(完整版)化工原理课程设计(苯-氯苯分离精馏塔——浮阀塔设计)

1、课程设计说明书课程设计名称化工原理课程设计课程设计题目苯- 氯苯混合液浮阀式精馏塔设计姓名学号专业班级指导教师提交日期1化工原理课程设计任务书(一)设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计(二 )设计任务及操作条件设计任务(1)原料液中含氯苯35% (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 41000 吨操作条件(1)塔顶压强 4KPa(表压 )，单板压降小于0.7KPa。(2)进料热状态自选。(3)回流比 R=（1.1-3）Rmin。(4)塔底加热蒸汽压强506 KPa(表压 )设备型式F1 型浮阀塔设备工作日：每年330 天，每天 24 小时连续

2、运行。（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22) 绘制精馏塔装置图（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。3目录前 言 .61设计方案的思考 .62. 设计方案的特点 .63工艺流程的确定

3、 .6一设备工艺条件的计算.81设计方案的确定及工艺流程的说明.82全塔的物料衡算 .82.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 .82.2平均摩尔质量 .82.3料液及塔顶底产品的摩尔流率 .83塔板数的确定 .93.1理论塔板数 N T 的求取 .93.2确定操作的回流比 R.103.3求理论塔板数 .113.4全塔效率 E T .123.5实际塔板数 N p （近似取两段效率相同） .134操作工艺条件及相关物性数据的计算.134.1平均压强 pm .134.2平均温度 t m .144.3平均分子量 M m .144.4平均密度 m .154.5液体的平均表面张力m .164.6液体的平均

4、粘度L ,m17.4.7气液相体积流量 .186主要设备工艺尺寸设计.196.1塔径 .197塔板工艺结构尺寸的设计与计算.207.1溢流装置 .207.2塔板布置 .23二塔板流的体力学计算 .251塔板压降 .2542液泛计算 .273雾沫夹带的计算 .284塔板负荷性能图 .304.1雾沫夹带上限线 .304.2液泛线 .314.3液相负荷上限线 .324.4气体负荷下限线（漏液线） .334.5液相负荷下限线 .33三板式塔的结构与附属设备.351塔顶空间 .352塔底空间 .363人孔数目 .364塔高.36浮阀塔总体设备结构简图：.375接管 .385.1进料管 .385.2回流管

5、 .385.3塔顶蒸汽接管 .395.4釜液排出管 .395.5塔釜进气管 .406法兰 .407筒体与封头 .417.1筒体 .417.2封头 .417.3裙座 .418附属设备设计 .418.1泵的计算及选型 .418.2冷凝器 .428.3再沸器 .43四计算结果总汇 .44五结束语.45六符号说明： .455前 言1设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格25 100mm、高度 0.5 1.5m，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

6、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. 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

7、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工艺流程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67一设备工艺条件的计算1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

8、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全塔的物料衡算2.1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 kg/kmol和 112.61kg/kmol 。65 / 78.11xF0.72865 / 78.1135 /112.6198/ 78.11xD0.98698 / 78.112 /112.610.2/ 78.11xW0.002880.2 / 78.1199.8 / 112.6

9、12.2平均摩尔质量M F 78.110.728(10.728)112.6187.50kg/km olM D78.110.9861 0.986112.61 78.59kg/kmolM W78.110.002881 0.00288 112.61 112.5kg/kmol2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：8W ,41000000kg /(33024h)5176.77kg / h , 全塔物料衡算：釜液处理量W5176.7746.02kmol / h112.5总物料衡算FDW苯物料衡算0.728F0.986D0.00288W联立解得D129.34 km

10、ol/hF175.36kmol/h3塔板数的确定3.1 理论塔板数 N T 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 N T ，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x y依据 xptpB / p ApB， ypA x / pt ，将所得计算结果列表如下：表 3-1相关数据计算温度/ 8090100110120130140pi苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相x10.6770.4420.2650.1270.0190摩尔分率y10.9130.7850.6140.37

11、60.0710相对PoA挥发PoB5.13514.60754.14363.94993.8157度355094.446389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x y 平衡关系的影响完全可以忽略。平均相对挥发度4.436 ，则，汽液平衡方程为：9x4.436 xy1 3.436x1 ( 1) x3.2确定操作的回流比R将表 3-1 中数据作图得 x y 曲线。10.90.80.70.6yy=x0.5f(x)0.40.30.20.1000.10.20.30.40.50.60.70.80.91x图 3-1 苯氯苯混合液的xy

12、 图在 x y 图上，因 q1，查得 ye0.926 ，而 xexF 0.728， x D 0.986 。故有：xDye0.9860.9260.303Rmxe0.9260.728ye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： R2.485Rm2.4850.3030.753求精馏塔的汽、液相负荷LRD0.753 129.3497.39 kmol/hV(R1)D(0.7531)129.34226.77 kmol/hL，LF97.39175.36272.75 kmol/h10V ，V226.77 kmol/h3.3 求理论塔板数精馏段操作线：yRxxD0.

13、430x0.568R 1R1提馏段操作线：LWyxV xw1.2030.000584xV提馏段操作线为过0.00288,0.00288 和 0.737,0.881 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 xD(0.986,0.986) 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d (0.737,0.890) 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 xW (0.002888,0.00288) 为止。用 Excel 作图，各梯级的坐标如下：表 3-2相关数

14、据计算xy精馏段0.9860.9860.943440.9860.943440.96771840.8730630.96771840.8730630.9374880.7627760.9374880.7627760.8901142提镏段0.628830.89011420.628830.75587430.4005070.75587430.4005070.48120130.1719810.48120130.1719810.20628480.0538910.20628480.0538910.06422180.0135890.06422180.0135890.01573840.0030680.0157384

15、110.0030680.0030813x0.002880.0024730.01087810.90.80.7f(x)y0.6精馏段0.5提镏段0.4y=x水平铅锤线0.30.20.1000.10.20.30.40.50.60.70.80.91x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N T9块（包括再沸器）加料板位置N F43.4全塔效率 E T选 用 E0.170.616 log 公 式 计 算 。 该 式 适 用 于 液 相 粘 度 为Tm0.071.4mPas 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m均粘度。查图一，由 xD =0.986

16、xW =0.00288 查得塔顶及塔釜温度分别为：tD =80.43 tW =138.48 ，全塔平均温度tm =( tD + tW )/2=(80.43+138.48)/2=109.512根据表 3-4表 3-4苯 - 氯苯温度粘度关系表温度20406080100120140苯 粘度 mPas0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯 粘度 mPas0.750.560.440.350.280.240.利用差值法求得： A0.24 mPa s， B 0.261mPa s 。mA xFB 1xF0.240.728 0.261 0.728 0.25ET0.170.6

17、16 log m0.170.616 log 0.250.533.5实际塔板数 N p （近似取两段效率相同）精馏段： N提馏段： Np1p 23/ 0.535.66 块，取 N p16 块7 / 0.5313.21 块，取 N p214 块总塔板数 N pN p 1N p 220 块4操作工艺条件及相关物性数据的计算4.1 平均压强 pm取每层塔板压降为0.7kPa 计算。塔顶： pD101.34105.3kPa加料板： p F105 .30.7 6 109 .5kPa塔底： pW109.50.714119.3kPa精馏段平均压强 p105.3109.5 / 2107.4kPa提镏段平均压强

18、p109.5119.3 / 2114.4kPa134.2平均温度 t m利用表 3-1 数据，由拉格朗日差值法可得塔顶温度8090t D80,tD80.4310.6770.9861加料板8090t F80， tF88.1410.6770.7371塔底温度130 140tW130， tW 138.480.01900.002880.019精馏段平均温度Tm80.4388.14 / 284.29提镏段平均温度Tm 138.4888.14 / 2113.34.3 平均分子量 M m精馏段： Tm84.29 液相组成： 90 8084.2980 ， x10.8610.6771x11气相组成： 90808

19、4 .29 80 ， y10.9630.9131y11所以M L78.110.861112.6110.861 82.91kg / kmolM V78.110.963112.6110.96379.39kg / kmol提镏段：113.3Tm液相组成：110120113.3110 ， x20.2190.2650.0127x2 0.265气相组成：110120113.3110 ， y20.5350.6140.376y2 0.614所以M L 78.110.219112.6110.219105.5kg / kmolM V 78.110.535112.6110.53594.15kg / kmol14平均

20、密度 4.4m4.4.1液相平均密度 L ,m表 4-1 组分的液相密度3（kg/m ）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： A9121.187t推荐： A912.131.1886t氯苯 ： B11271.111t推荐： B1124.41.0657t式中的 t 为温度，塔顶：LD ,A912.131.1886t912.131.188680.43816.5kg/m3LD ,B1124.4 1.0657t1124.41.065780.431038.7

21、kg/m 31aAaB0.980.02LD , mLD ,ALD ,B816.51038.7LD , m820.0kg/m 3进料板： LF , A912.131.1886t912.13 1.1886 88.14807.4kg/m 3LF ,B1124.41.0657t1124.4 1.0657 88.141030.5kg/m 31aAaB0.660.34LF , mLF ,ALF ,B807.41030.5LF , m871.6kg/m3塔底：LW,ALW,B912.131.1886t912.131.1886113.3777.5kg/m 31124.41.0657t1124.41.0657113.31003.7kg/m31a AaB0.0020.998LW ,mLW,ALW ,B777.51003.7LW , m1003.1kg/m 3精馏段：L820.0871.6