化工原理课程设计苯与氯苯的分离

化工原理课程设计说明书设计题目：苯氯苯精馏过程板式塔设计设 计 者：班级化工095姓名闫宏阳日 期：2021年12月13号指导教师：杨胜凯设计成绩： 日期：目 录u 设计任务书3u 设计计算书4 设计方案的确定4 精馏塔物料衡算4 塔板数的确定5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算8 塔体工艺尺寸计算13 塔板主要工艺尺寸15 塔板流体力学验算17 浮阀塔的结构20 精馏塔接管尺寸23 产品冷却器选型25 对设计过程的评述和有关问题的讨论25附图：生产工艺流程图 精馏塔设计流程图设计任务书（一）题目试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度99.8%的氯苯21000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%（以上均为质量分数）。（二）操作条件（1）塔顶压力 4kPa（表压）；（2）进料热状况 泡点；（3）回流比 R=1.4Rmin；（4）塔底加热蒸汽压力 0.5Mpa（表压）；（5）单板压降 0.7 kPa；（三）塔板类型 浮阀塔板（F1型）（四）工作日 每年按300天工作计，每天连续24小时运行（五）厂址 厂址为天津地区设计计算书一、设计方案的确定本任务是分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用板式塔连续精馏。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送进精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储物罐。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1.4倍，且在常压下操作。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。二、精馏塔物料衡算（以轻组分计算）1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量 氯苯的摩尔质量 2原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量3物料衡算原料处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 三、塔板数的确定1理论板数NT的求取（1）由手册查得苯氯苯物系的气液平衡数据，绘出xy图，见图1。8090100110120130131.8101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.6519.7327.3339.0753.3372.4095.86 101.331.0000.6770.4420.2650.1270.0190.0001.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000图1 图解法求最小回流比（2）由于泡点进料q=1，在图上作直线x=0.986交对角线于a点，作直线x=0.638交平衡线于q点，连接a、q两点，过q点作横轴的平行线交纵轴于一点，读得 图1 xy图yq=0.896，则最小回流比如下：取操作回流比为（3）求精馏塔的气、液相负荷（4）求操作线方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程（5）图解法求理论板层数如附图1，将x=0.638带入精馏段操作线方程，得出y=0.871，在图中找出该点记为d，连接ad两点即得精馏段操作线；在对角线上找到c点（0.003，0.003），连接cd两点即得提馏段操作线。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 进料板位置 2 实际板层数的求解（试差法）假设总板效率ET=0.49精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 （不包括再沸器）实际板层数为26/0.49-1=52（不包括再沸器）试差法计算如下：Np=52塔顶压力：塔底压力：已知塔底组成为四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1操作压力的计算塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力 塔底操作压力 提馏段平均压力 2操作温度的计算表1 苯、氯苯Antoine常数数据表ABC温度范围（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597（表1 苯、氯苯Antoine常数数据表ABC温度范围（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597假设塔顶的泡点温度，则纯组分的饱和蒸气压为对苯 对氯苯 代入泡点方程和露点方程，得故假设正确，塔顶温度为假设塔顶的进料板温度，则纯组分的饱和蒸气压为对苯 对氯苯 代入泡点方程和露点方程，得假设正确，故进料板温度为假设塔底的泡点温度，则纯组分的饱和蒸气压为对苯 对氯苯 代入泡点方程，得假设正确，故塔顶温度为精馏段平均温度 提馏段平均温度 全塔平均温度 3平均摩尔质量的计算塔顶：由，查平衡曲线得进料板：由图理论板得，查平衡曲线得塔底：由图理论板得，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平均密度的计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，得精馏段 提馏段 （2）液相平均密度计算塔顶时， 进料板时，塔底时，精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为5液相平均表面张力的计算塔顶时，查得进料板时，查得塔底时，查得精馏段液相平均表面张力为提馏段液相平均表面张力为6. 液体平均粘度计算塔顶时， 进料板时，塔底时，精馏段液相平均粘度为提留段液相平均粘度为全塔液相平均粘度为又塔顶和塔底平均温度为（83.2+137）/2=110.1则此温度下的相对挥发度为根据奥康奈尔关联法，故假设成立，总板效率ET=0.48五、塔体工艺尺寸计算1塔径的计算（1）精馏段由式中C由公式计算，其中可由史密斯关联图查出，图的横坐标为取板间距，板上液层高度，则由史密斯关系图得取安全系数为0.6，则空塔气速为统一按照塔板结构参数系列化标准（单溢流型）将塔径圆整后取D=1.0m。塔截面积 实际空塔气速 （2）提馏段查图得 统一按照塔板结构参数系列化标准（单溢流型）将塔径圆整后取D=1000mm。塔截面积 实际空塔气速 2塔高的计算（1）精馏塔的有效高度精馏段 提馏段 在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m，则有效高度为（2）全塔实际高度取进料板板间距为0.8m，人孔处的板间距为0.8m，塔底空间高度为2.0m，塔顶空间高度为0.7m，封头高度为0.6m，裙座高度为2.0m，则全塔高为六、塔板主要工艺尺寸计算 根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，塔板采用单流和分块式组装。1溢流装置的计算（1）堰长：（2）堰高：由，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得精馏段： 取，则提馏段： （3）降液管面积当时，查表得塔的相对操作面积为（4）液体在降液管里停留的时间精馏段 故降液管设计合理（5）降液管底隙高度精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分别取精馏段 提馏段 2塔板布置的计算选用F1型浮阀，阀孔直径39mm，阀片直径48mm，阀片厚度2mm，最大开度8.5mm，静止开度2.5mm，阀质量为3234g。（1）阀孔临界速度精馏段 提馏段 上下两段相应的阀孔动能因子为：均属正常操作范围。取边缘区宽度Wc0.055m,安定区宽度，开孔区面积其中，（2）提馏段塔板布置取边缘区宽度Wc0.030m,安定区宽度，开孔区面积其中，（3） 浮阀数与开孔率F1 型浮阀的阀孔直径为39mm阀孔气速，其中取F0=10浮阀数目开孔率精馏段 提留段 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m，则排间距为精馏段 提留段 考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取=80mm=0.08m重新计算孔速及阀数 精馏段 提留段 由此可知，阀孔动能因数变化不大七、塔板流体力学验算1塔板压降（1）干板阻力精馏段 提馏段 （2）板上充气液层阻力取充气系数，则（3）液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。因此，上下两段塔板压降如下精馏段每层压降 提馏段每层压降 上下两段单板压降均符合设计任务要求。2液泛为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，而（1）与气体通过塔板压降所相当的液柱高度精馏段 提馏段 （2）液体通过降液管的压头损失精馏段 提馏段 （3）板上液层高度精馏段和提馏段皆为因此，降液管中清液层高度如下：精馏段 可见，精馏段符合防止液泛的要求。提馏段 可见，提馏段符合防止液泛的要求。3液沫夹带(1) 精馏段液沫夹带量的验算 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。(2) 提馏段液沫夹带量的验算 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。4漏液的验算(1) 精馏段漏液的验算 取F0=5，则故在设计负荷下不会产生过量漏液。(2) 提馏段漏液的验算故在设计负荷下不会产生过量漏液。八、塔板负荷性能图计算（一）精馏段塔板负荷性能图1、漏液线 取F0=5，又 故 据此做出与液体流量无关的水平漏液线（1）2液沫夹带线其中， （a）近似取E1.0, （b）取液沫夹带极限值为。已知， 并将代入得：整理得：在操作范围内任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中0.00060.00150.00300.00452.101.981.841.72依表中数据在VSLS图中作出液沫夹带线(2)。3液相负荷下限线取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取则 整理上式得依此值在VSLS图中作线即为液相负荷下限线（3）。4液相负荷上限线依此值在VSLS图中作线即为液相负荷上限线（4）5液泛线令由 联立整理得 式中 故 在操作范围内任取几个，计算出的值列于表中。0.00060.00150.00300.00454.794.013.071.81依此值在VSLS图中作线即为液泛线（5）将以上5条线标绘于图中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，A为操作点，OA为操作线。OA线与（2）线的交点相应相负荷为，OA线与气相负荷下限线（1）的交点相应气相负荷为。图见坐标纸。可知本设计塔板上限由液沫夹带控制，下限由漏液控制。读图，精馏段的操作弹性二、提馏段塔板负荷性能图1、液沫夹带线（1）式中 （a）近似取E1.0, 故 （b）取液沫夹带极限值为。已知，整理得：在操作范围内任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中LS，m3/s0.00060.00150.0030.0045VS, m3/s1.291.231.151.08依表中数据在VSLS图中作出液沫夹带线(1)。2、液泛线（2）由得，近似取.0，（已算出），故将，及以上各式代入得 整理得 在操作范围内任取几个值，依上式计算Vs值列于下表中 LS，m3/s0.00060.00150.0030.0045VS, m3/s2.041.971.831.68依表中数据在VSLS图中作出液泛线（2）。3、液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线（3）在VSLS图中为与气相流量无关的垂线。4、 漏液线（气相负荷下限线）（4） 取F0=5，又 故 据此做出与液体流量无关的水平漏液线（1）5、液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取则 整理上式得依此值在VSLS图中作线即为液相负荷下限线（5）。将以上5条线标绘于图中，即为提馏段负荷性能图。5条线包围区域为提馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（2）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。图见坐标纸。可知本设计塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。读图，提馏段的操作弹性九、精馏塔接管尺寸计算1塔顶蒸气出口管选择蒸气速度，则按照GB816387，选择热轧无缝钢管核算，在2塔顶回流液管选择回流液流速，则按照GB816387，选择冷轧无缝钢管核算，在3进料管选择进料液流速，则按照GB816387，选择冷轧无缝钢管核算，在4塔釜出料管选择塔釜出料液流速，则按照GB816387，选择冷轧无缝钢管核算，在5加热蒸气进口管选择蒸气速度，则按照GB816387，选择热轧无缝钢管核算，在十 产品冷却器选型 基本物性数据的查取: 塔顶氯苯含量较少，可按纯苯求取苯的定性温度=83.2设水的进口温度为根据设计经验，选择冷却水的温升为8，则水的出口温度为水的定性温度 查得苯在定性温度下的物性数据密度：812.94饱和蒸汽气化热：r=393.9kJ/kg查得水在定性温度下的物性数据密度：995.5定压比热容：4.174kJ/(kg）导热系数：k=0.618W/() 黏度：=0.80Pas热负荷计算: MDr=78.1147.31393.9/3600=4.04W冷却水耗量:kg/s确定流体的流径 该设计任务的热流体为苯，冷流体为水，为使苯能通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，令苯走壳程，水走管程.计算平均温度:暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差 苯T 83.2 -83.2 冷却水t 33 - 25 _t 50.2 58.2计算R和P:，P查表得：，因选单壳程可行。选择换热器型号由于两流体温差50,壳选用固定管板式换热器的系列标准（JB/T4715-92）选择主要参数如下： 公称直径DN 400mm 公称压力NP 1.6MPA 管程数 4 管子尺寸 管子根数n 94 管长 6000mm 管中心距 32mm 中心排管数 11 管子排列方式 正三角形 管程流通面积 0.0163m实际换热面积选K值，估算传热面积参照化工流体流动与传热附录二十六，初选取K=310 W/()安全系数： ，传热面积的裕度可满足工艺要求。采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为： W/() 验算：，符合实际标准十一、设计结果一览表物料衡算结果序号项目符号单位数值备注1塔顶摩尔分数0.9862塔顶平均摩尔质量78.6080.87气相液相3塔顶流量45.074进料摩尔分数0.6385进料液平均摩尔质量82.0791.17气相液相6进料流量73.247塔釜摩尔分数0.0038塔釜平均摩尔质量112.46112.53气相液相9塔釜产品流量25.93精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果序号项目符号单位精馏段提馏段备注1每层塔板压降0.72平均压力108.48116.533平均温度88.8115.74平均粘度0.2860.2355液相平均摩尔质量86.02101.856气相平均摩尔质量80.3497.277液相平均密度855.51934.248气相平均密度2.93.519平均表面张力21.2720.24 浮阀塔板工艺设计结果序号项目符号单位数值备注1堰长0.792精馏段和提馏段塔径、堰高、降液管底隙高度进行统一圆整，以便加工。2堰高0.0640.0523弓形降液管界面积0.0574弓形降液管宽度0.1245降液管底隙高度0.0120.0246横排孔心距0.0757排间距0.0808浮阀数184929开孔率12.7813.99接管尺寸计算结果序号项目规格材料1塔顶蒸气出口管热轧无缝钢管2塔顶回流液管冷拔无缝钢管3进料管冷拔无缝钢管4塔釜出料管冷拔无缝钢管5加热蒸气进口管热轧无缝钢管十二、对设计过程的评述1.浮阀塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低。2.作图和读数会有人为误差，计算时保留小数位数不同，采用近似计算等都会造成一定误差，但作为工程上的初步计算，可认为基本准确合理。3.由于理论知识不够，在选材设计上参考了大量资料、手册等，故计算结果可能近似或雷同。4.精馏段和提馏段塔径、堰高、降液管底隙高度进行统一圆整，以便加工。5.本设计为常规练习设计，还有很多不足之处，望老师多多批评指正。符号说明降液管面积，；塔截面积，；计算时负荷系数，量纲为一；液体表面张力为时的负荷因子，量纲为一；塔顶馏出液流量，；塔径，；筛孔直径，；液流收缩系数，量纲为一；进料流量，；重力加速度，；塔高，或；板间距，；与干板压强相当的液相高度与气相穿过板上液层高度压强降相当的液柱高度，；板上液层高度，；降液管底隙高度，；堰上液层高度，；与单板压强降相当液层高度，；溢流堰高度，；与克服液体表面张力的压强降相当的液柱高度，；塔内下降液体的流量，；液体流量，；塔内下降液体流量，；溢流堰长度，；塔板数；实际塔板数；理论塔板数；筛孔数，个；操作压强，或；压强降，或；进料热状况参数；回流比；筛板中心距，；空塔气速，；降液管底隙处液体流速，；按开孔流通面积计算气速，；筛板气速，； 漏液点气速，；塔内上升蒸气流量，；塔内上升蒸气流量，；釜残液（塔底产品）流量，；无效区边缘宽度，；弓形降液管宽度，；安定区宽度，；液相中易挥发组分的摩尔分数；气相中易挥发组分的摩尔分数；塔有效高度，；塔板序号；相对挥发度，量纲为一；筛孔流量系数的修正系数筛板厚度，；板上液层充气系数，量纲为一；易挥发组分；难挥发组分；馏出液；原料液；小时；液相密度，；气相密度，；液体表面张力，或；时间，；开孔率；液体密度校正系数；组分序号；液相；平均；最小；最大；参考资料1.化工流体流动与传热，化学工业出版社，柴诚敬、张国亮，2004年2.化工传质与分离过程，化学工业出版社，贾绍义、柴诚敬，2005年3.化工原理课程设计，天津大学出版社，贾绍义、柴诚敬，2002年4化工原理（下），天津大学出版社，夏清、陈常贵，2005年5石油化工基础数据手册，化学工业出版社，卢焕章，1982年