苯氯苯分离精馏塔-浮阀塔设计化工原理课程设计.doc

课程设计说明书 课程设计名称课程设计名称 化工原理课程设计 课程设计题目课程设计题目 苯-氯苯混合液浮阀式精馏塔设计 姓姓 名名 学学 号号 专专 业业 班班 级级 指导教师指导教师 提交日期提交日期 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 (一一)设计题目设计题目 苯苯-氯苯连续精馏塔的设计氯苯连续精馏塔的设计 (二二)设计任务及操作条件设计任务及操作条件 设计任务设计任务 (1)原料液中含氯苯 42%(质量)。 (2)塔顶馏出液中含氯苯不得高于 2(质量)。 (3)年产纯度为 99.8的氯苯吨 1200 吨 操作条件操作条件 (1)塔顶压强 4KPa(表压)，单板压降小于 0.7KPa。 (2)进料热状态 :露点进料。 (3)回流比 R=（1.1-3）Rmin。 (4)塔底加热蒸汽压强 0.5 MPa(表压) 设备型式设备型式 F1 型浮阀塔 设备工作日：每年 300 天，每天 24 小时连续运行。 （三）设计内容（三）设计内容 1） 设计说明书的内容 1) 精馏塔的物料衡算； 2) 塔板数的确定； 3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 9) 辅助设备的设计与选型 2设计图纸要求： 1) 绘制工艺流程图 2) 绘制精馏塔装置图 （四）参考资料（四）参考资料 1物性数据的计算与图表 2化工工艺设计手册 3化工过程及设备设计 4化学工程手册 5化工原理 苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 其他物性数据可查有关手册。 目录目录 前前 言言 .6 1设计方案的思考.6 2.设计方案的特点.6 3工艺流程的确定.6 一设备工艺条件的计算一设备工艺条件的计算 .8 1设计方案的确定及工艺流程的说明.8 2全塔的物料衡算.8 2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率.8 2.2 平均摩尔质量.8 2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率.8 3塔板数的确定.9 3.1 理论塔板数 T N 的求取.9 3.2 确定操作的回流比 R.10 3.3 求理论塔板数.11 3.4 全塔效率 T E .12 3.5 实际塔板数 p N （近似取两段效率相同）.13 4操作工艺条件及相关物性数据的计算.13 4.1 平均压强 m p .13 4.2 平均温度 m t.14 4.3 平均分子量 m M .14 4.4 平均密度 m .15 4.5 液体的平均表面张力 m .16 4.6 液体的平均粘度 mL , .17 4.7 气液相体积流量.18 6 主要设备工艺尺寸设计.19 6.1 塔径.19 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算.20 7.1 溢流装置.20 7.2 塔板布置.23 二二 塔板流的体力学计算塔板流的体力学计算 .25 1 塔板压降.25 2 液泛计算.27 3 雾沫夹带的计算.28 4 塔板负荷性能图.30 4.1 雾沫夹带上限线.30 4.2 液泛线.31 4.3 液相负荷上限线.32 4.4 气体负荷下限线（漏液线）.33 4.5 液相负荷下限线.33 三三 板式塔的结构与附属设备板式塔的结构与附属设备 .35 1 塔顶空间.35 2 塔底空间.36 3 人孔数目.36 4 塔高.36 浮阀塔总体设备结构简图：浮阀塔总体设备结构简图： .37 5 接管.38 5.1 进料管.38 5.2 回流管.38 5.3 塔顶蒸汽接管.39 5.4 釜液排出管.39 5.5 塔釜进气管.40 6 法兰.40 7 筒体与封头.41 7.1 筒体.41 7.2 封头.41 7.3 裙座.41 8 附属设备设计.41 8.1 泵的计算及选型.41 8.2 冷凝器.42 8.3 再沸器.43 四四 计算结果总汇计算结果总汇 .44 五五 结束语结束语 .45 六六 符号说明：符号说明： .45 前前 言言 1 1设计方案的思考设计方案的思考 通体由不锈钢制造，塔节规格 25100mm、高度 0.51.5m，每段塔节可 设置 12 个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产 品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶 冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量 可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自 动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室 温300范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的 温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜 压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。 2.2.设计方案的特点设计方案的特点 浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔 板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜 处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触 需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对比，而且更 可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真 空操作。 3 3工艺流程工艺流程的确定的确定 原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔 F1 型浮阀塔） ，塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流 液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气 相流，塔釜残液送至废热锅炉。 以下是浮阀精馏塔工艺简图 一设备工艺条件的计算一设备工艺条件的计算 1 1设计方案的确定及工艺流程的说明设计方案的确定及工艺流程的说明 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 馏过程。设计中采用泡点进料（q=1） ，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全塔的物料衡算全塔的物料衡算 2.12.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78.11 kg/kmol 和 112.61kg/kmol。 666. 0 61.112/4211.78/58 11.78/58 F x 986 . 0 61.112/211.78/98 11.78/98 D x 00288 . 0 61.112/ 8 . 9911.78/2 . 0 11.78/2 . 0 W x 2.22.2 平均摩尔质量平均摩尔质量 ol89.61kg/km压112.610.666)压(1压0.66678.11压 MF kg/kmol59.7861.112986 . 0 1986 . 0 11.78 D M kg/kmol 5 . 11261.11200288 . 0 100288 . 0 11.78 W M 2.32.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件：一年以 300 天，一天以 24 小时计，有： hkg /67.16624h)(3001200000kg/W,全塔物料衡算： 釜液处理量 hkmolW/48 . 1 5 . 112 67.166 总物料衡算 WDF 苯物料衡算 WDF00288 . 0 986. 0666 . 0 联立解得 kmol/h 3.06 D kmol/h 4.54 F 3 3塔板数的确定塔板数的确定 3.13.1 理论塔板数理论塔板数 T N 的求取的求取 1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取yx 依据 BABt ppppx/， tA pxpy/ ，将所得计算结果列表如下： 表 3-1 相关数据计算 温度/ 8090100110120130140 苯 760102513501760225028402900 i p 氯苯 148205293400543719760 x10.6770.4420.2650.1270.0190 两相 摩尔 分率y10.9130.7850.6140.3760.0710 相对 挥发 度 o A o B P P 5.1351 54.60754.44.14363.94993.8157 本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压） ，而表中所给为常压下的 相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对yx 平衡关系的影响完全 可以忽略。 平均相对挥发度436 . 4 ，则，汽液平衡方程为： x x x x y 436 . 3 1 436 . 4 ) 1(1 3.23.2 确定操作的回流比确定操作的回流比 R R 将表 3-1 中数据作图得yx 曲线。 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 00.10.20.30.40.50.60.70.80.91 x y y=x f(x) 图 3-1 苯氯苯混合液的 xy 图 在yx 图上，因1q，查得926 . 0 e y，而666 . 0 Fe xx，986 . 0 D x。故有： 231 . 0 666. 0926 . 0 926. 0986 . 0 ee eD m xy yx R 考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的 2.485 倍，即：573 . 0 231 . 0 485 . 2 485 . 2 m RR 求精馏塔的汽、液相负荷 kmol/h 1.753.060.573RDL kmol/h 4.813.061)(0.5731)D(RV kmol/h 6.294.541.75FLL ， kmol/h 4.81VV ， 3.33.3 求理论塔板数求理论塔板数 精馏段操作线：627 . 0 364 . 0 11 x R x x R R y D 提馏段操作线：307 . 0 308. 1 x V W x V L y xw 提馏段操作线为过00288. 0 ,00288 . 0 和881. 0 ,737 . 0 两点的直线。 采用图解法求理论板层数,在 x-y 图上作平衡曲线和对角线，并依上述方法作精 馏段操作线和提镏段。从)986. 0 ,986 . 0 ( D x开始，在精馏段操作线与平衡线之 间绘由水平线和铅垂线构成的梯级。当梯级跨过两操作线交点)890. 0 ,737 . 0 (d时， 则改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点 )00288. 0 ,002888 . 0 ( W x为止。用 Excel 作图，各梯级的坐标如下： 表 3-2 相关数据计算 xy 精馏段 0.9860.986 0.943440.986 0.943440.9677184 0.8730630.9677184 0.8730630.937488 0.7627760.937488 0.7627760.8901142 提镏段 0.628830.8901142 0.628830.7558743 0.4005070.7558743 0.4005070.4812013 0.1719810.4812013 0.1719810.2062848 0.0538910.2062848 0.0538910.0642218 0.0135890.0642218 0.0135890.0157384 0.0030680.0157384 0.0030680.0030813 x0.002880.0024730.010878 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 00.10.20.30.40.50.60.70.80.91 x y f(x) 精馏段 提镏段 y=x 水平铅锤线 图 3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解 按上法图解得到： 总理论板层数 9 T N块（包括再沸器） 加料板位置 4 F N 3.43.4 全塔效率全塔效率 T E 选用 mT Elog616 . 0 17 . 0 公式计算。该式适用于液相粘度为 0.071.4mPas 的烃类物系，式中的 m 为全塔平均温度下以进料组成表示的 平均粘度。 查图一，由Dx=0.986 Wx=0.00288 查得塔顶及塔釜温度分别为： tD=80.43 W t=138.48， 全塔平均温度 m t=(tD+ W t)/2=(80.43+138.48)/2=109.5 根据表 3-4 表 3-4 苯-氯苯温度粘度关系表 温度 20406080100120140 苯 粘度 mPas 0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184 氯苯 粘度 mPas 0.750.560.440.350.280.240. 利用差值法求得：smPa24 . 0 A ，smPa261 . 0 B 。 25 . 0 728 . 0 126 . 0 728 . 0 24 . 0 1 FBFAm xx 63 . 0 25 . 0 log616 . 0 17 . 0 log616 . 0 17 . 0 mT E 3.53.5 实际塔板数实际塔板数 p N （近似取两段效率相同）（近似取两段效率相同） 精馏段：35 . 6 63 . 0 /4 1 p N块，取6 1 p N块 提馏段：21.1353 . 0 /7 2 p N块，取14 2 p N块 总塔板数20 21 ppp NNN块 4 4操作工艺条件及相关物性数据的计算操作工艺条件及相关物性数据的计算 4.14.1 平均压强平均压强 m p 取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。 塔顶：kPa 3 . 1054 3 . 101 D p 加料板：kPa 5 . 10967 . 03 .105 F p 塔底： kPa 3 . 119147 . 0 5 . 109 W p 精馏段平均压强kPa4 .1072/ 5 . 109 3 . 105p 提镏段平均压强kPa 4 . 1142/ 3 . 119 5 . 109 p 4.24.2 平均温度平均温度 m t 利用表 3-1 数据，由拉格朗日差值法可得 塔顶温度 1986 . 0 80 677 . 0 1 9080 D t ,43.80 D t 加料板 1737 . 0 80 677 . 0 1 9080 F t ，14.88 F t 塔底温度 019 . 0 00288 . 0 130 0019 . 0 140130 W t ，48.138 W t 精馏段平均温度 29.842/14.8843.80 m T 提镏段平均温度 3 .1132/14.8848.138 m T 4.34.3 平均分子量平均分子量 m M 精馏段： 29.84 m T 液相组成： 1 8029.84 1677 . 0 8090 1 x ，861 . 0 1 x 气相组成： 1 8029.84 1913. 0 8090 1 y ，963 . 0 1 y 所以kmolkgML/91.82861 . 0 161.112861 . 0 11.78 kmolkgMV/39.79963 . 0 161.112963 . 0 11.78 提镏段：3 .113 m T 液相组成： 265 . 0 110 3 . 113 0127 . 0 265 . 0 120110 2 x ，219. 0 2 x 气相组成： 614 . 0 110 3 . 113 376 . 0 614 . 0 120110 2 y ，535 . 0 2 y 所以 kmolkgML/ 5 . 105219 . 0 161.112219 . 0 11.78 kmolkgMV/15.94535 . 0 161.112535 . 0 11.78 4.44.4 平均密度平均密度 m 4.4.1 液相平均密度 mL , 表 4-1 组分的液相密度（kg/m3） 温度， （） 8090100110120130140 苯 817805793782770757745 氯苯 1039102810181008997985975 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 ： t A 187 . 1 912 推荐：t A 1886 . 1 13.912 氯苯 ： t B 111 . 1 1127 推荐：t B 0657 . 1 4 .1124 式中的 t 为温度， 塔顶： 3 , kg/m 5 . 81643.801886 . 1 13.9121886 . 1 13.912t ALD 3 , kg/m 7 . 103843.800657 . 1 4 . 11240657 . 1 4 . 1124t BLD 3 , , kg/m 0 . 820 7 . 1038 02 . 0 5 . 816 98. 01 mLD BLD B ALD A mLD aa 进料板： 3 , kg/m 4 . 80714.881886 . 1 13.9121886 . 1 13.912t ALF 3 , kg/m 5 . 103014.880657 . 1 4 . 11240657 . 1 4 . 1124t BLF 3 , , kg/m 6 . 871 5 . 1030 34 . 0 4 . 807 66 . 0 1 mLF BLF B ALF A mLF aa 塔底： 3 , kg/m 5 . 777 3 . 1131886 . 1 13.9121886 . 1 13.912t ALW 3 , kg/m 7 . 10033 .1130657 . 1 4 .11240657. 1 4 . 1124t BLW 3 , , kg/m 1 . 1003 7 . 1003 998 . 0 5 . 777 002 . 0 1 mLW BLW B ALW A mLW aa 精馏段： 3 kg/m 8 . 8452/ 6 . 871 0 . 820 L 提镏段： 3 kg/m 4 . 9372/ 1 . 1003 6 . 871 L 4.4.2 汽相平均密度 mV , 精馏段： 3, kg/m87 . 2 29.84273314 . 8 39.79 4 . 107 m mVm v RT Mp 提镏段： 3 , kg/m35 . 3 3 . 113273314 . 8 15.94 4 . 114 m mVm v RT Mp 4.54.5 液体的平均表面张力液体的平均表面张力 m 表 5-1 组分的表面张力 温度8085110115120131 A 苯21.220.617.316.816.315.3 B 氯苯26.125.722.722.221.620.4 液体平均表面张力依下式计算，即 iiLm x 塔顶液相平均表面张力的计算 由43.80 D t，用内插法得 2 . 21 8043.80 6 . 20 2 . 21 8580 , AD ，N/m15.21 , AD 1 . 26 8043.80 7 . 25 1 . 26 8580 , BD , mN/m07.26 , BD mN/m22.2107.26014 . 0 15.21986 . 0 m LD 进料板液相平均表面张力的计算 由14.88 D t，用内插法得 6 . 20 8514.88 3 . 17 6 . 20 11085 , AF ，N/m19.20 , AF 7 . 25 8514.88 7 . 22 7 . 25 11085 , BF , mN/m32.25 , BF mN/m54.2132.25263 . 0 19.20737. 0 m LF 塔底液相平均表面张力的计算 由3 .113 W t，用内插法得 3 . 17 110 3 . 113 8 . 16 3 . 17 115110 , AW ，N/m97.16 , AW 7 . 22 110 3 . 113 2 . 22 7 . 22 115110 , BW , mN/m37.22 , BW mN/m35.2237.2299712 . 0 97.1600288 . 0 m LW 精馏段液相平均表面张力为 mN/m38.212/ )54.2122.21( L 提镏段液相平均表面张力为 mN/m02.222/ )54.21 5 . 22( L 4.64.6 液体的平均粘度液体的平均粘度 mL , 表三 不同温度下苯氯苯的粘度 温度 t， 6080100120140 苯 mPas 0.3810.3080.2550.2150.184 氯苯 mPas 0.5150.4280.3630.3130.274 液相平均粘度可用 lglg Lmii x 表示 4.6.1 塔顶液相平均粘度 308 . 0 8043.80 308 . 0 255 . 0 80100 A ，smPa A 307 . 0 428 . 0 8043.80 428 . 0 363 . 0 80100 B ，427 . 0 B 426 . 0 lg)986 . 0 1 (307 . 0 lg986 . 0 lg , mLD ，smPa mLD 308 . 0 , 4.6.2 进料板液相平均粘度 308 . 0 8014.88 308 . 0 255 . 0 80100 A ，smPa A 286 . 0 428 . 0 8014.88 428 . 0 363 . 0 80100 B ，smPa B 402 . 0 402 . 0 lg)737 . 0 1 (286 . 0 lg737 . 0 lg , mLF ，smPa mLF 313 . 0 , 4.6.3 塔底液相平均粘度 255 . 0 100 3 . 113 215 . 0 255 . 0 120100 A ， smPa A 228. 0 363 . 0 100 3 . 113 313 . 0 363 . 0 120100 B ，smPa B 332. 0 332 . 0 lg)00288 . 0 1 (228 . 0 lg00288 . 0 lg , mLF ,smPa mLF 332 . 0 , 4.74.7 气液相体积流量气液相体积流量 精馏段： 汽相体积流量/sm742 . 1 87 . 2 3600 39.7977.226 3600 3 , , mV mV s VM V 汽相体积流量/h6271.2m/sm742 . 1 33 h V 液相体积流量/sm00254 . 0 8 . 8453600 91.8239.93 3600 3 , , mL mL s LM L 液相体积流量/h9.15m/sm0024 . 0 33 h L 提镏段： 汽相体积流量/sm770. 1 35 . 3 3600 15.9477.226 3600 3 , , mV mV s MV V 汽相体积流量/h6372m/sm770 . 1 33 h V 液相体积流量/sm00853 . 0 4 . 9373600 5 . 10575.272 3600 3 , , mW mL s ML L 液相体积流量/hm 7 . 30/sm00853 . 0 33 h L 6 6 主要设备工艺尺寸设计主要设备工艺尺寸设计 6.16.1 塔径塔径 精馏段： 初选塔板间距mm450 T H及板上液层高度mm60 L h，则： m39 . 0 06 . 0 45. 0 LT hH 按 Smith 法求取允许