化工原理课程设计-苯—氯苯分离过程板式精馏塔设计.doc

湖北文理学院化工原理课程设计设计题目：苯氯苯分离过程板式精馏塔设计专 业： 化学工程与工艺 班 级： 10化学工程与工艺2班 学 号： 2010115230 学生姓名： 指导教师： 2012 年 6 月 7 日目录一要求书41.1 设计任务41.2 操作条件4二.设计内容52.1设计方案的选择及流程说明52.2工艺计算52.2.1精馏塔物料衡算52.2.2物料衡算6三.精馏段的设计731精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算73.2精馏段主要设备工艺尺寸设计103.2.1.塔径的计算103.2.2.精馏塔有效高度的计算113.2.3.精馏段塔板主要工艺尺寸计算123.2.4.塔板布置123.3精馏段塔板的流体力学校核133.3.1.塔板压降153.3.2.液面落差153.3.3液沫夹带133.3.4漏液133.3.5液泛133.4 精馏段汽液负荷性能图143.4.1漏液线143.4.2液沫夹带线143.4.3液相符合下限线153.4.4液相符合上限线153.4.5液泛线15四提馏段的设计174.1提留段的工艺条件及有关物性数据的计算174.2提镏段主要设备工艺尺寸设计204.2.1.提镏段塔径的计算204.2.2提馏段塔板主要工艺尺寸计算204.2.3.塔板布置214.3塔板的流体力学校核224.3.1.塔板压降224.3.2.液面落差234.3.3液沫夹带234.3.4漏液234.3.5液泛2444塔板的负荷性能图244.4.1漏液线244.4.2液沫夹带线254.4.3液相符合下限线254.4.4液相符合上限线254.4.5液泛线25五.总塔高、总压降及接管尺寸的确定2751接管275.2筒体与封头275.3除沫器285.4裙座285.5吊住285.6人孔285.7塔总体高度的设计28六.辅助设备选型与计算2961冷凝器的选择296.2再沸器的选择29 苯氯苯混合液 连续精馏塔设计一要求书1.1 设计任务生产能力（进料量） ：130000kg/h操作周期 ：每年300天，每天24小时连续运行 进料组成：XF = 38%（质量分率，下同）塔顶产品组成：XD=99% 塔底产品组成：XW=2% 1.2 操作条件操作压力 ： 塔顶压强4kPa（表压）塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压) 单板压降不大于0.7kPa进料热状态 ： 泡点进料 (q=1) 单板压降 ： 0.7 kPa 回流比： R=(1.12.0)Rmin 由设计者自选塔顶采用全凝器泡点回流塔釜采用间接饱和水蒸气加热全塔效率为：0.6 二.设计内容2.1设计方案的选择及流程说明本设计任务为分离苯氯苯混合液。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.2工艺计算2.2.1精馏塔物衡算原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分料率苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol氯苯的摩尔质量MB=112.5kg/kmolxF=0.62*78.11/(0.62*78.11+0.38*112.5)=0.531(摩尔分率,下同)xD=0.99*78.11/(0.99*78.11+0.01*112.5)=0.986xW=0.02*78.11/(0.02*78.11+0.98*112.5)=0.014(2) 原料液级塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=78.11*0.531+112.5*(1-0.531)=94.239(kg/kmol)MD=78.11*0.986+112.5*(1-0.986)=78.59 (kg/kmol)MW=78.11*0.014+112.5*(1-0.014)=112.02(kg/kmol)2.2.2物料衡算原料处理量 F=130000/94.239=1379.5(kmol/h)总物料衡算 D+W=F苯物料衡算 D*xD+W*xW=F*xF联立解得 D=645.75(kmol/h) W= 733.75(kmol/h)因为是苯氯苯物系，可以近似的看做理想物系，则最小回流比：Rmin=(xD-ye)/(ye-xe)由手册查得苯氯苯物系的汽液平衡数据，温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710绘出xy图。如下：过F点作垂线(q=1)，与相平衡线的焦点即为点e (xe,ye)xe=0.49 ye=0.82代入得Rmin=0.5所以R=1L=RD=1*645.75=645.75 (kmol/h)V=(R+1)D=(1+1)* 645.75=1291.5 (kmol/h) L=L+qF=645.75+1*1379.5=2025.25(kmol/h)V=V=1291.5(kmol/h)操作线方程精馏段操作线方程：yn+1=R*xn/(R+1)+xD/(R+1)=0.5 xn + 0.493提馏段操作线方程：ym+1=(L+qF)*xm/(L+qF-W)-WxW/(L+qF-W)=1.568xm-0.008图解法求理论板层数，结果为：总理论板数NT=8.64(包括再沸器)进料板位置NF=5精馏段实际塔板数N精=4/0.67 块提留段实际塔板数N提=3.64/0.6= 7 块3. 精馏段的设计31精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算(1)塔顶操作压力pD=101.3+4=105.3 kPa每层塔板压降p=0.7 kPa进料板压力pF=105.3+0.7*7=110.2 kPa精馏段平均压力pm=(105.3+110.2)/2=107.75 kPa(2)操作温度计算查苯氯苯物系的汽液平衡数据 ，通过内插法，计算得泡点温度。塔顶温度tD=81.9 进料板温度tF=107.8 精馏段平均温度tm=(81.9+107.8）/2=94.85 (3)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.986,查平衡曲线（），得x1=0.929MVDm=0.986*78.11+(1-0.986)*112.5=78.59(kg/kmol)MLDm=0.929*78.11+(1-0.929)*112.5=80.55(kg/kmol)精馏段平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图），得yF=0.749查平衡曲线（见图），得xF=0.396MVFm=0.749*78.11+(1-0.749)*112.5=86.74(kg/kmol) MLFm=0.396*78.11+(1-0.396)*112.5=98.88(kg/kl)精馏段平均摩尔质量：MVm=(78.59+86.74)/2= 82.67 (kg/kmol)MLm =80.55+98.88)/2= 98.88 (kg/kmol)(4)平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即：Vm=pmMVm/RTm=107.75*82.67/(8.314*(94.85+273.15) =2.91 (kg/m3)液相平均密度的计算液相平均密度依下式计算，即：1/Lm=aA/LA+aB/LB塔顶液相平均密度的计算由tD=81.9 ,查表1，用内插法得A=814.95 (kg/m3) B=1037.12 (kg/m3)1/LDm =0.99/814.95 + 0.02/1037.12 LDm = 810.32 (kg/m3)进料板液相平均密度的计算由tF =107.8。查表1，用内插法得：A=784.00 (kg/m3)B=1009.12 (kg/m3)进料板液相的质量分率aA=0.62*78.11/(0.62*78.11+(1-0.62)*112.5)=0.531/LFm =0.313/784.00+0.687/1009.12LFm =925.9 (kg/m3)精馏段液相平均密度为：Lm =（LFm +LDm ）/2 =(818.465+925.9)/2=872.18 (kg/m3)（5）液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即：n Lm=xii i=1塔顶液相平均表面张力的计算：由tD=81.9 ，查表2得：A=20.97(mN/m)B=25.95(mN/m)LDm =0.986*20.97+(1-0.986)*25.95=21.04(mN/m)进料板液相平均表面张力的计算：由tF=107.8 ，查表2得：A=17.59(mN/m)B=22.96(mN/m)LFm =0.62*17.58 +(1-0.62)*22.96 =19.62(mN/m)精馏段液相平均表面张力为：Lm =(21.04+19.62)/2=20.33(mN/m)(6)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算：lgLm =xilgi塔顶液相平均黏度的计算：由tD=81.9 ，查化学化工物性数据手册（有机卷）得：A=0.303 mPas B=0.422 mPaslgLDm=0.986*lg(0.303)+(1-0.986)*lg(0.422)解出LDm = 0.304 (mPas)进料板液相平均黏度的计算：由tF=107.8 ，查化学化工物性数据手册（有机卷）得：A=0.239 mPas B=0.344 mPaslgLFm=0.62*lg( 0.239)+(1-0.62)*lg(0.344 )解出LFm = 0.275 (mPas)精馏段液相平均黏度为：Lm =( 0.304+0.275 )/2= 0.290(mPas)3.2精馏段主要设备工艺尺寸设计3.2.1.塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：VS=VMVm/3600Vm =645.75*82.62/(3600*2.91)=5.09 (m3/s)LS=LMLm/3600Lm =2025.25*89.72/(3600*872.18)=0.058(m3/s)由umax=C*(L-V)/ V)，式中C由式 C=C20*(L/20)0.2 计算，其中的C20由化工原理课程设计P104 图3-2查得，图的横坐标为：(Lh/Vh)*( L/V)0.5=(0.00056*3600)/(0.309*3600)*(872.18/2.91)0.5=0.0314取板间距为HT=0.3m，板上液层高度hL=0.06m则：HT-hL=0.24(m)查得C20=0.054C=0.054*(21.04/20)0.2=0.0546umax=0.0546*(872.15-2.91)/2.91)0.5=0.944 (m/s)取安全系数为0.7，则空塔气速为：u=0.7*umax=0.7*0.944=0.661 (m/s)D=(4*VS/(*u)0.5=(4*0.309/(3.14*0.661)0.5=0.772(m)按标准塔径圆整后D=0.8 （m）塔截面积为：AT=0.785D2=0.785*0.64=0.5024(m2)u =VS/AT=0.309/0.5024=0.615(m/s)3.2.2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：Z精=（N精-1）*HT=（7-1）*0.3=1.8 （m）提馏段有效高度为：Z提=（N提-1）*HT=（7-1）*0.35=2.1 （m）在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：Z= Z精 + Z提 +0.8 =4.7（m）3.2.3.精馏段塔板主要工艺尺寸因为塔径D=0.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。参考单流型塔板系列参数（分块式）并且计算如下： 堰长lW :取lW=0.66*D=0.66*0.8=0.528 (m) 溢流堰高度hW :由hW=hL-hOW，选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即：hOW=(2.84/1000)*E*(Lh/lW)(2/3)近似取E=1，则hOW=0.00284*1*(0.00056*3600/0.528)(2/3)=0.0069 (m)板上清液层高度hL=60mm故hW=hL-hOW=0.06-0.0069=0.0531 (m) 弓形降液管宽度Wd和截面积Af：由lW/D=0.66，查化工原理课程设计P108，图3-10，得Af/AT=0.0722 ，则： Af=0.0363 m2Wd/D=0.124 , 则： Wd=0.124*0.8=0.0992 (m)验算液体在降液管中停留时间，即：=3600AfHT/Lh=3600*0.0363*0.5/(0.00056*3600)=19.45s5(s)故降液管设计合理。 降液管底隙高度h0：取降液管底隙的流速u0=0.08m/s,则：h0=Lh/3600lWu0=0.00056*3600/(3600*0.528*0.05)=0.013 (m)hW-h0=0.0531-0.013=0.0401 (m)0.006 (m)故降液管底隙高度设计合理。因为塔径=800mm600mm，所以选用凹形受液盘，深度为50mm。3.2.4.塔板布置塔板的分块因为塔径800，故塔板采用分块式。查化工原理课程设计P117，表3-7得，塔板分为3块。边缘区宽度确定：取Ws=Ws=0.065m , Wc=0.035 m开孔区面积计算。开孔区面积Aa=其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.4-(0.992+0.065)=0.2358 (m)r= D/2-Wc=0.4-0.035=0.365 (m)故Aa=2*(0.2358*(0.3652-0.23582)0.5+3.14/180*0.3652*sin-1(0.2358/0.365)=0.224(m2) 筛孔计算及其排列。由于苯甲苯物系没有腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔径d0=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：t=3d0=15mm筛孔数目n为：n=1.155Aa/t2=1.155*0.2240/0.0152=1150(个)开孔率为：=A0/Aa=0.907(d0/t)2 =0.907*(5/15)2=10.1%气体通过筛孔的气速为：筛孔气速u0=VS/A0=0.309/(0.101*0.224)=13.66 (m/s) 3.3精馏段塔板的流体力学校核3.3.1.塔板压降1.塔板压降干板阻力hc计算。干板阻力：由d0/=5/3=1.67，查课程设计P112，图3-14得，C0=0.772故hc=0.051*2.91/872.18*(13.66/0.772)2=0.0533(m液柱)气体通过液层的阻力hl计算。hl=hLua=VS/(AT-Af)=0.309/(0.5024-0.0363)=0.663 (m/s)Fo=0.663*2.911/2=1.13 kg1/2/(sm1/2)查图3-15，得=0.63故hl=hL=(hW+hOW)=0.63*0.05=0.0315 (m液柱)液体表面张力的阻力h = 4L/Lgd0=4*20.745*10(-3)/(803.92*9.81*0.005)=0.002 (m液柱)气体通过每层塔板的压降为： pP=hPLg=(hc+hl+h)Lg=(0.0533+0.0315+0.002)*872.18*9.81=742.67Pa0.7(kPa)3.3.3液沫夹带由于塔径1600mm，所以液面落差忽略不计。eV=5.7*10(-6)/ L (ua/(HT-2.5hL)3.2=5.7*10(-6)/20.92*10-3*(0.663/(0.3-2.5*0.05)3.2=0.0190.1(kg液/kg气) 所以液沫夹带eV 在允许范围内。3.3.4漏液漏液点气速u0,min=4.4C0=5.91 (m/s) 1.5 故无明显漏液3.3.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应该满足：Hd（HT+hW）苯甲苯物系属于一般物系，取=0.5，则：（HT+hW）=0.5*(0.3+0.0531)=0.177而 Hd=hP+hL+hd板上不设进口堰，hd=0.153*0.082=0.001 (m液柱)Hd=0.0868+0.05+0.001=0.1378 (m液柱) 5(s)故降液管设计合理。 降液管底隙高度h0：取降液管底隙的流速u0=0.08m/s,则：h0=Lh/3600lWu0=0.00185*3600/(3600*0.66*0.08)=0.035 (m)hW-h0=0.047-0.035=0.0104 (m)0.012 (m)故降液管底隙高度设计合理。因为塔径=800mm600mm，所以选用凹形受液盘，深度为50mm。4.2.3塔板布置塔板的分块因为塔径800，故塔板采用分块式。查化工原理课程设计P117，表3-7得，塔板分为3块。边缘区宽度确定：取Ws=Ws=0.052m , Wc=0.035 m开孔区面积计算。开孔区面积Aa=其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.5-(0.124+0.065)=0.311 (m)r= D/2-Wc=0.5-0.035=0.465 (m)故Aa=2*(0.311*(0.4652-0.3112)0.5+3.14/180*0.3112*sin-1(0.311/0.465)=0.532(m2) 筛孔计算及其排列。由于苯甲苯物系没有腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔径d0=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：t=4d0=20mm筛孔数目n为：n=1.155Aa/t2=1.155*0.532/0.0152=1536 (个)开孔率为：=A0/Aa=0.907(d0/t)2 =0.907*(20/5)2=5.7%气体通过筛孔的气速为：筛孔气速u0=VS/A0=0.41696/(0.057*0.532)=10.38 (m/s)4.3提镏段塔板的流体力学校核4.3.1.塔板压降干板阻力hc计算。干板阻力：由d0/=5/3=1.67，查课程设计P112，图3-14得，C0=0.772故hc=0.051*3.38/953.52*(10.38/0.772)2=0.0326(m液柱)气体通过液层的阻力hl计算。hl=hLua=VS/(AT-Af)=0.315/(0.785-0.0567)=0.433 (m/s)Fo=0.433*=0.796 kg1/2/(sm1/2)查图3-15，得=0.69故hl=hL=0.69*0.06=0.0414(m液柱)液体表面张力的阻力h = 4L/Lgd0=4*20.64*10(-3)/(953.52*9.81*0.005)=0.0018(m液柱)气体通过每层塔板的压降为： pP=hPLg=(hc+hl+h)Lg=(0.0326+0.0414+0.0018)*953.52*9.81=709Pa0.7(kPa)4.3.2.液面落差由于塔径1600mm，所以液面落差忽略不计。4.3.3液沫夹带液沫夹带量：eV=5.7*10(-6)/ L (ua/(HT-2.5hL)3.2=5.7*10(-6)/20.64*10(-3)*(0.433/(0.35-2.5*0.06)3.2=0.00330.1(kg液/kg气) 所以液沫夹带eV 在允许范围内。4.3.4漏液漏液点气速u0,min=4.4C0=6.145 (m/s) 1.5 故无明显漏液4.3.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应该满足：Hd （HT+hW）苯甲苯物系属于一般物系，取=0.5，则：（HT+hW）=0.5*(0.35+0.047)=0.1985而 Hd=hP+hL+hd板上不设进口堰，hd=0.153*0.082=0.001 (m液柱)Hd=0.0785+0.06+0.001=0.1368 (m液柱) 800mm,所以去裙座壁厚为16mm基础环内径：Dbi=(1000+2*16)-0.2*1000=832 mm基础环外径：Dbi=(1000+2*16)+0.2*1000=1232 mm圆整：Dbi=900mm，Dbo=1200mm，基础环厚度，考虑到汽蚀余量取10mm，由于塔底有再沸器，故取裙座高度为3m。5.5吊住因塔高15m,所以不设置吊柱5.6人孔人孔是安装或者检修人员进出塔的唯一通道，设置人孔处塔间距大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔10个塔板才设置一个人孔。本塔中共14块塔板，需设置1个人孔，每个孔径为450mm，在设置人孔处，板间距为800mm裙座上应开2个人孔，直径为450mm人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。5.7塔总体高度的设计塔顶高度本设计中取塔顶高度为3.0倍的HT，即为0.9m。塔底部空间高度釜液停留时间t为5min。HB=(tLs*60-RV)/AT+0.6=(5*0.00185*60-0.142)/0.785+0.6=1.13(m)塔体高度Hl=HTN=0.3*(7-1)+0.35*（7-1）+0.8*1=4.7(m)H=Hl+HB+H裙+H封+H顶=4.7+1.13+3+0.225+0.9=9.995 （m）六.辅助设备选型与计算61冷凝器的选择本设计取传热系数K=2926J/(m2h)出料液温度：80.15(饱和气)80.15(饱和液)冷却水温度：2035逆流操作：t1=60.15, t2=45