苯氯苯连续精馏筛板塔的设计课程设计.doc

苯-氯苯连续精馏筛板塔的设计目 录设计任务书 3 设计说明书 61 概述 62 设计方案确定 73 设计计算 83.1 精馏塔的物料衡算 83.1.1原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 8 3.1.2塔顶产品产量、釜残液量及进料流量计算 83.2 塔板数的确定 83.2.1.1 q值的计算 83.2.1.2 最小回流比的求取 83.2.1.3求操作线方程 93.2.1.4求理论板数：逐板计算法 103.2.1.4实际塔板数 113.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 113.3.1操作压力计算 113.3.2操作温度计算 113.3.3平均摩尔质量计算 123.3.4平均密度计算 123.3.5体积流率计算 133.3.6液体平均表面张力的计算 143.3.7液体平均粘度计算 153.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 153.4.1塔径的计算 153.4.2塔高的计算 163.5 塔板主要工艺尺寸计算 173.5.1精馏段计算 183.6 筛板的流体力学验算 203.6.1精馏段流体力学验算 213.7塔板负荷性能图 233.7.1精馏段负荷性能图 23 4附属设备选型 26 4.1再沸器的选择 264.1.1 再沸器的热量衡算 26 4.1.2饱和蒸汽用量 26 4.1.3再沸器的加热面积 26 4.2 冷凝器的选择 27 4.2.1全凝器热量衡算 27 4.2.2冷却水用量 27 4.2.3冷凝器的选择 27 4.3塔内其他构件 284.3.1进料管 28 4.3.2回流管 28 4.3.3塔顶蒸汽管 28 4.3.4塔底出料速度 29 5设计数据列表 296 设计评述 307参考文献 30设计任务书一、设计题目 苯氯苯连续精馏筛板塔的设计。二、设计任务（1）原料液中氯含量：质量分率=35%（质量），其余为苯。（2）产品纯度为99.0 %（质量）的氯苯。（3）塔顶馏出液中氯苯含量不得高于1.0%（质量）。（4）生产能力：456000t/y苯产品，年开工320天。三、操作条件（1）精馏塔顶压强：4.0（表压） （2）进料热状态：泡点 （3）回流比：=1.5 （4）单板压降压：0.7KPa（5）冷凝器冷却剂：水，冷却剂温度：=25 ；=40 （6）再沸器加热剂：饱和水蒸气，加热剂温度：=2at（表压）热损失：=5%四、要求（1）对精馏过程进行描述 （2）对精馏过程进行物料衡算和热量衡算（3）对精馏塔进行设计计算 （4）对精馏塔的附属设备进行选型（5）画一张精馏塔的装配图 （6）编制设计说明书五、设计说明书要求（1）目录（2）设计题目及原始数据（任务书）（3）简述精馏过程的生产流程及特点（4）精馏过程有关计算（物料衡算、热量衡算、理论塔板数、回流比、塔高、塔径、塔板设计、接管设计等）（5）附属设备的选型（裙座、再沸器、冷凝器等）；（6）设计结果概要（主要设备尺寸、衡算结果等）（7）设计评述（8）参考文献。符号说明英文字母A阀孔的鼓泡面积m2Af 降液管面积 m2AT 塔截面积 m2b 操作线截距c 负荷系数（无因次）c0 流量系数（无因次）D 塔顶流出液量 kmol/hD 塔径 md0 阀孔直径 mET 全塔效率（无因次）E 液体收缩系数（无因次） 物沫夹带线 kg液/kg气F 进料流量 kmol/hF0 阀孔动能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板间距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 与平板压强相当的液柱高度 mhd 与液体流径降液管的压降相当液柱高度 mhr 与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 mhf 板上鼓泡高度 mhL 板上液层高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v堰上液层高度 mhp 与板上压强相当的液层高度 mh与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 mh2v溢液堰高度 mK 物性系数（无因次）Ls 塔内下降液体的流量 m3/sLw 溢流堰长度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板数Np 实际塔板数NT 理论塔板数P 操作压强 PaP压强降 Paq 进料状态参数R 回流比Rmin最小回流比u 空塔气速 m/sw 釜残液流量 kmol/hwc 边缘区宽度 mwd 弓形降液管的宽度 mws 脱气区宽度 mx 液相中易挥发组分的摩尔分率y 气相中易挥发组分的摩尔分率z 塔高 m希腊字母相对挥发度粘度 Cp密度 kg/m3表面张力下标r 气相L 液相l 精馏段q q线与平衡线交点min最小max最大A 易挥发组分B 难挥发组分设计说明书1 概述（一）塔设备设计概述塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，它可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。 最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。 （二）板式精馏塔设备选型及设计 因为板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。因而本课程设计要求设计板式塔。工业上常见的几种的板式塔及其优缺点： 、浮阀塔：在塔板开孔上方，安装可浮动的阀片，浮阀可随气体流量的变化自动调节开度，可避免漏液，操作弹性大，造价低，且安装检修方便，但对材料的抗腐蚀性能要求高。 、筛板塔：结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，故应用广泛。 、泡罩塔：其气体通道是升气管和泡罩，由于升气管高出塔板，即使在气体负荷很低时也不会发生严重漏液，操作弹性大，升气管为气液两相提供了大量的传质界面。但泡罩塔板结构复杂，成本高，安装检修不便，生产能力小。 综合考虑，最终本次分离任务选择筛板精馏塔。2 设计方案确定本设计任务为分离苯-氯苯混合物连续精馏。设计中采用25进料,将原料通过预热器加热至25送入精馏塔内.塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。塔釜用再沸器加热水至饱和过热水蒸气状态，送至塔内，塔釜塔底产品经冷却后送至储罐。3 设计计算3.1 精馏塔的物料衡算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数. 3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 =78.11 kg/kmol氯苯的摩尔质量 =112.56kg/kmol 3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3.1.3 物料衡算塔釜产品总物料衡算：氯苯物料衡算： 代入数据解得 3.2 塔板数的确定3.2.1、理论板层数的求取3.2.1.1 q值的计算因为泡点进料所以 3.2.1.2最小回流比的求取：首先全塔平均相对挥发度的求取； 根据 我们先求取塔顶的相对挥发度：（试差法） 利用安托因公式：假设温度为90摄氏度： 假设温度为80摄氏度： 假设温度为85摄氏度： 假设温度为81.7摄氏度： 与接近故此时的温度为塔顶的泡点温度； 用相同的方法求取塔底的露点温度和相对挥发度：全塔平均相对挥发度为：相平衡方程为； 因为 所以 代入相平衡方程解得： 3.2.1.3求操作线方程精馏段液体流量 精馏段气体流量 提馏段液体流量 提馏段气体流量 可得精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：3.2.1.4求理论板数：逐板计算法（塔顶全凝器）相平衡方程：精馏段操作线方程：提馏段操作线方程： 应用精馏方程： 第一块塔板： 第二块塔板： 第三块塔板： 第四块塔板： 第五块塔板：第六块塔板：第七块塔板：第八块塔板：因为 故第八块为进料板 换用提留段方程计算： 此时 所需要的总的理论板数为：(包括再沸器)由以上计算结果可知：精馏段的理论板数为73.2.1.5实际塔板数板效率的求取 查此温度下的相对挥发度为2左右，=0.737，=0.85所以，精馏段的塔板数为：块提馏段的塔板数为：块(含再沸器)进料板实际位置： 块3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1操作压力计算塔顶操作压力： PD=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降： P=0.7kPa进料板压力： PF=105.3+0.716=116.5kPa塔釜操作压力： Pw=105.3+0.730=126.3kPa精馏段平均压力： Pm1=(105.3+116.5)/2=110.9kPa提馏段平均压力： Pm2=(116.5+126.3)/2=121.4 kPa3.3.2操作温度计算前面已计算出塔顶、进料板及塔釜的泡点温度，分别为81.7、94.2、137.5。所以：精馏段的平均温度为 tm1=(81.7+94.2)/2=87.95；提馏段的平均温度为 tm2=(137.5+94.2)/2=115.85。3.3.3平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算 由相平衡方程算得x1 =0.97040.99378.11+(1-0.993)112.56=78.35kg/koml0.970478.11+(1-0.9704)112.56=79.13kg/koml（2）进料板平均摩尔质量计算由逐板计算结果知 （3）塔釜平均摩尔质量计算由逐板计算结果知： 故：精馏段平均摩尔质量为： 提馏段平均摩尔质量为：3.3.4平均密度计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，得：塔顶：塔釜：精馏段平均密度 提馏段平均密度 （2）液相平均密度计算液相平均密度以下式计算，即： 塔顶液相平均密度的计算：由tD=81.7,查手册可得： 进料板液相平均密度的计算,查手册得： 进料板液相的质量分率： 塔釜液相平均密度的计算,查手册得： 故：精馏段平均密度的计算提馏段平均密度的计算3.3.5体积流率计算（1）气相体积流率计算精馏段：提馏段：（2）液相体积流率计算精馏段：提馏段：3.3.6液体平均表面张力的计算（1）液相平均表面张力以计算（2）塔顶液相平均表面张力的计算： 由,查手册得： （3）进料板液相平均表面张力计算 由,查手册得： （4）塔釜液相平均表面张力计算 由,查手册得： （5）精馏段的液相平均表面张力 提馏段的液相平均表面张力 3.3.7液体平均粘度计算 （1）液体平均粘度计算如下： （2）塔顶液相平均粘度的计算 由,查手册5得： 根据 可得： （3）进料板液相平均粘度的计算由,查手册得： 根据 可得： （4）塔釜液相平均粘度的计算由,查手册得： 0.24根据 可得： (5) 精馏段液相平均粘度为：提馏段液相平均粘度为：3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.4.1塔径的计算（1）精馏段将以上计算结果列表如下：表3 已计算出的各项物性数据名称精馏段提馏段液相平均密度/832.61972.18气相平均密度/2.94303.6148液相体积流量/0.00120.0045气相体积流量/0.89241.0786液体表面张力mM/m20.68818.943液体平均粘度mPa.s0.30400.2779由（其中由计算，由史密斯关联图查取。横坐标为取板间距1，板上液层高度,则查史密斯关联图得 取安全系数为0.7，则空塔速度为 则： 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 3.4.2塔高的计算塔的高度可以由下式计算： 已知实际塔板数为块，板间距由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔7块板设一个人孔，则人孔的数目为： 个取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：3.5 塔板主要工艺尺寸计算3.5.1精馏段计算1、溢流装置计算 因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1） 堰长 取（2） 溢流堰高度由 选用平直堰，堰上液层高度由式计算近似取（根据设计经验）由，得：取板上清液高度 可行故 （3）弓形降液管宽度和截面和 由 查弓形降液管的参数 得 故 依式 验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度 取 则 0.011 故：此降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度。2、 塔板布置a)塔板分块因，故塔板采用分块式。取。 b) 开孔区面积计算 开孔区面积按计算 其中 故c) 筛孔计算及排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按三角形排列，取孔中心距故：筛孔数目为开孔率3.6 筛板的流体力学验算3.6.1精馏段流体力学验算1、塔板压降（1）干板阻力的计算干板阻力由式计算由，查筛孔的流量系数图可得：气体通过筛孔的速度故液柱（2）气体通过液层的阻力的计算 气体通过液层的阻力由计算 查充气系数关联图得： 故：液柱（3）液体表面张力的阻力的计算液体表面张力所产生的阻力由计算 气体通过每层塔板的液柱高可按下式计算：液柱气体通过每层塔板的压降为： （设计允许值）2、液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，可忽略不计。3、液沫夹带 液沫夹带量由计算 故：液沫夹带量在允许范围内。4、漏液 对筛板塔，漏液板气速可由下式解得： 即实际孔速 稳定系数为： 故本设计中无明显漏液。5、液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从 苯氯苯系属一般物系，取，则： 而 板上不设进口堰，可由式计算如下： 液柱 液柱 故在本设计中不会发生液泛现象。3.7塔板负荷性能图3.7.1精馏段负荷性能图1、漏液线代理数据整理得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出 值，计算结果列于下表：0.00060.00150.00300.00451.4101.52311.76941.8365 由此可作出漏液线1。2、液沫夹带线 以，求关系如下： 因为 故 整理得：在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表：0.00060.00150.00300.00455.49635.32365.28604.9976由上表数据即可作出液沫夹带线2。3、液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，由式 取,则： 据此,可作出与气相流量无关的垂直液相负荷下限线3。4、液相负荷上限线 以作为浆液管中停留时间的下限，由式 得故 据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷上限线4。5、液泛线 令 由；联立得：忽略的关系式代入上式得： 式中： 代入有关数据得： 故 或 在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表：表0.00060.00150.00350.0055.0274.7254.32973.7196由上表数据即可作出液泛线5.在负荷性能图上，作出操作点A(0.002777，2.77)，连接OA，作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带线控制，下限为漏液线控制，由图查得： 1.35故 操作弹性为：3.4734附属设备的选型4.1 再沸器的选用再沸器选用0.2，263.8的水蒸气，传热系数K取2520kJ/(.h.) ，R=2204.64.1.1 再沸器的热量衡算；是由再沸器上升的蒸汽的焓值；是塔底液的焓值： 4.1.2饱和蒸汽用量：4.1.3再沸器的加热面积= 131.4再沸器的液体的入口温度；= 131.4 为回流汽化上升蒸汽时的温度； = 263.8 为加热蒸汽的温度；= 263.8 为加热蒸汽冷凝为液体的温度= = =132.4 可选择釜式再沸器（其换热管束采用U形管束 ，结构上与其他换热器不同之处在于壳体上设置一个蒸发空间，其大小由产气量和所要求的蒸汽品质来决定。）4.2冷凝器的选用本设计中冷凝器选用管壳式冷凝器，冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，其液膜减少，传热系数增大，有利于节省面积，减少材料费用。冷却水的进口温度=25 ，出口温度。露点回流温度经估算得 =86.8，塔顶操作温度=87.534.2.1全凝器热量衡算：4.2.2冷却水用量4.2.3冷凝器的选择：冷凝器选择列管式，逆流方式 总的传热系数为本设计取值进料温度为 冷却水为逆流操作： 传热面积根据全塔热量衡算：4.3塔内其他它构件：4.3.1进料管 加料选用高位槽进料，。本次设计取 2.式中 F进料液质量流量，kg/h 进料条件下的液体密度，kg/m34.3.2回流管本次设计采用的是重力回流，所以速度WR=0.4m/sm式中 L回流液体质量流量，kg/h 塔顶液相密度，kg/m3.4.3.3塔顶蒸汽管因为操作压力为常压，所以蒸汽速度，本设计选式中 V塔顶蒸气质量流量，kg/h 塔顶气相密度，kg/m3.4.3.4塔底出料速度 塔釜流出液的速度，本设计取 塔底温度取 式中 W塔釜出液的质量流量，kg/h; 塔釜液相密度，kg/m3.5 所设计筛板的主要结果汇总于表下序号项目符号，单位数值1平均温度 tm，109.62平均压力Pm，kPa115.83气相流量Vs，（m3 /s）1.07864液相流量 Ls，（m3 /s）0.00455实际塔板数N306有效段高度 Z，m17.77塔径 D，m2.08板间距 HT，m0.69溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长lw，m1.4012堰高hw，,m0.05413板上液层高度hl，m0.0614堰上液层高度how，m0.00615降液管底隙高度 h0，m0.03916安定区宽度 Ws，m0.07017边缘区宽度 Wc，m0.04018开孔区面积Aa，m22.37719筛孔直径 D0，m0.00520筛孔数目n847421孔中心距 t，m0.01822开孔率,10.0823空塔气速 u，m/s0.343324筛孔气速 u0，m/s12.2525稳定系数K1.9426每层塔板压降Pp，kPa 0.727负荷上限Ls，max液泛控制28负荷下限Ls，min漏液控制29液沫夹带 ev，kg液/kg气0.008130气相负荷上限Vs，max ，m3/s 4.6931气相负荷下限Vs，min ，m3/s 1.3532操作弹性3.476,设计评述 本化工原理课程设计通过给定的生产操作条件设计苯氯苯物系的筛板精馏塔。通过设计，初步掌握了精馏塔设计的一般过程，深化了精馏原理的理解，对明年的毕业设计打下了坚实的基础；通过查资料对塔设备的内外结构都有了进一步的认识。课程设计需要我们把平时所学的理论知识运用到实践中，使我们