化工原理课程设计苯—氯苯精馏过程板式塔设计x

1、化工原理课程设计设计题目：苯氯苯精馏过程板式塔设计姓 名： 学 号： 学 院： 专 业： 应用化学 2012年9月10日目 录 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc336076472 设计主要内容1 HYPERLINK l _Toc336076473 一 设计方案的确定及流程说明 PAGEREF _Toc336076473 h 2 HYPERLINK l _Toc336076474 二 精馏塔的物料衡算 PAGEREF _Toc336076474 h 2 HYPERLINK l _Toc336076475 三 精馏塔板数的确定 PAGEREF _Toc3360764

2、75 h 2 HYPERLINK l _Toc336076476 四 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算 PAGEREF _Toc336076476 h 2 HYPERLINK l _Toc336076477 五 精馏塔主要工艺尺寸计算 PAGEREF _Toc336076477 h 2 HYPERLINK l _Toc336076478 六 精馏塔塔板的工艺尺寸 PAGEREF _Toc336076478 h 2 HYPERLINK l _Toc336076479 七 精馏塔塔板的流体力学验算 PAGEREF _Toc336076479 h 2 HYPERLINK l _Toc33607648

3、0 八 精馏塔塔板的负荷性能图 PAGEREF _Toc336076480 h 2 HYPERLINK l _Toc336076481 九 精馏塔辅助设备选型与计算 PAGEREF _Toc336076481 h 2 HYPERLINK l _Toc336076482 十、设计结果概要 PAGEREF _Toc336076482 h 2 HYPERLINK l _Toc336076483 设计总结和评述 PAGEREF _Toc336076483 h 2 HYPERLINK l _Toc336076484 参考文献 PAGEREF _Toc336076484 h 2设计主要内容一 设计方案的确

4、定及流程说明1、操作压力蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计为一般物料因此，采用常压操作。2、进料状况进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料即q=1。3、加热方式蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接加热。直接蒸汽加热的

5、优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。4、冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。只有要求的冷却温度较低，考虑使用冷却盐水来冷却。本实验用循环水。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽

6、加热以及水冷的冷却方式。本设计任务为分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏方法，设计中采用泡点进料，将混合料液经预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作为塔顶产品经冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储罐。工艺流程图见附图。查阅有关资料得知苯和氯苯的一些性质如下：1.苯和氯苯的物理性质表苯和氯苯的物理性质项目分子式相对分子质量沸点临界温度/。c临界压力/kpa苯 （A）C6H6288568334氯苯（B）C6H5 Cl45202.苯氯苯的气液相

7、平衡数据表苯氯苯的气液相平衡数据沸点温度t/苯的组成沸点温度t/苯的组成液相气相液相气相1112090130100001103.组成饱和蒸气压表苯氯苯的组成饱和蒸气压温度/8090100110120130/mmhg(苯)760102513501760225028402900/mmhg(氯苯)1482052934005437197604.液相密度表苯氯苯的液相密度温度8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985表纯组分在任何温度下的密度可由下式计算：苯氯苯其中：温度，5.液相粘度表苯氯苯液体粘度温度()6080100120

8、140苯（mP.s）氯苯（mP.s）6. 组分的表面张力表苯-氯苯液体表面张力温度/8085110115120131dyn/cm苯氯苯二 精馏塔的物料衡算1、原料液及塔底产品含苯的摩尔分率苯的摩尔质量MAkg/kmol氯苯的摩尔质量MB=2、平均摩尔质量3、物料衡算依题意：以300天计，一天24小时，有：总物料衡算：苯物料衡算：联立解得： 三 精馏塔板数的确定1、理论板数NT的求取苯氯苯物系属于理想物系，可采用阶梯图解法求取NT，步骤如下：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，天津地区大气压为（约758mmHg），得下表：表苯氯苯物系的气液平衡数据T/809010011

9、0120130mmHg苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率设计中塔内压力接近常压，课使用表中所给为常压下的相平衡数据。（2）确定操作回流比将表中数据作图，得x-y曲线。泡点进料，q=1,在x-y图上，xq=xF，做q线交平衡线于q点，读得yq，则最小回流比为：取操作回流比为（3）气液相负荷 精馏段： 提馏段：（4）操作线方程精馏段：提馏段： （5）图解法求理论板层数精馏段操作线方程过点a（,）即（，）和点b（0，），连接ab即得精馏段操作线，ab交q线于点d（，），提馏段操作线方程过点c（,）即点（43，43）和点d

10、，连接cd即得提馏段操作线。自a点开始在操作线和平衡线之间作阶梯线，求解结果为：总理论板层数：（包括再沸器），精馏段块，提馏段块，第4块为进料板位置。图苯氯苯的气液平衡x-y图2、实际板层数NP的求解（1）全塔效率根据表1绘出t-x-y图（图）。图苯氯苯的气液平衡t -x-y图由图查得进料温度为，在此平均温度下根据基础数据，用线性插值法查的该温度下组分黏度为：，。液相平均密度：实际塔板效率：（2）实际塔板数（近似取两操作段塔板效率相同）精馏段：块，取7块提馏段：块，取块总塔板数块（不包括再沸器）四 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算1、平均压强取每层塔板压降：塔顶操作压力：进料板压力：塔底操作压

11、力：精馏段平均压力：提馏段平均压力：2、平均温度采用图解法，分别绘出塔顶、进料板、塔底苯氯苯系统T-x-y图；由=0.9930, ，=0.0043,查相应图根据与泡点线的交点可得：塔顶温度tD0C 进料板温度tf0C 塔釜温度tW精馏段平均温度：提馏段平均温度：全塔平均温度： 3、平均摩尔质量塔顶： ，（查相平衡图）进料板：由图解理论板得，（查相平衡图）塔底：由，查平衡曲线得精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量4、平均密度（1）汽相平均密度由理想气体状态方程计算，即精馏段：提馏段：液相平均密度液相平均密度依下式计算，即(为质量分率)利用表中数据，采用线性内插法得：时，（）时，（）时，（）塔顶液

12、相平均密度进料板液相平均密度塔底液相平均密度精馏段液相平均密度提馏段液相平均密度5、液体的平均表面张力液相平均表面张力依下式计算：塔顶，由，查表，用线性插值法查的该温度下组分表面张力为：；进料板，由，查表得：；塔底，由，查表得：；精馏段液体平均张力为：提馏段液体平均张力为：6、液体的平均粘度液体的平均粘度依下式计算：塔顶，由，查表，用线性插值法查的该温度下：；进料板，由，查表得：；塔底，由，查表得：；精馏段液体平均粘度为：提馏段液体平均粘度为：五 精馏塔主要工艺尺寸计算1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为提馏段的气、液相体积流率为由C的计算要用到C20，需要从史密斯关联图查取精馏段横坐标提馏

13、段横坐标取板间距HT =0.40m,板上液层高度hL=0.06m ( 对常压塔一般HThL查史密斯关联图，得精馏段 C20=0.070 =取安全系数为0.6(一般0.8),则空塔气速，圆整为标准塔径D=400mm提馏段 C20=取安全系数为0.7(一般0.8),则空塔气速，圆整为标准塔径D=400mm实际空塔气速为 2、塔高的计算精馏塔的有效高度精馏段：提馏段：在进料板上方开一人孔，提馏段中开一个人孔，其高度为，则有效高度为六 精馏塔塔板的工艺尺寸溢流装置的计算堰长lw （2）溢流堰高度hw由选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即近似取 E=1 ，则精馏段提馏段取板上清液层高度 故精馏段

14、提馏段（3）弓形降液管宽度和截面积由 查弓形降液管参数图得 验算液体在降液管中停留时间精馏段 提馏段 故降液管设计合理（4）降液管底隙高度h0 精馏段取提馏段取选用凹形受液盘,深度塔板布置（1）D800mm，故采用整块式。（2）边缘区宽度确定精馏段和提馏段均取 （3）开孔区面积Aa的计算按此式计算：其中 故（4）筛孔计算及其排列由于所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为个开孔率为 精馏段气体通过阀孔的气速为提馏段气体通过阀孔的气速为七 精馏塔塔板的流体力学验算塔板压降（1）干板阻力计算干板阻力由下式计算 由 查干筛孔流量系数图得故精馏段

15、提馏段（2）气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式计算精馏段查充气系数关联图，得故提馏段查充气系数关联图，得故（3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力产生的阻力由下式计算，即精馏段液柱提馏段液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即精馏段液柱提馏段液柱气体通过每层塔板的压降为精馏段（设计允许值）提馏段（设计允许值）液面落差对于筛板塔，页面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差影响。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式关系：苯氯苯物系属一般物系，取，则精馏段而 板上不设进口堰，可由下式计算，即液柱液柱此时，提馏段而 板上不设进口堰，可由下式计算，即液柱液柱此

16、时，综上，在本设计中不会发生液泛现象。漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即精馏段实际孔速 稳定系数为,在1.52范围内提馏段实际孔速 稳定系数为,在1.52范围内故在本设计中无明显漏液。液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即故精馏段提馏段在本设计中液沫夹带量在允许范围内。八 精馏塔塔板的负荷性能图漏液线前已求得故据此可作出与液体流量无关的水平漏液线。液沫夹带线 以为限，求关系如下：故 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表8.1 液沫夹带线数据，由上表数据即可作出液沫夹带线。液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由取E1，则 据此可作出与气体

17、流量无关的垂直液相负荷下限线。液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由式代入数据得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。液泛线令由 联立得忽略，将与，与，与的关系代入上式，并整理得式中 ； ；将有关数据代入，得 故在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表 表8.3 液泛线数据，由上表数据即可作出液泛线。根据以上各线的方程，可作出筛板的负荷性能图，如下图 ： 图8.1 筛板的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上线为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由上图查得 故操作弹性为九 精馏塔辅助设备选型与计算1预热

18、器(E-103) t1=-5 t1=40苯:Cp=31.65 kcal/(kmol) 10 Cp= 35.77 kcal/(kmol)氯苯:Cp=35.42 kcal/(kmol) 90 Cp=38.99kcal/(kmol)进口: 取固定管板式换热器。2再沸器(E-105立式虹吸式两只)蒸发量在130左右，氯苯汽化热热损失按5%计算 总传热系数k取600W/m22 S取 查，得型号20020003 .氯苯冷却器（E-106）冷却量大约131下，氯苯的汽化热 热损失5%， 总传热系数 取故可选择规格为5M(2732000)的单程固定管板列管式冷却器。4 .全冷凝器（E-109）冷凝量大约80下

19、，苯的汽化热 热损失5%， 总传热系数 取故可选择规格为5M(2732000)的双程固定管板列管式冷却器。5.苯冷却器（E-111）冷却量大约80下，苯的汽化热 热损失5%， 总传热系数 取故可选择规格为5M(2732000)的单程固定管板列管式冷却器。十、设计结果概要序号项目精馏段数值提馏段数值1平均温度tm ,2平均压力Pm ,kPa3气相流量Vs ,（m3/s）4液相流量Ls ,（m3/s）5实际塔板数166有效段高度Z,m67塔径,m8板间距,m9降液管形式弓形弓形10堰长,m11堰高,m12板上液层高度,m13堰上液层高度,m14降液管底隙高度,m15安定区宽度,m216边缘区宽度,

20、m17开孔区面积,m218筛孔直径,m19筛孔数目39420孔中心距,m21开孔率,%22空塔气速,m/s23筛孔气速,m/s24稳定系数25每层塔板压降,Pa26负荷上限液沫夹带控制液沫夹带控制27负荷下限漏液控制漏液控制28气相负荷上限,m3/s29气相负荷下限,m3/s30操作弹性表10.1 筛板塔设计计算结果设计总结和评述1、通过这次课程设计，我有了很多收获。首先，通过这一次的课程设计，我进一步巩固和加深了所学的基本理论、基本概念和基本知识，培养了自己分析和解决与本课程有关的具体原理所涉及的实际问题的能力。对化工原理设计有了更加深刻的理解，为后续课程的学习奠定了坚实的基础。而且，通过这次课程设计使我充分认识到化工原理课程的重要性和实用性，也让我