化工原理课程设计苯与氯苯的分离

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1、化工原理课程设计说明书设计题目： 苯一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： 2011 年12月13号指导教师：杨胜凯设计成绩：日期：目录设计任务书 3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：生产工艺流程图设计任务书精馏塔设计流程图（一）题目 试设计一座苯一氯苯连续精馏塔，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

2、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一氯苯混合物。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

3、。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Ma = 78.11kg/kmol氯苯的摩尔质量Mb = 112.56kg /kmolXfXd7638-0.9860.55/78.110.55/78.110.45/112.560.98/78.110.98/78.11 0.02/112.56-0.0030.002/78.110.002/78.11 0.998/112.562 原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量Mf =0

4、.63878.11(1-0.638)112.56 = 90.58kg/kmolMD =0.98678.11(1-0.986)112.56 = 78.59kg/kmolMW =0.00378.11(1-0.003)112.5 112.46kg/k mo3 物料衡算原料处理量“21000X000 一 亠,W2 5.93k /iho l300咒24咒112.46总物料衡算F =D 2 5. 9 3苯物料衡算0.638F =0.986D 0.003 2 5. 9 3联立解得D 二 47.31kmol / hF =73.24kmol/h三、塔板数的确定xy图，见图11.理论板数Nt的求取(1) 由手册查

5、得苯一氯苯物系的气液平衡数据，绘出T/oC8090100110120130131.8pA/kPa101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.65pB/kPa19.7327.3339.0753.3372.4095.86101.33oP- Pb入00Pa - pB1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.0000Pa y = Jx p1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000x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

6、q两点，过q点作横轴的平行线交纵轴于一点，读得yq=0.896，则最小回流比如下：Rmin0.35取操作回流比为R =1.4Rmin =1.4 0.35 =0.49(3) 求精馏塔的气、液相负荷L = RD =0.49 47.3仁 23.18kmol/hV = (R 1) D 二(0.49 1) 4 7.317 0.4 9 k /rho lL=L F =23.1 87 3.2 如 6.42k/rho IV =V =70.4 9 k /rho I(4) 求操作线方程精馏段操作线方程LD23.1847.31 y x xDx0.986 二 0.328x 0.662V V70.4970.49提馏段操作

7、线方程.L . W96.42 . 25.93 fy xxWx0.003 = 1.369x - 0.0 0 1V V70.4970.49（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。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Nt =11（包括再沸器）进料板位置N F = 42 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N精二22/0.49 =44.9、45实际板层数为26

8、/0.49-1=52 （不包括再沸器）试差法计算如下：Np=52塔顶压力：PD = 101.3 4 = 105.3KPa塔底压力.Pw =105.3 0.667 52 =139.984Pa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PD =101.3 4 =105.33kPa每层塔板压降：P =0.7k Pa进料板压力PF =105.33 0.7 9 =111. 63k Pa精馏段平均压力Pm1 =(111.63 105.33)/2 =1 0 8. 48k Pa塔底操作压力PD =105.33 0.7 23=121. 43kPa提馏段平均压力Pm2 =(

9、11 1. 6312 1. 4)32 =11 6. 53k Pa2 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.

10、36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-5971236.034对苯lgP_6.06832 一-48.993；273.15 泡 04742假设塔顶的泡点温度t=83.2C，则纯组分的饱和蒸气压为1431.83pO -1 1 1. 53kPatt lg pB =6.10416 =1.34464对氯苯-55.515 83.2 273.15pB -22.11kPa代入泡点方程和露点方程，得（10334）空 0.931ox _ P _ Pbo oPa - Pbp；111.53 0.931y

11、x0.986p105.33111.53 -22.11=XD故假设正确，塔顶温度为tD =83.2C假设塔顶的进料板温度t=94.4C，则纯组分的饱和蒸气压为1236.034对苯lg p； =6.06832 = 2.1 8825-48.99 94.4 273.15p； =1 5 4. 2k6Pa对氯苯 lgpB10416 1431.831.51548-55.515 94.4273.15pB =32.77kPa代入泡点方程和露点方程,oo3二7。.638pA-pB 15 4.2632.7 7假设正确，故进料板温度为tF =94.4oC假设塔底的泡点温度t=137C，则纯组分的饱和蒸气压为1236.

12、034对苯lg p； =6.06832 48.99 +137 +273.15p； = 442.51 kPa对氯苯 gpB”62988 5.21 137 273.15pB =115.28kPa代入泡点方程，得p； pB 442.5111 5.28假设正确，故塔顶温度为tW=137C精馏段平均温度m1 =(83.2 94. 4/2 =88. 8C提馏段平均温度tm2 =(94. 4 1 37/2 =1 1 5.Q全塔平均温度= (83.2 137)/2 =110.1 C3 平均摩尔质量的计算塔顶：由yxD =0.986，查平衡曲线得 为=0.920MVDm =0.986 78.11 (1-0.98

13、6) 112.56 = 78.60kg/kmolMLDm =0.920 78.11 (1-0.920) 112.56 = 80.87kg/k m o I进料板：由图理论板得 y =0.885 ,查平衡曲线得Xf =0.621MVFm =0.885 78.11 (1 -0.885) 112.56 =82.07kg/kmolMLFm =0.621 78.11 (1 -0.621) 112.56 = 91.17kg/k m o I塔底：由图理论板得yn =0.003 ,查平衡曲线得Xn =0.001Mm =0.003 78.11 (1-0.003) 112.56 = 112.46kg/kmolMLW

14、m =0.001 78.11 (1-0.001) 112.56 = 1 1 25 3 k/jk mo I 精馏段平均摩尔质量MVm1 =(78.60 82.07)/2 = 80.34kg/kmolM Lm1 = (80.87 91.17) / 2 = 86.02kg / k m o I提馏段平均摩尔质量MVm2 =(82.07 112.46)/2 = 97.27kg/kmolMLm2 =(91.17 112.53)/2 =101.85kg/k mol4 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mlpm1 M Vm1RTm1108.48 80.348.314 (88

15、.8 273.15)=2.90kg/m33-3.51 kg/m提馏段m2二卩庇“如2RTm2116.53汉 97.278.314 (115.7273.15)(2)液相平均密度计算，Lm塔顶 tD =83.2C 时，r3:a =912 -1.187 83.2 = 813.24kg/m3-1127 -1.111 83.2 =1034.56kg/m13LDm816.73kg/m0.98/813.24+0.02/1034.56进料板tF =94.4C时，=912 -1.187 94.4 = 799.95kg/m3 订=1127 -1.111 94.4 =1022.12kg/m3WA0.621 x 78

16、.110.621 78.110.379 112.56= 0.532，LFm =10.532/803.7 0.468/1025.7= 894.28kg/m3塔底tW =137oC时, =912 -1.187 137 = 749.38kg/m3订=1127-1.111 137 = 974.79kg/m31 3 LWm974.20kg / m0.002/749.38 0.998/974.79精馏段液相平均密度为Um1 =(816.73 894.28)/2 =855.51kg/m提馏段液相平均密度为Lm2 =(894.28 974.20)/2 =934.24kg/m35 液相平均表面张力的计算二 Lm

17、 =嘉 Xfj塔顶 tD =83.2C 时，查得二A=20.82mN/m c25.84mN /m-LDm = 0.920 20.82 0.08 25.84 =21.22mN /m进料板 tF =94.4oC 时，查得二A=19.35mN/m c24.57mN /m二LFm =0621 19.350.379 24.57 = 21.32mN /m塔底 tW =137C 时，查得二 A =14.25mN /m cB =19.48mN /m二 LWm =0.001 14.25 0.999 19.48 =19.47mN/m精馏段液相平均表面张力为f =(21.2221.32)/2 =21.27 mN/m

18、提馏段液相平均表面张力为二m2 =(21.32 19.47)/2 =20.40mN/m6.液体平均粘度计算igm 八 MgJ塔顶 tD =83.2C 时，JA = 0.299mPa s B = 0.303m Paslg%Dm JLDm =0.299mPa s进料板tF =94.4C时，A = 0.268m Pas= 0.275m Paslg%Dm =0.621lg 0.268 0.379lg0.2 75JL D m= 0.27 m Pas塔底tW =137c时,IgLDm =0.001lg0.184 0.999lg0.1 9 7l d m= 0.1 9 7n P as精馏段液相平均粘度为m1

19、=(0.299 0.271)/2 =0.285mN /m提留段液相平均粘度为m2 =(0.2710.197)/2 =0.234mN/m全塔液相平均粘度为JL =(0.299 0.197)/2 =0.248mP as又塔顶和塔底平均温度为(83.2+137) /2=110.1C则此温度下的相对挥发度为:耳叱4.40 pB53.3c /小/11、-0.245Et =0.49(7)根据奥康奈尔关联法,0 2450.49 (4.40 0.248) =0.48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“VMVm170.4A 80.343 /Vs10.542m /

20、s3600 &m1, LM Lm123.18 汇 86.02 ccccq3 ,LS1型0.0 0 0r6 /s3600 Lm136008551L -V衍Y2式中C由公式C =C20由计算，其中C20可由史密斯关联图查出，图的横坐标为1 1Lh J Pl ：2 0.0006汉3600 855.51 迄 nndn=汇I =0.019Vhj 0.541 汉 3600 、2.90 丿取板间距Ht =0.42m，板上液层高度hL =0.07m，则Ht -hL =0.42 -0.07 =0.35m由史密斯关系图得C20 =0.069C=0.069227丫2 “070 20丿=0.070855.51 2.9

21、0Umax2.90=1.20m /sD14 汉 0.542-3.14 0.72D=1.0m o塔截面积J! 23 142=41.心0 785m取安全系数为0.6，则空塔气速为0.6umax = 0.72m/s=0.979 m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0 5 4 2实际空塔气速u二0542 0.6 9m/s0.7 8 5(2) 提馏段LS2V M vm23600 Vm270.49 97.273600 3.51=0.543m3/sL M Lm23600 ?Lm296.42 101.853600 934.24-0.0029m3/s/ 丄丄Lh (PL F 0.00293

22、600 *934.24J =I =0.087Vh丿0.5433600 i 3.51 丿Ht -hL =0.42 -0.07 =0.35m查图得C20= 0.068C = C200.2=0.068 x120丿0.20.40 ) c cccI = 0.068 20丿934.2451 =1.12m/sUmax 二 0.0684VS2=4 543.1.00m3.14 0.6723.51U2 =0.6umax - 0.6 1.12= 0.67m/s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23.1422州盲d-t 1 =.785m实际空塔气速u =053=0.6

23、9m/s0.7 8 52 塔高的计算(1) 精馏塔的有效高度精馏段Z精二(N精1)Ht =(9-1) 0.42 = 3.36m提馏段Z提二(N提1)Ht=(141) 0.4= 5.46m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Z有效二Z精 Z提 0.8 3 =3.36 5.46 2.4 =11.2m(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H =(n -nF -nP -1)Ht nfHf nPHP Hd Hb H1 H2 =(23-1

24、 -3-1) 0.42 0.8 3 0.8 0.7 2.0 0.6 2.0 =16.06m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：=0.66D =0.66 1.0 = 0.66m(2) 堰高：由hw =hL -how，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得精馏段:hOW12.84 E 硕lw_ 28 卩.0003600 10000.662=0.00626m取 hL =0.07m，则hwi = h|_ - howi = 0.07 0.0 06260.0 63 7n4提馏段:hOW22.84 E10

25、002 2ih2 y 2.840.0029汉 3600 话JTj =10001 066J=0.0018mhw2 = hi - how2 = 0.07 - 0.0 1 8= 0.0 5 m（3）降液管面积当垃=0.66时，查表得DWl =0.124，Wd =0.124 1.0 = 0.124m DAf2-=0.0722, Af =0.0722 0.785 = 0.057m2 A塔的相对操作面积为 1 -2 0.0715100% =85.7%(4) 液体在降液管里停留的时间精馏段3600Af HtLh13600 0.057 0.403600 0.0006=38s - 5s故降液管设计合理(5) 降

26、液管底隙高度h。h。3600lWU0精馏段和提馏段降液管下端和塔板间出口处的液体流速分别取U01=0.075m / suQ2 =Q.18Qm/s精馏段ho1Lh13600 0.0006= Q.Q12m-3600lwu013600 0.66 0.075提馏段h2Lh23600 0.0029=0.024 m3600IwUq23600 0.66 0.1802 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0UoJ.5482.90.54872.85.27m/s3.51=5.86

27、m/s上下两段相应的阀孔动能因子为：Foi = Uo Kp1 / vi = 5.86 2.90 = 9.979F02 - Uo Kp2 J V2 = 5.27. 3.51 = 9.873 均属正常操作范围。取边缘区宽度 Wc= 0.055m,安定区宽度 Ws = 0.065m ,开孔区面积Aa =；2 |xJr2 X2 + 旦sin180R=2 0.311 . 0.4452 -0.31120.4452sin 0311 = 0.504m2_1800.445其中，R = D -Wc 二10 -0.055 =0.445m2 2- Wd Ws =10 - 0.124 0.065 =0.3112 2(2

28、 )提馏段塔板布置 取边缘区宽度 Wc= 0.030m,安定区宽度 Ws = 0.055m，开孔区面积2lr!-1 sinJT=2 0.321 0.4702 -0.3212IL1800.4702 sin 一1型0.470=0.552m2其中,r 巧y.30 0mx= Wd Ws =1 - 0.124 0.055 =0.321(3)浮阀数n和开孔率:F1型浮阀的阀孔直径为 39mm阀孔气速uo =：，其中取F=10 vFV浮阀数目nV2uodo 二 /4开孔率精馏段10= 5.87m/s提留段U04 7.5425.87 0.039 0.039 二=78-780.039 0.039=11.86%1

29、. 15.34m/s3.51=864 95435.34 0.039 0.039 3.14即-860.039 0.0391 1= 12.94%t=0.075m，则排间距t为浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距Aa 0 504 精馏段 t =0.0862m = 86.2mmnt 78 況 0.075a 0 552 提留段 t =0 0.0856m = 86.6mmnt 86 9075考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑和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t =80mm=0.08m精馏段a0.5040.075 0.08重新计算孔速及阀数提留段V

30、.u0 二25.53m/sn d2 兀 / 484 汉 0.039 汉 0.039 汉3.14F。=5.53. 2.90 =9.410.542 4c 0.039x0.039 cc/ 阳=841278%1灯Aa0.552 心n92tt 0.075 0.080.543 4U0V4.94m/sn do7： /492 0.039 0.039 3.14Fo =4.94.、3.5仁 9.25=92 O.0390.039=13.99%1x1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hp 也hih-(1)干板阻力精馏段U0c1i25 73.1/5=1.82573.1/2.90 =5.8 6

31、 m/s提馏段U01 : ud,则0.175hc1 =19.0亚-：L119 5.530.175855.51=09m 液柱U0c2825 73.1/ g21825 73.1/3.51 = 5.27m/sU02 * U0c2 ,则0.175hc2 =19.0 呜L20.17519 4.940.026m液柱934.24(2)板上充气液层阻力取充气系数；0 = 0.5，则hl i0hL =0.5 0.07 =0.035m液柱(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hp1 =hc1 h =0-029 0.035=0.064m 液柱Pp1=0.064

32、 855.51 9.81 =537.12Pa ： 700Pa提馏段每层压降hp2 = hc2 h =0.026 0.035 = 0.061m 液柱二Pp2 = hp2L2g = 0.061 934.24 9.81 = 559.06Pa ： 700Pa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 Hd乞Ht hw)，而出弋hL hd(1)和气体通过塔板压降所相当的液柱高度精馏段 hp1 = 0.064m液柱提馏段hp2 = 0.061m液柱(2)液体通过降液管的压头损失精馏段提馏段hd1 =0.153| 也Vw h011.1530.00060.0

33、0088m 液柱0.66 0.012hd2 =0.153 亘 =0.153)W h02 丿、20.00290.0051m 液柱0.66 0.024(3) 板上液层高度精馏段和提馏段皆为hL = 0.07m因此，取 =0.5，降液管中清液层高度如下:精馏段Hd厂 hp1 - hL1 亦二 0.064 0.070 0.00088 二 0.1349m(Ht hW1) =0.5(0.42 0.06374)=0.2419 Hd1可见，精馏段符合防止液泛的要求。提馏段 H d2 二 hp2 - hL2 - hd2 二 0.061 0.07 0.0051 二 0.136m(Ht hW2)=0.5(0.42

34、0.052) = 0.236 Hd2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ev的验算uaAt -Af5.7 10-6 ev_ 5.7 10占 一21.27 103.2UaHt _hf ,0.74450.42 -2.5 0.073.2=0.0094kg液 / kg气:0.1 kg液 / kg气故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。5.7x10 上/ 、Ua3.25.7x10(0.74583.2CTT-hf 丿一 20.40汉 1010.42-2.5 汉 0.07 丿ev二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ev的验算=0.0085kg液 / kg气

35、0.1kg液 /kg 气4.漏液的验算(1)精馏段漏液的验算U_F=取 F0=5，则5U02.94m/s ： 5.53m/s1.15，符合实际标准卜一、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Xd10.9862塔顶平均摩尔质量M Dkg/kmol78.60气相80.87液相3塔顶流量Dkmol/h45.074进料摩尔分数Xf10.6385进料液平均摩尔质量M fkg/kmol82.07气相91.17液相6进料流量Fkmol/h73.247塔釜摩尔分数Xw10.0038塔釜平均摩尔质量M wkmol/h112.46112.53气相液相9塔釜产品流量W25.93精馏塔工艺条

36、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kPa0.7Et =0.482平均压力PmkPa108.48116.533平均温度tmoC88.8115.74平均粘度mPa s0.2860.2355液相平均摩尔质量M Lmkg/kmol86.02101.856气相平均摩尔质量M Vmkg/kmol80.3497.277液相平均密度PLmkg/m3855.51934.248气相平均密度PVmkg/m32.93.519平均表面张力口 LmmN/m21.2720.24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l Wm0.792精馏段和 提馏段塔 径、堰咼、 降液管底隙 高度进行统 一圆整，以 便加工。2堰高hwm0.0640.0523弓形降液管界面积Afm0.0574弓形降液管宽度Wdm0.1245降液管底隙高度hom0.0120.0246横排孔心距tHm0.0757排间距tm0.0808浮阀数N。184929开孔率*%12.7813.99接管尺寸计算结果序号项目规格材料1塔顶蒸气岀口管245x6.5热轧无缝钢管2塔顶回流液管帖5汉2.0冷拔无缝钢管3进料管帖2汉2.0冷拔无缝钢管4塔釜岀料管*82.0冷拔无缝钢管5加热蒸气进口管245X12.0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