化工原理课程设计-苯和氯苯二元混合物精馏.doc

河北工业职业技术学院2011级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书河北工业职业技术学院化工原理课程设计说明书 设计题目 苯和氯苯二元混合物精馏 系 别 环境与化学工程系 专业年级 12级化学工程与工艺专业 设计者 学号 50 指导教师 职称 教授 日 期 2014-12-19 化工原理课程设计任务书一、设计题目试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯。原料液年处理量为65000吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为（38%、35%、40%）（以上均为质量%）。二、操作条件1.塔顶压强4kpa（表压）；2.进料热状况，自选3.回流比，自选4.塔釜加热蒸汽压力0.5mpa（表压）；5.单板压降不大于0.7kpa；6.年工作日300天，每天24小时连续运行。三、设计内容1.设计方案的确定及工艺流程的说明；2.塔的工艺计算；3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4.塔内流体力学性能的设计计算；5.塔板负荷性能图的绘制；6.塔的工艺计算结果汇总一览表；7.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；8.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、任务安排6组 60000 t/a 7组 65000 t/a 8组 70000 t/a 五、基础数据1.组分的饱和蒸汽压（mmhg）温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 推荐：氯苯 推荐：式中的t为温度，。3.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双组分混合液体的表面张力可按下式计算：（为a、b组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3103kj/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：（氯苯的临界温度：）5. 其他物性数据可查化工原理附录。目 录 一、前言1 二、产品与设计方案简介2（一）产品性质、质量指标2（二）设计方案简介2（三）工艺流程及说明2 三、工艺计算及主体设备设计3（一）全塔的物料衡算3 1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率3 2平均摩尔质量3 3料液及塔顶底产品的摩尔流率3（二）塔板数的确定3 1理论塔板数的求取3 2实际塔板数4 1）全塔效率.4 2）实际塔板数.5（三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算5 1平均压强5 2平均温度5 3平均分子量6 4平均密度6 5液体的平均表面张力7 6液体的平均粘度7（四）精馏段的汽液负荷计算8（五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算8 1塔径8 2塔板工艺结构尺寸的设计与计算9 3塔高.13（六）塔板上的流体力学验算14 1气体通过筛板压降和的验算14 2雾沫夹带量的验算15 3漏液的验算15 4液泛的验算16（七）塔板负荷性能图161雾沫夹带线（1）162液泛线（2）173液相负荷上限线（3）184漏液线（气相负荷下限线）（4）185液相负荷下限线（5）19（八）精馏塔的设计计算结果汇总一览表20（九）精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算21（十）主要符号说明22 四、对设计过程的评述和感受23苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计计算书一前言课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。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。本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于98%（质量分数）。高径比很大的设备称为塔器。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工或炼油厂中，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个方面都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：（1）生产能力大在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。（2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。（3）流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。（4）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大2040%，塔板效率高1015%，压力降低3050%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达2025mm），导向筛板等多种形式。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分工业塔常用的筛孔孔径为38mm，按正三角形排列空间距与孔径的比为2.55近年来有大孔径（1025mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。筛板塔的特点如下：（1）结构简单、制造维修方便。（2）生产能力大，比浮阀塔还高。（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。二产品与设计方案简介（1） 产品性质、质量指标 产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度1105g/cm3。沸点1316。凝固点-45。折射率15216(25)。闪点294。燃点6378，折射率15246，粘度(20)0799mpas，表面张力332810-3nm溶解度参数95。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1. 3-71(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性对神经系统有麻醉性，ld502910mgkg，空气中最高容许浓度50mgm3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。质量指标：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于98%，原料液中苯38%。（以上均为质量分数）（2） 设计方案简介 对于苯-氯苯的分离，本设计采用筛板塔进行连续精馏。原料经预热器预热至泡点温度后进入塔内进行精馏操作。塔内采用常压操作，用间接蒸汽加热。塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。（3） 工艺流程及说明 原料预热器苯氯苯混合液 精馏塔回流液液体蒸汽再沸器全凝器氯苯苯冷却器2冷却器1贮槽（98%苯）贮槽（99.8%氯苯）说明：苯、氯苯混合料夜经原料预热器加热至泡点后，送入塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送至贮槽。3、 工艺计算及主体设备设计（一）全塔的物料衡算 1料夜及塔底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78和112.5kg/kmol。 2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：，全塔物料衡算： f=102.25kg/hd=72.69kg/hw=29.56kg/h（二）塔板数的确定1理论塔板层数的确定苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法求取，步骤如下：第 4 页 共 23 页1）由已知的t-表，以及泡点方程xa=（p-pb）/（pa-pb）和露点方程yn=pa/p（p=101.3kpa),得到t-x-y的关系，如表一：t/8090100110120130131.8xa10.680.440.260.130.020yb10.920.780.600.380.070据表一绘出图，如图一。 图一2）求最小回流比rmin及确定操作的回流比r在图上，因，查得，而，。故有：取r=2rmin，故有r=0.5。3）求理论塔板数nt 精馏段操作线：在图一上，画精馏段操作线与q=1相交于一点e。又因为点c(,)已知，连接c、e两点，并且做对角线。最后做梯级图，得到nt=9.5。其中精馏段理论塔板数为2层，提馏段为6.5层（不包括再沸器），第三层为加料板。2实际塔板数1）全塔效率第 5 页 共 23 页依式 et=0.17-0.616lgm根据塔顶塔底液相组成，利用内插法，求得全塔平均温度tm。计算如下：xd=0.986，td=90-（90-80）*（0.986-0.68）/（1-0.68）=80.4375。xw=0.002，tw=130+（131.8-130）*（0.02-0.002）/0.02=131.62tm=(td+tw)/2=106.03该温度下进料液相粘度为:查化原附录十五，知=0.29；根据化原设计手册p103表16，计算得=0.255+（0.255-0.233）*（106.03-100）/(100-110)=0.242。所以，该温度下进料液相平均粘度为lgm =0.702 +0.298 =0.702*0.242+0.298*0.29 =0.256 et=0.17-0.616lg0.256=0.5352） 实际塔板数n 精馏段n精=2/0.535=3.744层 提馏段n提=6.5/0.535=12.1513层（三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算以精馏段为例进行计算1平均压强塔顶操作压力：每层塔板压降：进料板压力：pf=105.4+0.7*n精=108.2精馏段平均压力：pm=(pd+pf)/2=106.82平均温度 由下面两个式子， pd=paxa+pbxb=105.4 pf=paxa+pbxb=108.2 经多次试差，得 td=81.5 tf=91.5 tm=86.53平均分子量 塔顶：xd=y1=0.986,x1=0.925 = 进料板：y=0.333x+0.657 x1=0.925 y2=0.965x1=0.925精馏操作线平衡线x2=0.835 y3=0.935平衡线 x3=0.733所以 yf=0.935 xf=0.733精馏段平均摩尔质量计算：4平均密度1)液相平均密度计算塔顶=912.13-1.1886td=815.26kg/m3=1124.4-1.0657td=1037.55kg/m3进料板 由进料板液相组成xa=0.733得 aa=0.733*78/（0.733*78+0.267*112.5）=0.66 tf=91.5 =912.13-1.1886*91.5=803.3731=1124.4-1.0657*91.5=1026.8885精馏段液相平均密度为2)气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即5液体的平均表面张力 1)塔顶td=81.5 xa=0.986 xb=0.014 =21.2-(21.2-20.6)*(81.5-80)/(85-80)=21.02 =26.1-(26.1-25.7)*(81.5-80)/(85-80)=25.98 =21.082)进料板 tf=91.5 xa=0.702 xb=0.298同理算出，=19.74 =24.92 =21.05 精馏段液相的平均表面张力： 6液体的平均粘度 1)塔顶 td=81.5 xa=0.986 xb=0.014 2)进料板 tf=91.5 xa=0.702 xb=0.298同理算出， 故，精馏段液相平均粘度计算 （4） 精馏段的汽液负荷计算v=(r+1)d=109.035kmol/hl=rd=36.35kmol/hlh=3.6m3/h（5） 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1塔径取板间距，板上液层高度，则查smith图得， smith图由下式计算取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆算后为 实际空塔气速为 2塔板工艺结构尺寸的设计与计算1）溢流装置采用单溢流弓形降液管、平形受液盘及平直溢流堰，且不设进进口堰。溢流堰长（出口堰长）溢流堰高度由，2.5=3.6/0.782.5=6.7m查液流收缩系数图得，e=1.025 液流收缩系数图由 =0.0081故 降液管的宽度和降液管的面积由，查弓形降液管的宽度与面积图得，故 ，。液体在降液管内的停留时间 弓形降液管的宽度与面积图降液管的底隙高度取液体通过降液管底隙的流速由下式计算 2） 塔板布置边缘区宽度与安定区宽度 开孔区面积 式中开孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。每层塔板的开孔数 每层塔板的开孔率=ao/aa=0.907/3.02=10.1(应在515%，故满足要求) 每层塔板的开孔面积 气体通过筛孔的孔速。塔板布置图如下，3塔高1）塔顶空间hd 考虑到塔顶要安装除雾器的问题，应留有足够空间，故取hd=1.2m.。2）塔底空间hb 塔底要有一部分贮液，且贮液与塔底第一块塔板间也要有一定的空间。故，取hb=3m。3） 人孔 经计算，共有17层塔板。一般每隔6-8层塔板设一个人孔，故取2个人孔，分别设在第六层和第十二层。人孔直径取0.45m，人孔处板间距取0.6m。4） 进料处板间距hf取2倍的板间距，即0.8m。5) 实际总塔高h=z+hd+hb+np*hp+nf*hf=(17-1-np-nf)ht+hd+hb+np*hp+nf*hf=11.4m。 精馏塔结构图（6） 塔板上的流体力学验算1气体通过筛板压降和的验算1） 气体通过干板的阻力压降 由 查干筛孔的流量系数图得出，。 干筛孔的流量系数图 2） 气体通过板上液层的压降 动能因子 查充气系数与动能因子关联图，取板上液层充气系数为0.61 充气系数与动能因子关联图 1故求得 3）气体克服液体表面张力产生的压降故 （设计允许值）2雾沫夹带量的验算式中：=2.50.06=0.153漏液的验算筛板的稳定性系数故在本设计中无明显漏液。4液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯氯苯物系属于一般物系，取=0.5而板上不设进口堰，则成立，故在本设计中不会发生液泛现象。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适。（7） 塔板负荷性能图1液沫夹带线（1）以气为限，求关系如下 （a）式中： （b） （c） 将式（b）（c）代入（a）中，得到解得 （1）在操作范围内，任取几个值，依式（7-2）算出对应的值列于下表： 表一0.00070.0040.0060.0071.6961.4691.3661.319 依据表中数据作出雾沫夹带线（1）2液泛线（2） （e） （f） （g） （h）将（f）（g）（h）及=0.5,ht=0.4,hw=0.052代入（e）中得到， (2)在操作范围内，任取几个值，依式（7-4）算出对应的值列于下表： 表二0.00070.0040.0060.0071.6971.5241.4141.354依据表中数据作出液泛线（2）3液相负荷上限线（3）取液体在降液管中的停留时间为4s，作出与气体流量无关的垂直液相负荷线（3）4 漏液线（气相负荷下限线）（4）将 =0.052+0.787ls2/3，代入漏夜点气速式， ao=0.0770m.在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表： 表三0.00070.0040.0060.0070.4880.5250.5410.548依据表中数据作出漏液线4。5液相负荷下限线(5)由取平堰，堰上液层高度为0.006m作为液相负荷下限条件。取e=1.0，根据how=(2.84/1000)e(3600ls,min/lw)2/3,得到。据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下下限线5。依据以上各方程，可作出筛板塔的负荷性能图如下在负荷性能图上，做出操作点a，连接oa,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由下图三可查得vs，min=0.48m3/svs，max=1.62m3/s故操作弹性为vs，max/vs，min=1.62/0.48=3.375m3/s精馏塔负荷图（8） 精馏塔的设计计算结果汇总一览表 项 目符 号单 位计 算 结 果平均压强pmkpa106.8平均温度tm86.5平均流量气相m3/s0.85液相m3/s0.001全塔效率0.535实际塔板数块4板间距m0.4塔段的有效高度zm6.4塔径dm1.2空塔气速um/s0.75塔板液流型式单溢流型溢流装置溢流管型式弓形堰长m0.78堰高m0.052降液管宽度m0.146底隙高度m0.032板上清液层高