苯-氯苯筛板精馏塔设计说书1改.doc

湖北理工学院课程设计目录1. 基础数据21.1 组分的饱和蒸汽压21.2 组分的液相密度31.3 组分的表面张力31.4 液体粘度42. 设计方案的确定52.1 进料状态52.2 加热方式及热能的利用52.3 精馏塔的物料衡算52.3.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率52.3.2 平均摩尔质量62.3.3 料液及塔顶底产品的物料衡算63 塔板数的确定73.1 理论塔板数的求取73.2 实际塔板数94 塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算104.1 平均压力104.2 平均温度104.3 平均摩尔质量104.4 平均密度114.5 液体的平均表面张力124.6 液体的平均粘度135 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算155.1 塔径155.2 溢流装置175.3 塔板布置186 塔板上的流体力学验算206.1 气体通过筛板压降的验算206.1.1 气体通过干板的压降206.1.2 气体通过液层的阻力206.1.3 气体克服液体表面张力产生的压降216.1.4 气体通过筛板的压降（单板压降）和 216.2 雾沫夹带量的验算216.3漏液的验算216.4 液泛的验算227 塔板负荷性能图237.1 液沫夹带线237.2 液泛线237.3 液相负荷上限线247.4 漏液线257.5 液相负荷下限线257.6操作线与操作弹性258 塔的附属设备选型288.1 接管288.1.1 进料管288.1.2 回流管288.1.3 塔釜出料管288.1.4 塔顶蒸汽出料管298.1.5 塔釜进气管298.2 塔总体高度的计算298.2.1 塔的顶部空间高度298.2.2 塔的底部空间高度298.2.3 塔总体高度309 辅助设备的计算及选型319.1 换热器319.1.1 塔顶全凝器319.1.2 塔釜再沸器329.1.3 原料预热器329.1.4 产品冷却器33参考文献35结束语36符号说明371. 基础数据（计算过程所用到的基础数据来源于文献1）1.1 组分的饱和蒸汽压表1-1-1组分的饱和蒸汽压（kpa） 温度 /6080100120140苯52.19101.0180.0300.3480.2氯苯8.85019.6639.4873.02126.11.2 组分的液相密度表1-2-1 组分的液相密度（kg/m3）温度/6080 100120140苯 836.6815.0 792.5768.9744.1 氯苯 10641042 1019996.4972.9 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 氯苯 式中的t为温度，。1.3 组分的表面张力表1-3-1组分的表面张力（mN/m）温度/8085110 115 120140苯21.220.617.316.8 16.4914.17氯苯26.125.722.722.2 19.4217.32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）1.4 液体粘度表1-4-1液体粘度温度/80100120140苯0.3080.2550.2150.184氯苯0.4280.3630.3130.274 2. 设计方案的确定2.1 进料状态 不同的进料状态对塔的热负荷、塔径和所需的塔板数都有影响，但进料状态主要取决于系统的前一工序的物料状态。从设计角度来看，饱和液体进料时，精馏段和提馏段的气液流率基本相近，两塔径可以相同以便于设计和制造，操作上也比较容易控制。因此，选择饱和液体（泡点）进料。2.2 加热方式及热能的利用 釜底料液的加热方式，采用间接加热，即在塔底设再沸器加热。采用再沸器可以避免加热蒸汽冷凝产生的冷凝水与塔内的物料混合。 关于加热蒸汽温度的选择，应该考虑经济效益，传热温差不宜选取得过大，以能够使沸腾传热维持在核沸腾阶段为宜。过高的蒸汽温度或压力不仅不利于传热，而且还将导致设备费用和操作费用大大增加。2.3 精馏塔的物料衡算2.3.1 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和112.61kg/kmol。2.3.2 平均摩尔质量 2.3.3 料液及塔顶底产品的物料衡算依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：，全塔物料衡算： 解得：D=24.21 W=22.743 塔板数的确定（计算过程中所用公式来源于文献2）3.1 理论塔板数的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取，步骤如下：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依据，将所得计算结果列表如下：表3-1-1 苯-氯苯溶液的计算数据（101.33）温度/8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分数x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6130.3760.07202.确定操作的回流比R相平衡常数确定 所以相平衡方程：求最小回流比q=1=0.469 =0.796 ， =0.728； 故有： 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倍，即： 精馏塔的气、液相负荷。 求操作线方程精馏段方程：提馏段方程1：验证： =0.469交点（0.469,0.701）与W（0.286,0.0992）提馏段方程2：两条直线的误差1故提馏段方程：用逐板法计算使用操作线方程所得各板液相与气相组成如下表所示：表3-2-1 各理论板气液相组成塔板气相摩尔分数液相摩尔分数备注第1块塔板0.9860.950第2块塔板0.9660.884第3块塔板0.9300.780第4块塔板0.8720.646第5块塔板0.7980.514第6块塔板0.725进料第7块塔板0.6170.301第8块塔板0.4480.176第9块塔板0.2540.0835第10块塔板0.11250.03276第11块塔板0.03493理论板数为11块3.2 实际塔板数精馏段：提馏段： 4 塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算4.1 平均压力塔顶：每层塔板压降：进料板：塔釜压力： 精馏段平均压力：提馏段平均压力：4.2 平均温度计算（查温度组成图）：塔顶温度： 进料板温度：塔釜温度：精馏段 ：提馏段 ：4.3 平均摩尔质量塔顶： ，（查相平衡图）进料板：，（查相平衡图） 精馏段：釜底： , （查相平衡图）提馏段： 4.4 平均密度4.4.1气相密度由气体理想状态方程计算精馏段： 提馏段：4.4.2液相平均密度液相平均密度依下式计算，即： 塔顶：由,查表1.2得： 进料板：由，查表1.2得： 精馏段液相平均密度： 塔釜：由，查表1.2得： 提馏段液相平均密度：4.5 液体的平均表面张力塔顶：由，查表1.3得：；进料板：由，查表1.3得：；塔釜：由,查表1.3得： ；精馏段：提镏段：4.6 液体的平均粘度液相平均粘度依下式计算，即： 塔顶：由，查表1.4得： 进料板：由,查表1.4得： 塔底：由,查表1.4得： 故精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：5 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（计算过程中所用公式来源于文献2）5.1 塔径精馏段的气、液相体积流率为： 塔板间距，板上液层高度，则：Smith法求取允许的空塔气速， 式中，C20可由史密斯关联图得,横标的数值为： 查Smith通用关联图得负荷因子 取安全系数为0.7，则空塔气速为 精馏段的塔径圆整取。塔截面积： 校准系数： 符合要求提馏段： 横坐标数值： 取板间距 =0.06m 则 查图可知： 取安全系数为0.7，则 取整数D=0.8m 横截面积 空塔气速：校准： 符合要求精馏塔的有效高度： 总高5.2 溢流装置采用单溢流型的弓形降液管，平形受液盘，平顶方形溢流堰。且不没进口内堰。 （1）取溢流堰长 （2），取平直堰， 液流收缩，故 则E=1.025 堰上液流高度用弗朗西斯（Francis)公式计算 弓形降液管宽度和液体在降液管内的停留时间根据,差得弓形降液管的参数 则液体在降液管内的停留时间 （中度发泡系统） 降液管的底隙高度一般不宜小于20-25mm，以免太小使得塔板筛孔被铁屑堵塞或因安装偏差使液体流动不畅从而引起液泛。 为液体通过降液管底部时的流速通常取值0.07-0.4m/s，一般取0.4m/s。 本公式中取值为0.08m/s则 5.3 塔板布置5.3.1.1塔板分布 塔板采用分块式，分为3块板。5.3.1.2边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度：对于塔径2.5m以下的取安定区宽度：外堰安定区一般取70-100mm 5.3.2开孔区面积式中： 5.4 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（孔）每层塔板的开孔面积每层塔板的开孔率（应在，故满足要求）气体通过筛孔的孔速6 塔板上的流体力学验算6.1 气体通过筛板压降的验算6.1.1 气体通过干板的压降 干板压降-筛孔气速 -筛孔气体流量系数 -气相，液相密度-筛孔面积，开孔区面积 因为数值极小趋近与零，故式中孔流系数由查得出6.1.2 气体通过液层的阻力 动能因数 查表得有效液层阻力6.1.3 气体克服液体表面张力产生的压降 6.1.4 气体通过筛板的压降（单板压降）和 （满足工艺要求）。6.2 雾沫夹带量的验算有效塔截面气体速度 =0.02336kg液/kg气0.1kg液/kg气式中：，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。6.3漏液的验算漏液点的气速筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏），使 塔满足有较大的弹性。6.4 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-泡沫层相对密度：易起泡 介于0.3-0.4 一般物质 =0.5 不易起泡 介于0.6-0.7-液相流量 -底部堰长 取0.5 即满足，故不会产生液泛。7 塔板负荷性能图（计算过程中所用公式来源于文献2)7.1 液沫夹带线 由 式中， 其液沫夹带线任意取数据，结果如下：表7-1-1液沫夹带线数据记录表Ls/m3/s 0.0010.0050.010.1Vs/m3/s1.8581.8561.8551.8437.2 液泛线任意取数据，液泛线结果如下：表7-2-1液泛线数据记录表LS/m3/s0.00010.00050.0010.005Vs/m3/s0.5420.5140.4870.2447.3 液相负荷上限线液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3-5s，液体降液管内停留时间 介于3-5s。以作为液体降液管内停留时间的下限，则：7.4 漏液线由 可得： 其漏液线结果如下：表7-4-1漏液线数据记录表Ls/m3/s 0.0010.005 0.010.1Vs/m3/s0.4860.5730.6401.1047.5 液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为气相流量无关的竖直线。7.6操作线与操作弹性精馏段操作液气比 提馏段操作液气比 由以上可作出负荷性能图。由塔板负荷性能图可看出：1.在任务规定的气液负荷下的操作p处在操作区内的适中位置。2.塔板的气相负荷上限完全由液泛控制，操作下限由漏液控制；3.按固定的液气比，由图可查出塔板的精馏段气相负荷上限 ，气相负荷下限。提馏段：，。所以：精馏段操作弹性为：/4.78；提馏段操作弹性为：/4.68精馏塔设计计算结果一览表项目符号单位计算结果精馏段提馏段平均压力Kpa109.5117.2平均温度89.65 114.05平均流量气相m/s0.3980.413液相m/s0.0008740.00222实际塔板数块1210板间距mm360360塔段的有效高度Zm7.65.2塔径Dm0.80.8空塔气速ums0.7920.816塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管形式弓形弓形堰长m0.480.48堰高m0.022630.0169溢流堰宽度m0.080.08底隙高度m0.02180.0458板上清液层高度m0.03740.0246孔径mm55孔间距tmm1515孔数n个16081608开孔面积0.03160.0316筛孔气速m/s12.59512.595塔板压降Kpa0.7250.698液体降液管停留时间s11.258.31降液管内清液层高度m0.1230.118雾沫夹带eVkg液/kg气0.023360.01336负荷上限 液泛控制液泛控制负荷下限 漏液控制 漏液控制气相最小负荷m/s1.5361.401气相最大负荷m/s0.321 0.299操作弹性4.784.688 塔的附属设备选型 8.1 接管 8.1.1 进料管 进料管的要求很多，有直管进料管、弯管进料管、丁型进料管。本设计采用直管进料管，管径如下： 取u=1.0m/s ，=99.3C 故 取的热扎无缝钢管8.1.2 回流管 采用直管回流管，取 m/s故 取的热扎无缝钢管8.1.3 塔釜出料管取 m/s,直管出料=128.8， ，故 取的热扎无缝钢管8.1.4 塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速：u=55 m/s, 故 取 的热扎无缝钢管8.1.5 塔釜进气管采用直管，取气速u=60m/s, 故取 的热扎无缝钢管8.2 塔总体高度的计算8.2.1 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度H是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为1.64m。8.2.2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5 min，取塔底高度为1.54m。8.2.3 塔总体高度 塔体总高度： 9 辅助设备的计算及选型9.1 换热器9.1.1 塔顶全凝器 选用冷水换热，因水要循环利用，设水进口温度20，出口温度35。特性温度，查表2得：=80，苯的气化潜热2 （参考谭天恩等化工原理第四版上册P266附录十五） 拟定： 苯：80（g）80（l） 走壳程 冷却水： 走管程 ： 45 60冷却水用量：因 ，则 冷却水管内，有机物蒸汽走管间的传热系数为60012007，故选，则传热面积： 取安全系数为0.7，故实际所需传热面积： 选择固定管板式换热器系列：G-400-16-25 规格为：采用加热管的直径为：。具体规格见表4.1。9.1.2 塔釜再沸器塔釜液体基本上是水，釜液从液体变为同温度下的蒸汽，走管程。 采用压力为476.24kPa的水蒸气加热，T=150，采用逆流换热，走壳程。查得氯苯的汽化热 ，则交换的热量： 因管内走冷流体水，管间走热流体水蒸汽且有压强时传热系数为 250045007，选， 则换热面积为：取安全系数为0.7，则实际换热面积为：规格为：采用固定管板式换热器，加热管的直径为：，具体规格见表4.2。9.1.3 原料预热器原料加热：采用压力为270.25kPa的水蒸气加热，T=130，查得130水蒸气汽化潜热 2。原料从加热到99.3。采用逆流换热。 苯：（参考谭天恩的化工原理上册第四版P262附录十三） 氯苯： 故：总传热量Q： 水蒸气 130（g）130（l） 走壳程原料液 99.3 35 走管程 30.7 95混合液冷流体走管内，水蒸汽走管间的传热系数为6001200 W/(m2. )7，取K=1000 W/(m2. )。则传热总面积A：取安全系数为0.7，则实际换热面积：选择固定管板式换热器（JB/T4714-92）2，采用加热管的直径为：252.5mm，具体规格见表4.3。9.1.4 产品冷却器选用循环冷却水冷却塔顶产品苯。 因水要循环利用，设水进口温度25，出口温度温度35；产品从80冷却到35。特性温度： 水 查表4得： 馏出液： 产品的比热容总传热量Q： 馏出液 80 35 走壳程 冷却水 35 25 走管程 45 10混合液冷流体走管内,水蒸汽走管间的传热系数为6001200 W/(m2. )7，取。总传热面积A：取安全系数为0.7，实际传热面积： 选择固定管板式换热器（JB/T4714-92）2，采用加热管的直径为：252.5mm，具体规格见表4.4。参考文献1 刘光启主编.化学化工物性数据手册（有机卷）北京：化学工业出版社，2002.2 中国石化集团上海工程有限公司编，化工工艺设计手册（第三版）上册.北京：化学工业出版社，2003.3 王为国主编化工原理课程设计北京：化学工业出版社，20104 谭天恩、窦梅、周明华编化工原理（第四版）上册.北京：化学工业出版社 2006 结束语 通过本次课程设计，提高了我分析问题，解决问题，理论联系实际，独立思考问题等能力。本次课程设计的结果是全组成员很多天同心协力的结果。不同的分工使得我们遇到不同的困境，然而在小组成员积极的探讨之下，我们解决了一个又一个的问题。这次的课程设计不仅使我们加深了对化工原理课程中的一些精馏知识的理解，懂得了学以致用，同时，在查阅资料的同时也丰富了课外知识，为以后的毕业设计和工作打下了坚实的基础。在本次设计中我们也发现了自己的很多不足之处，知道了自己学习中的薄弱环节在哪里，对知识的掌握还存在盲点，总而言之，本次课程设计让我们获益匪浅，我们相信在以后的专业设计中能做的更好。从设计结果看，本设计基本上是可行的，但仍存在一些不足之处,在此我们将体会和不足总结如下：（1）本次设计的是苯-氯苯精馏塔，由于该物系非理想物系，所以不能用逐板法求取理论板数，因此本设计选用图解法。设计中很多数据都是由x-y图或t-x-y图读出。（2）在物性计算中，一定注意要取平均值，而不能直接应用某个温度下的物性。（3）对塔板流体力学的验算是一项繁冗而耗时的工作，因此要认真对待，仔细计算，尽力将错误减小到最低值。 （4）从设计总体看，各设计过程和结果是相互关联，相互影响的。对某一设计值若取的不好，就很有可能影响到后边乃至全设计的结果。因此，在作设计时一定要统筹全局，不能顾此失彼。 （5）本设计中对一些数据的选取均选了经验值或参考值，这使计算不够精确。实际工作中应尽量查取精确值。 符号说明