苯-氯苯筛板精馏塔的工艺设计

化工原理课程设计设计题目苯氯苯筛板精馏塔的工艺设计学院化工学院专业化学工程与工艺班级姓名指导教师定稿日期目录第1章设计任务书411设计题目412设计任务413设计内容414设计说明书4第2章设计方案的确定及流程说明6第3章精馏塔的工艺计算731精馏塔的物料衡算732塔板数的确定7321理论塔板数NT的求取7322实际塔板数NP1033塔操作工艺条件及相关物性数据的计算10331平均压强PM10332平均温度TM11333平均分子量MM12334平均密度M13335液体的平均张力M14336液体的平均粘度L,M1434精馏段的汽夜负荷计算1435板式精馏塔塔体与塔板的设计15351塔径15352塔板工艺结构尺寸的设计与计算163521溢流装置173522塔板布置1936塔板上的流体力学验算20361气体通过筛板压降HP和PP的验算20362雾沫夹带量EV的验算21363漏液的验算21364液泛的验算2137塔板负荷性能图24371雾沫夹带线24372液泛线24373液相负荷上限线25374漏液线25375液相负荷下限线2638精馏塔的设计计算结果汇总一览表3039精馏塔接管尺寸的计算32391进料管32392回流管32393塔釜出料管33394精馏塔的管口直径33395塔顶蒸气出料管33310附属设备的选择333101冷凝器的选择333102再沸器的选择34第4章设计评述36第5章参考文献37附录38第1章化工原理课程设计任务书11、设计题目苯氯苯筛板精馏塔的工艺设计。12、设计任务年处理苯氯苯混合液15万T，原料中氯苯含量为81，塔顶馏出液中氯苯含量不高于15，塔底液中氯苯含量不低于995（均为质量分数）。塔顶压强4KPA（表压）；进料热状态露点；塔釜加热蒸汽压强05MPA（表压）；单板压降07KPA；年操作时间每年300天，每天24小时。13、设计内容1、设计方案的确定及流程说明2、精馏塔的工艺计算（1）精馏塔的物料衡算；（2）塔板数的确定；（3）相关物性数据的计算；（4）板式精馏塔塔体的设计；（4）板式精馏塔塔板的设计。3、塔板的流体力学验算4、负荷性能图5、设计计算结果一览表6、精馏塔接管尺寸计算7、辅助设备的计算与选型8、绘制工艺流程图14、设计说明书的内容1、封面2、任务书3、目录4、设计方案的确定及流程说明5、精馏塔的工艺计算（物料衡算、塔板数的确定、相关物性数据的计算、板式精馏塔塔体的设计、板式精馏塔塔板的设计等）。6、设计计算结果一览表。7、附属设备的选择。8、对本设计进行评述。9、参考文献。10、附录（精馏塔工艺流程图）。成绩评定第2章设计方案的确定及流程说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），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后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。图1板式精馏塔的工艺流程简图工艺流程如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。第3章精馏塔的工艺计算31精馏塔的物料衡算F原料液流量原料液中易挥发组成的摩尔分数FXD塔顶产品流量馏出液中易挥发组成的摩尔分数DW塔底残液流量釜残夜中易挥发组成的摩尔分数WX苯的摩尔质量MA7811KG/KMOL氯苯的摩尔质量MB11256KG/KMOL25601/807/190XF985D71562/9/W平均摩尔质量H/KMOL803740182560MF4756129DL/1987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H206KMOL/8132405F物料衡算W0719D985F260KMOL/H620F4815L/D32塔板数的确定321理论塔板数的求取TN苯氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取，TN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YX依据，将所得计算结果列表如下BABTPP/TAPXY/温度，（）80901001101201301318苯760102513501760225028402900I氯苯148205293400543719760X1067704420265012700190两相摩尔分率Y1091307850614037600710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，所以其对平衡关系的影响完全YX可以忽略。2确定操作的回流比R将1表中数据作图得曲线，得YX在图上，因为要求为露点，故Q0，查得YXXE0091，YEXF02526，而XD09895，则5640912568XREDM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，则M3求理论塔板数精馏段操作线0978X1RX1YD提馏段操作线LRD9125012507214KMOL/H，Q0，W15048KMOL/H03X42185021479X4815027XWQFLXQYW由此可得苯氯苯筛板精馏塔理论塔板数的图解图解得NT8，其中，精馏段块，提馏段块，第5块为加料板位41TN32TN置。322实际塔板数P1全塔效率TE选用公式计算。该式适用于液相粘度为MLOG610700714MPAS的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为05801318106（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得，。SMPA240ASPA340B267513561FBFAMX7LOG17LOG607MTE2实际塔板数（近似取两段效率相同）PN精馏段块，取块52/4181PN提馏段块，取块8032P62总塔板数块。21PN33塔操作工艺条件及相关物性数据的计算331平均压强M精馏段取每层塔板压降为07KPA计算。塔顶KPA31054DP加料板987F平均压强A12/M提馏段取每层塔板压降为07KPA计算。进料板KPA910FP塔底KA154735W平均压强P032/M332平均温度T精馏段查温度组成图得塔顶为80，加料板为88。842/0MT提馏段查温度组成图得加料板为88，塔底为1318。9102/83MT333平均分子量MM精馏段塔顶，（查相平衡图）98501DXY9801XKG/MOL47856127,MV0,LDM加料板，（查相平衡图）9820FY5260FXKG/OL73856129817,MVM0,LD精馏段KG/MOL2/348,MVM916107,L提馏段加料板，（查相平衡图）935FY2FXKG/MOL358061293501780,MVMKG/MOL8610352601782560,MLFM塔底，（查相平衡图）19WX2WY/L4,MVKGO3125610791780,L提馏段KG/MOL62/435,MVM61,L334平均密度M精馏段1液相平均密度ML,塔顶3KG/M081761392186392,TALD90540574,B3KG/582013981,MLDBLDAMLDA进料板3/76216392,TFKG608540574,BL3/M7610381,MLFBLFAMLFA精馏段KG/472/35820,2汽相平均密度MV,3,KG/M86247318MVRTMP提馏段1液相平均密度ML,进料板3KG/580716392186392,TAF3KG/M61086571420657142,TBLF3/70381,MLFBLFAMLFA塔底3KG/58169126392,TAW957405741,BL3KG/M29830,MLWBLWAMLWA提馏段KG/52/9378,2汽相平均密度MV,3,KG/M41902731486MVRTMP335液体的平均表面张力M精馏段塔顶；（80）N/0821,ADN/M026,BDMN/29185158,ABAMX进料板；（88）/20,F/342,BF/812356070,FABAMFX精馏段MN/52/81329提馏段进料板；（88）/0,AF/34,BFMN/81235602702,FABAMFX塔底；（1318）N/315,WMN/4,BWMN/3415980420153,WABAMWX提馏段MN/89/415823336液体的平均粘度ML,精馏段塔顶查化工原理附录14，在80下有SMPA3160540985310,DBAMLDX加料板SA372568,LF精馏段SMP/7,M提馏段加料板SA37041025680,LF塔底P269857,MW提馏段SMA/937,L34汽液负荷计算精馏段汽相摩尔流率KMOL/H21507120DRV汽相体积流量/S83636,MVSM汽相体积流量/H921/S87H液相回流摩尔流率KMOL/H91450RDL液相体积流量S0378360,MLS液相体积流量/H294/S213H冷凝器的热负荷KW347260175VRQ提馏段汽相摩尔流率KMOL/H61302150FD1R1VFQV汽相体积流量/S4360933,MVSM汽相体积流量/H48/2H液相回流摩尔流率KOL/095719RDQFL液相体积流量/SMLSM液相体积流量/H925/S173H再沸器的热负荷KW50613RVQ（忽略温度压力对汽化潜热的影响）35板式精馏塔塔体与塔板的设计351塔径精馏段1初选塔板间距及板上液层高度，则M50THM60LH46LTH2按SMITH法求取允许的空塔气速（即泛点气速）MAXUFU069832170550VLS查SMITH通用关联图得0C负荷因子098259620泛点气速M/S6971832/6184709/MAXVLCU3操作气速取/S170AX4精馏段的塔径M935143/87/4UVDS圆整取，此时的操作气速M20/S2U提馏段1初选塔板间距及板上液层高度，则5TH60LH406LTH2按SMITH法求取允许的空塔气速（即泛点气速）MAXUFU104359021750VLS查SMITH通用关联图得2C负荷因子0931581903220泛点气速M/S574/591/MAXVLCU3操作气速取/S0761AX4精馏段的塔径M68510743/2/4）UVDS为加工方便，圆整取，即上下塔段直径保持一致，此时提馏段D的操作气速。M/S760352塔板工艺结构尺寸的设计与计算精馏段3521溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。（1）溢流堰长（出口堰长）WL取M410270DLW堰上溢流强度，满足筛HM/130H/6/8/3WHLL板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高WOLWH对平直堰3/2084WHWLLE由及，查夜流收缩系数计算图（化7/DL86941/607/552HL工原理图38）得，于是1（满足要求）M0/8043/2OWH05196OL（3）降液管的宽度和降液管的面积DWFA由，查化工原理下P166图310得，70/DLW09/,140/TFDADW即，。M28D22M14385DAT283FA液体在降液管内的停留时间（满足要求）S507/0/STFLH（4）降液管的底隙高度OH液体通过降液管底隙的流速一般为007025M/S，取液体通过降液管底隙的流速，则有M/S05OU（不宜小于0020025M，本结果满足要求）14308217OWSLLHOH提馏段采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。（1）溢流堰长（出口堰长）WL取M410270DLW堰上溢流强度，满足HM/130H/793/95/WHLL筛板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高WOLWH对平直堰3/2084WHWLLE由及，查化工原理图38得，7/DL81/95/52HL041E于是（满足要求）M06341/084/2OWH06736OL（3）降液管的宽度和降液管的面积DWFA由，查化工原理下P166图310得，70/DLW09/,140/TFDADW即，。M28D22M14385DAT283FA液体在降液管内的停留时间（满足要求）S56907/0/STFLH（4）降液管的底隙高度OH液体通过降液管底隙的流速一般为007025M/S，取液体通过降液管底隙的流速，则有M/S08OU（不宜小于0020025M，本结果满足要求）M1308417OWSULLHOH3522塔板布置精馏段（1）边缘区宽度与安定区宽度CWS边缘区宽度一般为5075MM，D2M时，可达100MM。CW安定区宽度规定M时MM；M时MM；S5175S5110S本设计取MM，MM。60C0S（2）开孔区面积AA212212M07419406SIN80696SIRXXRAA式中M21/SDWDX9406CR（3）开孔数和开孔率N取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，M5ODM3且取。故孔心距。0/OT153T每层塔板的开孔数（孔）5280741808232AATN每层塔板的开孔率（应在515，故满足要求）397/2ODT每层塔板的开孔面积2M1087410AOA气体通过筛孔的孔速M/S83510/873/OSOAVU（4）精馏段的塔高1Z5081TPHNZ提馏段（1）边缘区宽度与安定区宽度CWS与精馏段同，即MM，MM。5075S开孔区面积与精馏段同，即2M41AA（2）开孔数和开孔率N亦与精馏段同，即孔528每层塔板的开孔率（应在515，故满足要求）10397/02ODT每层塔板的开孔面积2M1087410AOA气体通过筛孔的孔速/S/2/OSVU（3）提馏段的塔高2Z50162TPHNZ36塔板上的流体力学验算精馏段361气体通过筛板压降和的验算PHLCPH1气体通过干板的压降CM3460187203510512LVOCCUH式中孔流系数由查化工原理课程设计图422得出，6/DO。80O2气体通过板上液层的压降LHM03660LOWLH式中充气系数的求取如下气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有AUM/S351280437FTSAAVU动能因子296VAUF查化原图423得（一般可近似取）。6053气体克服液体表面张力产生的压降HM021758194723OLGDH4气体通过筛板的压降（单板压降）和PH3840217036HHLCP（满足要求）07KPA9PA8419847PLG362雾沫夹带量的验算VE气（满足要求）液气液/KG10/KG01920652315275233636FTAVHHUE式中，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。LFH363漏液的验算漏液点的气速OMU/S4538632VLOMHCU筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）5458OMUK364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WTDHHDLPDHHM06371420375153022OWSDLH968D75050WTHH成立，故不会产生液泛。D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，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。THLH提馏段（1）气体通过筛板压降和的验算PHHLCP1气体通过干板的压降CM140593802510512LVOCCUH式中孔流系数由查化工原理课程设计图422得出，67/DO。80O2气体通过板上液层的压降LHM03660LOWLH式中充气系数的求取如下气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有AUM/S8402314FTSAAVU动能因子514380VAUF查化原图423得（一般可近似取）。6603气体克服液体表面张力产生的压降HM01758195343OLGDH4气体通过筛板的压降（单板压降）和PH182070364HHLCP（满足要求）7KPA6PA18295PLG（2）雾沫夹带量的验算VE气（满足要求）液气液/KG10/KG04790652845897152336236FTAVHHUE式中，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。LFH2（3）漏液的验算漏液点的气速OMU/S296413/5901761305804/VLOMHCU筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）2OMUK（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WTDHHDLPDHHM013741053153022OWSDLH6768DM2630750WTHH成立，故不会产生液泛。D通过流体力学验算，可认为提留段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。THLH37塔板负荷性能图精馏段371雾沫夹带线（1）（1）2365075LTAVHHUE式中SSFTSAVAV5028343/23/23/215041608022512SSWSOWLFLLLEHH将已知数据代入式（1）103125052723/36SSLV（11）/849SSV在操作范围内，任取几个值，依式（11）算出对应的值列于下表SSV/SM3,L00009550005001001500283SV66956212578854334642依据表中数据作出雾沫夹带线（1）372液泛线（2）（2）DOWPWTHHH3/23/23/2510416080684SSWSOWLLLEH2220391847635105SSLVOSLVOCACCUH3/23/217506SSOWLLLH0203243190/22SSLCPLVHH28451530SSOWSDLL23/23/10051249SSL（22）3/22465958SSLV在操作范围内，任取几个值，依式（22）算出对应的值列于下表SSV/SM3,L00009550005001001500283SV28272696257324632188依据表中数据作出液泛线（2）373液相负荷上限线（3）（33）/SM028350MAX,FTSAHL374漏液线（气相负荷下限线）（4）3/210SOWLLH漏液点气速8632/14705310213056804/2SOMLU，整理得OSAVIN,（44）2932/MI,SSL在操作范围内，任取几个值，依式（44）算出对应的值列于下表SSV/S,3L00009550005001001500283SV06730674075007780837依据表中数据作出漏液线（4）375液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度M，。06OWH01E06436283602843/23/2IN,SSOWLLLEH（55）/193MIN,SL操作气液比52801378SLV操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最MAX,SV小负荷之比，即MIN,SV操作弹性56802IN,AXS提馏段（1）雾沫夹带线（1）（1）23651075LTAVHHUE式中SSFTSAVAV5028343/23/23/210684160752280652SSWSOWLFLLLEHH将已知数据代入式（1）10310685897523/36SSLV（11）/21SSLV在操作范围内，任取几个值，依式（11）算出对应的值列于下表SSV/SM3,L00009550005001001500283SV24352284215120401792依据表中数据作出雾沫夹带线（1）（2）液泛线（2）（2）DOWPWTHHH3/23/23/2510416080684SSWSOWLLLEH2220496593418510SSLVOSLVOCACCUH3/23/2131067SSOWLLLH0701483902463/2SSLCPLVHH25151530SSOWSDLL23/23/400671489627SSL（22）3/2218489SSLV在操作范围内，任取几个值，依式（22）算出对应的值列于下表SSV/SM3,L00009550005001001500283SV29252808269926022360依据表中数据作出液泛线（2）（3）液相负荷上限线（3）（33）/SM028350MAX,FTSAHL（4）漏液线（气相负荷下限线）（4）3/210267SOWLLH漏液点气速413/590175302671305804/2SOMLU，整理得OSAVIN,（44）9213/2MI,SSL在操作范围内，任取几个值，依式（44）算出对应的值列于下表SSV/S,3L00009550005001001500283SV05480566058105930620依据表中数据作出漏液线（4）（5）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度M，。06OWH01E06436283602843/23/2IN,SSOWLLLEH（55）/193MIN,SL操作气液比3160472SLV操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最MAX,SV小负荷之比，即MIN,SV操作弹性264508IN,AXS38精馏塔的设计计算结果汇总一览表精馏塔的设计计算结果汇总一览表计算结果项目符号单位精馏段提馏段平均压强PMKPA10811130平均温度TM841099气相VSM3/S387240平均流量液相LSM3/S0013700147实际塔板数N块86板间距DM0505塔段的有效高度ZM3525塔径DM2020空塔气速UM/S1190764堰长LWM1414堰高HWM00501200267溢流堰宽度WDM028028底隙高度H0M01430131板上清液层高度HLM00600060孔径D0MM55孔间距TMM1515孔数N个55285528开孔面积A0M201080108筛孔气速U0M/S35832222塔板压降PPKPA31911667液体在降液管中的停留时间S1033963降液管内清液层高度HDM01490256雾沫夹带EVKG液/KG气000192000442负荷上限雾沫夹带控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷M3/S5228气相最小负荷M3/S080045操作弹性656239、精馏塔接管尺寸计算391进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T形进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下FSUVD4333/74109687101/,/687MKGMKGMKGBALPBAL氯苯苯取MDSVKGSUSLPF6061435/54920/8,/6373经圆整选取热轧无缝钢管GB816387，规格为。M468392回流管采用直接回流管，取DSURR5101324,/61查表取。M534393塔釜出料管SMWVLW/0143689527403取，直管出料，SMU/80MDW478查表取53394塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速，SMU/20MD2902143查表取。103395塔釜进气管采伯直管进气，取气速为MUVDSMU2902143,/20查表取。103310附属设备的选择3101冷凝器的选择塔顶，查得该温度下氯苯的汽化潜热为，苯的汽化潜80DTKGJ/531热为KGJ/41KWVRQKMOLJC7