化工原理课程设计--苯—氯苯精馏过程板式塔设计

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1、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 11制药 日 期： 2014年6月25号 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 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99.5%的氯苯58000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于5%，原料液中含氯苯4

2、0%（以上均为质量分数）。（二）操作条件（1）塔顶压力 101.3kPa（表压）；（2）进料热状况 泡点；（3）回流比 自选；（4）塔底加热蒸汽压力 0.49Mpa（表压）；（5）单板压降 0.7 kPa；（三）塔板类型 浮阀塔板（四）工作日 每年按300天工作计，每天连续24小时运行（五）厂址 厂址为岳阳地区设计计算书一、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

3、系，最小回流比较小，经计算操作回流比取最小回流比的1.5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。809010011012076010251350176022502900148205293400543760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=0.9

4、86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=0.9136，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）逐板计算法求NT由平衡数据90时，130时， 故： 则平衡方程为： 逐板计算：因为0.6839，故换用提馏段操作线方程则： 因为 故总理论板层数 进料板位置 2 实际板层数的求解总板效率 实际精馏段塔板数 实际提馏段塔板数 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

5、力 塔底操作压力 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279-377353-422420-521氯苯15335-405405-597假设塔顶的温度为，则纯组分的饱和蒸气压为对苯 对氯苯 代入泡点方程，得 故假设正确，塔顶温度为同理 故 3平均摩尔质量的计算（1）塔顶： 由，查平衡曲线得 （2） 进料板： 由，查平衡曲线得 （3）精馏段平均摩尔质量 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 （2）液相平均密度计算 查手册绘图，如下苯的密度 5液相平均表面张力的计算 查手册绘图如下：塔顶时， 进料板时， 6. 液体平均粘度计算 查手册

6、，绘图如下塔顶： 时， 进料板： 时， 精馏段液相平均粘度为 五、精馏塔塔体工艺尺寸计算 1塔径的计算 利用史密斯关联图横坐标为 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0.7，则 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=2.0m。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，其高度为0.8m；提馏段中开一个人孔，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0.6m，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0.9m，封头高度为0.6m，裙座高度为2.0m，则全塔

7、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 因D=2.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。（1） 堰长：0.8）D 取系数0.8 D=2m （2） 堰高： 由内线表求得： （3）降液管面积 查表得 （4）液体在降液管里停留的时间 35s 故降液管设计合理（5） 降液管底隙高度 验算： 对应 而 且当=0.0327时， 2025mm，故合格 （6）受液盘 D=2m600mm 故采用凹形受液盘2塔板设计（1） 塔板布置由于D=2m800mm，故塔板采用分块式，分为三块（2） 边缘区宽度确定 溢流堰的安定

8、区宽度：70100mm 进口堰后安定区宽度：50100mm 无效边缘宽度：小塔一般为3050mm，大塔一般为5070mm本设计取70mm =60mm（3）开孔区面积其中： 故 （4）开孔数与开孔率取筛板直径=6mm，筛板采用碳钢，其厚度为4mm，筛孔按正三角形排列，且，故孔中心距为。每层塔板的开孔率 开孔数 每层塔板的开孔面积 气体通过筛板的孔速 七、塔板流体力学验算1塔板压降 （1）干板阻力 由于=0.157515% 故 ，查图得 而 代入得 （2）气体通过液层的阻力 故 查图得：故 （3） 液体表面张力的阻力 2液沫夹带 取 所以本设计的液沫夹带量在允许范围内。3. 漏液 筛板漏液点气速

9、稳定系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液。4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 （2） 液体通过降液管的压头损失 塔板上不设置进口堰 （3）板上液层高度 因此，降液管中清液层高度如下： 可见，不会发生液泛。八、塔板负荷性能图计算1、漏液线 整理得： Vs计算结果 0.00136 0.0091 0.0150 0. 由上表可做出漏液线2. 液沫夹带线 以 其中， (a) 而 故 (b)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 8.270 7.623 依表中数据在VSLS图中作出液沫夹带线。3液相负荷

10、下限线 取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取 则 故 依此值在VSLS图中作线即为液相负荷下限线。4. 液相负荷上限线 以作为t的下限 故 依此值在VSLS图中作线即为液相负荷上限线。5液泛线令由 忽略，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 8.839 8.310 7.906 6.471 /依此值在VSLS图中作线即为液泛线。将以上5条线标绘于图中，即为塔板的负荷性能图。 在塔板负荷性能图上，A为操作点，OA为操作线。由图可得：该筛板塔的操作上限为雾沫夹带控制，操作下限为漏液控制，且3/s，3/s。读图，操作弹性。九、精馏塔接管尺寸计算1塔顶蒸气出口管Vs=

11、选择蒸气速度，则 d=核算，在2塔顶回流液管 Ls=选择回流液流速，则 d= 按照附录中G14796-94选择冷轧不锈钢无缝钢管核算u=，在3进料管 Fs=选择进料液流速，则 按照附录GB8163-87，选择冷轧无缝钢管核算 u=在1.52.5之间，可用4塔釜出料管选择塔釜出料流速u=0.8m/s,则根据GB8163-87，选择热轧无缝管核算u=在0.51.0之间，可用1. 加热蒸气进口管加热蒸气速度u=18m/sVs=则d=根据GB8163-87，选择热轧无缝管核算u=在1220m/s之间，可用十 产品冷却器选型冷凝器，冷却水t1=30，t2=45热负荷和冷却水流量冷：4530t1=tD-4

12、5= -30=tm=tD=，苯的汽化热苯=394.0525/KJWh=Vs2.78=10.82/sQh=WhQ=1.05Qh=WcCpc（t2-t1）t水=（t1+t2）/2=（30+45）/2=Cpc=4.182KJ/K则Wc=71.367/s校正：单壳程，多管程P=（45-30）/（-30R=取传热系数为K=600W/()，故S=有关参数如下表公称直径DN/mm公称压力PN/mpa管程数Np管子数中心排管数管程直径换热管长度L900493835实际传热面积So=ndl=938（4.5-0.1）=246.23Ko=604.84W/管程流通面积 Ai=U1=Rei=其中s设管壁粗糙度由（2）核

13、算总传热系数Rei=32Pri=壳程对流传热系数A=hD（1-Uo=de=取所以污垢热阻 参考附录 Ko=安全系数故所选择的换热器是合适的进料处的加热器 假设全年的平均温度为21即 冷流体：t1=21k热量衡算Qc=WcCpc（t2-t1）选用热水蒸汽为热流体加热蒸汽压力为5Kgf/cm（绝），则设T1=150，T2=110则热：140110 Tm=（T1+T2）=125k 60.62 89而p= R=由P238页图4-19查得水蒸气流量Wh= 初选换热器规格取传热系数K=700W/S=换热器有关参数如下表公称直径DN/mm公称压力/mpa管程数Np管子数n管程直径mm换热管长度m159111

14、2实际传热面积SD=ndl=Ko=再沸器 计算热负荷和热蒸气量tw=130热：190140 tm=165冷：130（g）130(l) tm=130定性温度下1密度/kg/m比热容（kJ/kg）黏度pas氯苯水蒸气假设k=800w/LQc=r氯苯Wh=S=则实际传热面积So=ndL=275Ko= 有关参数公称直径DN/mm公称压力PN/mpa管程数Np管子数中心排管数管程直径换热管长度L500127519（2）核算管程流通面积Ai=Ui=Rei= 管程对流传热系数Pri=Uo=de=Reo=Pro=Ko=886.3w/则所选换热器是合适的 冷却器计算热负荷和冷水量热：13021冷：018 tm=

15、18LQh=LWc=两流体的平均温度差而P= R=查得初选换热器假设K=600w/S= 基本参数公称直径DN/mm管程数Np管子数管程直径mm换热管长度L换热面积9006720实际传热面积So=ndL=720Ko=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2塔顶平均摩尔质量气相液相3塔顶流量4进料摩尔分数5进料液平均摩尔质量气相液相6进料流量7塔釜摩尔分数8精馏段平均摩尔质量气相液相9塔釜产品流量筛板塔工艺设计及有关物性数据计算结果序号项目符号单位数值备注1平均温度2平均压力3气相流量4液相流量5实际塔板数 146有效段高度7塔径28板间距9溢流方式 单溢流10降液

16、管形式弓形11堰长12堰高13板上液层高度14堰上液层高度15降液管底隙高度16安定区宽度17边缘区18开孔区面积19筛孔直径20筛孔数目1047221孔中心距22开孔率23空塔气速24筛孔气速25安全系数26每层塔板压降27负荷上限雾沫夹带控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带30气相负荷上限31气相负荷下限32操作弹性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塔顶回流液管冷轧无缝钢管3进料管冷轧无缝钢管4塔釜出料管冷轧无缝钢管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

17、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

18、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