选择回流液流速，则按照GB816387，选择热轧无缝钢管核算，在之间，可用。（4）、塔顶蒸气出口管选择蒸气速度，则按照GB816387，选择热轧无缝钢管核算，在之间，可用。（5）、加热蒸气进口管选择蒸气速度，则第四章 该方案所需费用（一）操作费用操作费用的8590%为蒸汽费用，其余为泵和循环水消耗的电费，以及工业用水的水费。1. 蒸汽费用的计算查得xx工业蒸汽单价在200元/t左右，一年的蒸汽费用约为：2.电费的计算本装置共两台泵，每小时耗电1.3度，年设计生产时间为7200小时，xx市工业用电价格为每度0.7元，故一年的电费为3.水费的计算查得xx工业用水单价在8元/t左右，一年的水费约为年操作费用为：（二）操作费用序号部件名称单价（元）数量（个）总价（元）1浮阀（F1型）42600104002再沸器400001400003冷凝器200001300004塔板（316L）50060300005溢流堰3002060006凹形受液盘60020120007降液管50020100008裙座6000160009吊柱800180010封头40002800011筒体8000018000012接口法兰100055000总计：224200元第五章 设计结果汇总1.各主要流股物性汇总表4-1 各主要流股物性汇总序号项目符号单位数值备注1塔顶摩尔分数/0.98602塔顶平均摩尔质量78.5979.93气相液相3塔顶流量56.314进料摩尔分数/0.63785进料液平均摩尔质量83.5594.27气相液相6进料流量87.197塔釜摩尔分数/0.00298塔釜平均摩尔质量112.28112.47气相液相9塔釜产品流量30.882.浮阀塔设计参数汇总表4-2 塔的设计参数汇总序号项目符号单位精馏段提馏段1每层塔板压降0.72平均压力107.53113.833平均温度86.8111.24平均粘度0.29020.23905液相平均摩尔质量85.95102.856气相平均摩尔质量80.7597.567液相平均密度854.20936.878气相平均密度2.9133.4889平均表面张力21.3221.003.浮阀塔板工艺设计结果表4-3 浮阀塔板工艺设计结果序号项目符号单位精馏段提馏段1堰长0.842堰高0.06970.05993弓形降液管界面积0.1004