化工原理课程设计苯-氯苯

化工原理课程设计目 录第1章 设计方案的确定21.1精馏操作21.2工艺流程的确定21.3 操作条件的确定31.3.1操作压力的确定31.3.2进料的热状况41.3.3 精馏塔加热与冷却介质的确定41.3.4热能的利用情况4第2章 浮阀精馏塔的工艺设计52.1物料衡算52.2实际塔板数的计算62.2.1回流比的选择62.2.2理论塔板数和实际塔板数的确定82.2.3工艺条件物性数据92.3 浮阀塔主要尺寸的设计计算112.3.1塔的有效高度和板间距的初选112.3.2塔径112.4 塔板结构及计算112.4.1塔板参数112.4.2浮阀数目与排列122.4.3塔板流体力学验算132.4.3塔板流体力学验算142.4.4塔板负荷性能图16第3章 精馏装置的附属设备设计193.1原料预热器19设计结果评价及自我总结26附录A符号说明27附录B带控制点的工艺流程图291第1章 设计方案的确定 1.1 精馏操作本次设计的物系是苯和氯苯，由于两物系的沸点不同，加热后会造成气液两相，利用两组分的相对挥发度的不同可将两组分分离。因此本次设计采用板式精馏塔操作完成分离任务。 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶全凝器/冷凝器。1.2工艺流程的确定首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与苯的分离。 本设计采用浮阀塔。浮阀塔是在泡罩塔和筛板塔基础发展起来的，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，成为国内应用最广泛的塔型。浮阀塔具有以下优点：1）生产能力由于浮阀塔板具有较大的开孔率，故其生产能力比泡罩塔的大20%40%,与筛板塔相近。2）操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的负荷波动范围比泡罩塔和筛板塔都宽。3）塔板效率高，因上升其他以水平方向吹入液层，故气液接触时间较长而雾沫夹带量较小，板效率较高。4）气体压强降及液面落差较小，因为气液流过浮阀塔板时所遇阻力较小，故气体压强降及板上的液面落差都比泡罩塔小。5）塔造价低，因为结构简单，易于制造，浮阀塔造价较为一般，为泡罩塔的60%80%，为筛板塔的120%130%。F1型浮阀塔结构简单，易于制造，应用最为普遍，为定型产品，阀片带有三个腿，插入阀孔内将各推脚底外翻，用以限制操作时阀片在板上升起的最大高度，阀片周围有三块略向下弯的定距片，以保证阀片的最小开启高度。任务说明本次设计任务为苯-氯苯物系连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下： 原料苯含量：质量分率= 34% 原料处理量：6.5万吨/年 产品要求：塔顶产品组成不低于96%塔顶轻组分回收率98%1.3 操作条件的确定 1.3.1操作压力的确定 在精馏操作中，压力的影响非常大。当压力增大的时候，混合液的相对挥发度减小，这样有可能会使得汽相和液相的组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小的时候，混合液的相对挥发度增大，值偏离1的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。在实际设计中，要充分考虑这两个方面的影响，我们一般采用的是常压精馏。如果在常压下无法完成操作，可以在一定条件下进行小幅度的减压或者增压来改变混合液的相对挥发度，实现精馏分离。对于甲醇水二元混合物系统在常压的情况下，相对挥发度的差异很大，容易分离。因此在考虑多方面因素之后，本设计采用的常压精馏，即塔顶的操作压力控制在101.325kpa下。由于本设计精馏塔不是很高，故可近似忽略每层塔板的压降。在实际计算当中，将全塔近似看做是在恒压下操作。1.3.2进料的热状况精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受厦门四季变化的温度影响，而且在恒摩尔流假设下，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便1.3.3 精馏塔加热与冷却介质的确定 在实际加热中，由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确控制加热温度。因此，本设计是以150 总压是500kpa的饱和水蒸汽作为加热介质。水蒸气容易获取，环保清洁不产生环境污染，并且不容易使管道腐蚀，成本降低。 冷却介质一般有水和空气。在选择冷却介质的过程中，要充分考虑当地的气候状况。锦州市地处东北，属季风气候。二月最冷, 平均气温-10；八月份最热，平均气温30。因此，考虑选用25的冷却水，升温15，冷却器出口温度40。1.3.4热能的利用情况 本设计选用的是间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交换。这样减少了理论板数，从而降低了成本。 本次设计的工艺操作条件如下： 常压精馏，塔顶全凝，塔底直接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.12）。第2章 浮阀精馏塔的工艺设计2.1 物料衡算1. 料液及塔顶产品含苯的摩尔分率根据工艺的操作条件可知： 料液流量=9027.778 kg/h苯和氯苯的相对分子质量分别为3877.486 kg/h、5150.292 kg/h料液中易挥发组分的质量分数 42.6%； 摩尔分率为 塔顶产品质量分数取为 96%，摩尔分率为 2.平均分子量 kg/kmol kg/kmol kg/kmol 3、物料衡算 由公式 0.98 可得 kmol/h kmol/h kmol/h2.2实际塔板数的计算2.2.1回流比的选择根据物性数据表查出温度为80.1，85，90，100，110，120，131.7时苯和氯苯的饱和蒸汽压 运用试差法可求出， 温度/80.1859095100110120131.7101.33118.56136.11158.08180.08231.3296.4389.9419.7523.9228.1833.8339.48154.2073.02103.33x1.0000.820.680.5430.4400.2660.1270y1.0000.960.9130.8470.7820.6070.47005.134.964.834.674.564.274.063.85表2-2-1苯和氯苯蒸汽表根据t-x-y图如下 求得 因为泡点进料，所以进料热状态 q=1 = =0.426 气液平衡方程得 2-2-1 图 t-x-y 最小回流比回流比 取2.2.2理论塔板数和实际塔板数的确定（1） 最小理论塔板数的确定 （2） 理论塔板数的确定（3） 加料板位置的确定 由精馏段与提留段操作线公式 可得 由下面两个公式迭代 最终得到 ， 第四块板为加料板，即精馏段板数为3，提留段板数为4.15 全塔效率 , mpa/s %（4） 实际塔板数的确定精馏段： 层 提留段： 层2.2.3工艺条件物性数据（1） 平均分子量 精馏段： ， kg/kmol kg/kmol 进料： , 精馏段平均分子量： kg/kmol kg/kmol（2） 平均密度 液相密度 精馏： 加料： 精馏段平均液相密度： 气相密度 （3） 液体表面张力 mN/m mN/m mN/m mN/m 精馏 mN/m 进料 mN/m 精馏段平均张力： mN/m（4） 液体粘度 mpa/s mpa/s mpa/s mpa/s 精馏 mpa/s 进料 mpa/s 精馏段平均粘度： mpa/s（5） 精馏段气液负荷计算 kmol/h /s kmol/h /s /s2.3 浮阀塔主要尺寸的设计计算2.3.1塔的有效高度和板间距的初选根据所设计的分离的物系，选取 m ，8.32.3.2塔径取板上液层高度 m m 查图得到 ,校正到表面张力为23.75 mN/m 时， mN/m m/s 取安全系数为0.70时， m/s 按标准塔径圆整为1.2 m，则空塔气速为 0.803 m/s。2.4 塔板结构及计算2.4.1塔板参数本次设计中浮阀塔采用单溢流，弓形降液管，不设进口堰和受液盘（1） 溢流装置 选用单溢流单溢流型塔板溢流堰长一般取（0.60.8D）,本塔取m出口堰高 （2） 平直堰 m m（3） 弓形降液管宽度和面积：根据与、的关系查图可得 , m m验算液体在降液管中停留时间，即 s 所以符合要求。（4） 降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 m ， m 所以符合要求。（5） 塔板布置 m 采用分板式塔板浮阀数目与排列2.4.2浮阀数目与排列(1)取边缘宽度 m ,安定区域宽度 m 鼓泡区域面积 m m m(2)阀孔取, 阀孔气速： m/s所以每层板上开孔数： 因此需开孔126个。浮阀排列港市采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距 m m考虑到塔的直径较大，必须采用分块式板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用85 mm，而应小于此值，故取 m按 mm, mm,以等腰三角形叉排方式作图（见本例附图），排的阀数130个。按重新核算孔数及阀孔动能因数： m/s 阀孔动能因数的变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率2.4.3塔板流体力学验算(1)气体通过浮阀塔的压强降 即， 干板阻力： m/s m液柱板上充气液层阻力：本设备分离本设备分离苯和氯苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 m液柱 液体表面张力所造成的阻力：阻力很小，忽略不计因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为 m液柱 图2-4-22.4.3塔板流体力学验算(1)气体通过浮阀塔的压强降 即， 干板阻力： m/s m液柱板上充气液层阻力：本设备分离本设备分离苯和氯苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 m液柱 液体表面张力所造成的阻力：阻力很小，忽略不计因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为 m液柱 kpa 所以符合条件。 (2)淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度， 与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度 m液柱, 液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故 m液柱 板上液层高度： m, 则 m，取 m 符合防止淹塔的要求。(3)雾沫夹带 取物性数据 泛点率 泛点率 板上液体流径长度 m 板上液流面积 m2 泛点率 泛点率 计算的结果都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足0.1 kg(液)、kg/（气）的要求。2.4.4塔板负荷性能图(1)雾沫夹带线 泛点率 按泛点率80%计算如下 泛点率 整理得m3/s (2) 液泛线 = 由此式确定液泛线，忽略式中， 因物系一定，塔板结构尺寸一定，则、等都为定值，而与又有如下关系，即 ，式中阀孔数N与孔径亦为定值，因此可将上式简化成与的如下关系式：，即 ，在操作范围内任取若干个，依此式算出值列于本例附表中 表2-4-4 -关系表/m3/s0.0010.0030.005/m3/s1.341.211.07据表中数据做出液泛线。(3)液相符合上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3至5s,依液体在降液管内停留时间为 以 s作为液体在降液管中停留时间的下限， 则， m3/s(4)漏液线 对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则 m3/s (5)液相负荷下限线 取堰上液层高度 m 取,则 m3/s(6)操作弹性 所以符合性能图如下 图2-4-4 负荷性能图第3章 精馏装置的附属设备设计3.1 原料预热器3.1.1 初选和初算预热器的规格(1)计算热负荷和饱和蒸汽流量 , 选用0.9Mpa的饱和蒸汽加热物料，则 kj/kg 水蒸气流量为 kg/h (2)初选预热器的规格。根据两流体的情况，假设 ,故 m2 ，由于 50 ，因此需考虑热补偿。据此，由换热器系列标准中选定F500 有关参数见本例附表 表3-1-1 换热器壳径/mm公称压强/Mpa公称面积/m2管程数5002.550.44管子尺寸/mm管长/mm管子总数管子排列方法4500192 正方形斜转45实际传热面积 m2 若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为 3.1.2核算压强降 (1)管程压强降 m2 m/s (完全湍流) 设管壁粗糙度 mm，由关系图中查的 =0.34 , pa pa pa 符合要求 (2)壳程压强 , 管子为正方形斜转45排列， 取折流板间距 m 壳程流通面积 m2 m/s pa pa pa 计算表明，管程和壳程压强降都能满足题设要求。3.1.3 核算总传热系数(1)管程对流传热系数 (2) 壳程对流传流系数 ， m/s2 , , , =10056 污垢热阻 (3) 总传热系数 3.2 管路设计 (1) 塔顶蒸汽出口管径 kmol/h kg/m3 m3/s m/s m(2) 釜液排除管口 kmol/h , kg/m3 m3/s m/s m (3) 回流液管径 kmol/h (4) 进料管径 kmol/h , m3/s m控制方案离心泵的流量控制控制泵的出口阀门开度（直接节流）控制原理：改变控制阀压降从而改变工作点，关小控制阀压降增加，流量下降压头上升。特点：控制阀安装在泵出口，可防止气缚和气蚀。节流装置安装在阀上游，有利于提高测量精度。通过控制泵出口阀来控制流量的方法如图1所示。当干扰作用使被控变量（流量）发生变化偏离给定值时，控制器发出控制信号，阀门动作，控制结果是流量回到设定值。 图1 参 考 文 献 1 陈敏恒等.化工原理（下册）.北京：化学工业出版社，2000 2 时钧等主编.化学工程手册，上卷.北京：化学工程出版社，19963 谭天恩，麦本熙，丁慧华编.化工原理（下册）.第2版.北京：化学工业出版社，19904 机械工程手册、化学工程手册编辑委员会编.机械工程手册（第12卷 通用设备卷）.第2版.北京：机械工业出版社，19975 柴诚敬等.化工原理课程学习指导.天津：天津大学出版社，20036刁玉玮, 王立业, 喻建良. 化工设备机械基础. 大连, 大连理工出版社, 2006, 127贾绍义. 化工原理课程设计. 天津, 天津大学出版社, 20028蔡纪宁, 张秋翔. 化工设备机械基础课程设计指导书 化学工业出版社, 2000 设计结果评价及自我总结这次化工原理课设是我学到了许多东西，先说说在课设过程中遇到的学习上的问题吧！在实际计算过程中，我还发现由于没有及时将所得结果总结，以致在后面的计算中不停地来回翻查数据，这会浪费了大量时间。由此，我在每章节后及时地列出数据表，方便自己计算也方便读者查找。在一些应用问题上，我直接套用了书上的公式或过程，并没有彻底了解各个公式的出处及用途，对于一些工业数据的选取，也只是根据范围自己选择的，并不一定符合现实应用。因此，一些计算数据有时并不是十分准确的，只是拥有一个正确的范围及趋势，而并没有更细地追究下去，因而可能存在一定的误差，影响后面具体设备的选型。如果有更充分的时间，我想可以进一步再完善一下的。 说完学习，再说一说自己课设即将结束的这个时候，通过本次课程设计的训练，也让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我的继续学习是一个很好的指导方向，我了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。 最后，我还要感谢我的指导老师老师对