化工原理课程设计Word文档格式.docx

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1）绘制工艺流程图2）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。

目录前言61．设计方案的思考62.设计方案的特点63．工艺流程确实定6一．设备工艺条件的计算81．设计方案确实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．塔板数确实定93.1理论塔板数的求取93.2确定操作的回流比R103.3求理论塔板数113.4全塔效率123.5实际塔板数〔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134.2平均温度144.3平均分子量144.4平均密度154.5液体的平均外表张力164.6液体的平均粘度174.7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252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：

45前言1．设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～2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，并可装载自动平安阀。

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杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和比照，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．工艺流程确实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局部作为回流液，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一．设备工艺条件的计算1．设计方案确实定及工艺流程的说明本设计任务为别离苯-氯苯混合物。

对于二元混合物的别离，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，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。

该物系属易别离物系，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78.11kg/kmol和112.61kg/kmol。

平均相对挥发度，那么，汽液平衡方程为：

3.2确定操作的回流比R将表3-1中数据作图得曲线。

图3-1苯—氯苯混合液的x—y图在图上，因，查得，而，。

故有：

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：

求精馏塔的汽、液相负荷3.3求理论塔板数精馏段操作线：

提馏段操作线：

提馏段操作线为过和两点的直线。

查图一，由=0.986=0.00288查得塔顶及塔釜温度分别为：

=80.43℃=138.48℃，全塔平均温度=（+）/2=（80.43+138.48）/2=109.5℃根据表3-4表3-4苯-氯苯温度粘度关系表温度℃20406080100120140苯粘度mPa·

s0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯粘度mPa·

s0.750.560.440.350.280.240.利用差值法求得：

，。

3.5实际塔板数〔近似取两段效率相同〕精馏段：

块，取块提馏段：

块，取块总塔板数块4．操作工艺条件及相关物性数据的计算4.1平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。

塔顶：

加料板：

塔底：

精馏段平均压强提镏段平均压强4.2平均温度利用表3-1数据，由拉格朗日差值法可得塔顶温度,加料板，塔底温度，精馏段平均温度℃提镏段平均温度4.3平均分子量精馏段：

℃液相组成：

，气相组成：

，所以提镏段：

，所以4.4平均密度4.4.1液相平均密度表4-1组分的液相密度〔kg/m3〕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：

推荐：

氯苯：

式中的t为温度，℃塔顶：

进料板：

塔底：

精馏段：

提镏段：

4.4.2汽相平均密度精馏段：

4.5液体的平均外表张力表5-1组分的外表张力σ温度8085110115120131σA苯21.220.617.316.816.315.3σB氯苯26.125.722.722.221.620.4液体平均外表张力依下式计算，即塔顶液相平均外表张力的计算由，用内插法得，,进料板液相平均外表张力的计算由，用内插法得，,塔底液相平均外表张力的计算由，用内插法得，,精馏段液相平均外表张力为提镏段液相平均外表张力为4.6液体的平均粘度表三不同温度下苯—氯苯的粘度温度t，℃6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用表示4.6.1塔顶液相平均粘度，，，4.6.2进料板液相平均粘度，，，4.6.3塔底液相平均粘度，，,4.7气液相体积流量精馏段：

汽相体积流量汽相体积流量液相体积流量液相体积流量提镏段：

汽相体积流量汽相体积流量液相体积流量液相体积流量6主要设备工艺尺寸设计6.1塔径精馏段：

初选塔板间距及板上液层高度，那么：

按Smith法求取允许的空塔气速〔即泛点气速〕查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：

m/s取平安系数为0.7，那么空塔气速为精馏段的塔径按标准塔径圆整取提镏段：

m/s取平安系数为0.7，那么空塔气速为精馏段的塔径按标准塔径圆整取7塔板工艺结构尺寸的设计与计算7.1溢流装置因塔径为1.6m，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。

7.1.1溢流堰长〔出口堰长〕取精馏段堰上溢流强度,满足强度要求。

提镏段堰上溢流强度,满足强度要求。

7.1.2出口堰高对平直堰精馏段：

由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：

〔满足要求〕验证：

（设计合理）提镏段：

由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：

〔满足要求〕验证：

（设计合理）7.1.3降液管的宽度和降液管的由，查化工原理课程设计P112图5-7得，即：

，，。

液体在降液管内的停留时间精馏段：

〔满足要求〕提镏段：

〔满足要求〕7.1.4降液管的底隙高度精馏段：

取液体通过降液管底隙的流速，那么有：

〔不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求〕故合理提镏段：

〔不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求〕故合理选用凹形受液盘，深度7.2塔板布置7.2.1塔板的分块本设计塔径为，故塔板采用分块式，塔板分为4块。

7.2.2边缘区宽度确定取7.2.3开孔区计算其中：

故7.2.4浮阀数计算及其排列精馏段：

预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速，即F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。

取同一横排的孔心那么排间距考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一局部鼓泡区，因而排间距不宜采用0.071m,而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数实际孔速阀孔动能因数为所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~14的合理范围内，故此阀孔实排数适用。

此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。

所以这样开孔是合理的。

预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速即F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。

取同一横排的孔心那么排间距考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一局部鼓泡区，因而排间距不宜采用0.066m,而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数实际孔速阀孔动能因数为所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~14的合理范围内，故此阀孔实排数适用。

阀孔排列二塔板流的体力学计算1塔板压降精馏段〔1〕计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即〔2〕计算塔板上含气液层静压头降由于所别离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，板上液层高度所以依式〔3〕计算液体外表张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体外表张力的阻力很小，所以可忽略不计。

这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为提镏段：

（1）计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即

（2）计算塔板上含气液层静压头降由于所别离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，板上液层高度所以依式（3）计算液体外表张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体外表张力的阻力很小，所以可忽略不计。

这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为2液泛计算式精馏段

（1）计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算

（2）液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中（3）板上液层高度：

那么为了防止液泛，按式：

，取平安系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求（4）液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于3~5s,才能使得液体所夹带气体释出。

本设计可见，所夹带气体可以释出。

提镏段

（1）计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算

（2）液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中（3）板上液层高度：

，那么为了防止液泛，按式：

3雾沫夹带的计算判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。

泛点率的计算时间可用式：

和塔板上液体流程长度塔板上液流精馏段：

苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式及提镏段：

苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式及为防止雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。

从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。

4塔板负荷性能图4.1雾沫夹带上限线对于苯—氯苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率（亦为上限值）,利用式和便可作出此线。

由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有精馏段：

后得即即为负荷性能图中的线（y1）此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。

所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。

利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。

0.0010.0050.010.0150.020.0252.4312.3452.2362.1282.01991.912提镏段：

后得即即为负荷性能图中的线（y1’）0.0010.0050.010.0150.020.0252.6192.5342.4292.3232.2192.1134.2液泛线由式，，联立。

即式中，，板上液层静压头降从式知，表示板上液层高度，。

所以板上液体外表张力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可用式那么式中阀孔气速与体积流量有如下关系精馏段：

式中各参数或已计算出，即；

；

代入上式。

后便可得与的关系，即此式即为液泛线的方程表达式。

在操作范围内任取假设干值，依00.0050.010.0150.020.0253.413.132.862.522.031.25用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的（y2）。

；

代入上式后便可得与的关系，即0.0010.0050.010.0150.020.0253.2433.0512.7922.4551.9831.221用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的（y2’）。

4.3液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间别离出，液体在降液管中停留时间不应小于3～5s。

所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。

由式可知，液体在降液管内最短停留时间为3～5秒。

取为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的那么为液体的最大流量,即液相负荷上限，于是可得精馏段：

所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线（y3）。

所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线（y3’）。

4.4气体负荷下限线〔漏液线〕对于F1型重阀，因

即负荷性能图中的线（y4’）。

4.5液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

、代入的值那么可求出和精馏段：

按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线（5）.提镏段：

按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线（y5’）.精馏段负荷性能图如下：

在操作性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。

由图8-1可知，液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。

按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限,气相负荷下限，所以可得提馏段负荷性能图如下：

由图8-2可知，液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。

按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限,气相负荷下限所以可得三板式塔的结构与附属设备1塔顶空间塔的顶部空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。

为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度HD是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，通常取HD为〔1.5～2.0〕HT。

取除沫器到第一块板的距离为。

故取塔顶空间为：

2塔底空间塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。

塔底储液空间是依储存液量停留10～15min而定的，塔底液面至最下层塔板之间保存1～2m。

以保证塔底料液不致流空。

塔的底部空间高度HB是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离：

取3人孔数目人孔是或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以到达要求，对于D≥1000mm的板式塔，每隔6～8块塔板设置一个人孔；

且裙座处取2个人孔。

本塔20块塔板，因此，在精馏段和提留段各设置一个人孔。

每个孔直径为，厚，高52mm。

在设置人孔处，板间距为600mm，裙座上应开个人孔，直径为，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此4塔高板式塔的塔高如图9-1所示，塔体总高度由下式决定：

式中HD——塔顶空间，m；

HB——塔底空间，m；

HT——塔板间距，m；

HT’——开有人孔的塔板间距，m；

HF——进料段板间距，m；

Np——实际塔板数；

S——人孔数目〔不包括塔顶空间和塔底空间的人孔〕H1——封头高度；

mH2——裙座高度；

m塔体总高度：

浮阀塔总体设备结构简图：

5接管5.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。

本设计采用直管进料管，管径计算如下：

,那么体积流量取管内流速那么管径查无隙钢管标准，取进料管规格Φ70×

3那么管内径d=64mm进料管实际流速5.2回流管采用直管回流管，回流管的回流量,平均密度，塔顶液相平均摩尔质量那么液体流量取管内流速，那么回流管直径查无隙钢管标准，取回流管规格Φ60×

4那么管内直径d=52mm回流管内实际流速5.3塔顶蒸汽接管塔顶汽相平均摩尔质量塔顶汽相平均密度那么蒸汽体积流量：

取管内蒸汽流速那么查无隙钢管标准，取回流管规格Φ299×

12那么实际管径d=275mm塔顶蒸汽接管实际流速5.4釜液排出管塔底，塔顶汽相平均摩尔质量平均密度体积流量：

取管内流速那么查无隙钢管标准，取回流管规格那么实际管径d=33mm塔顶蒸汽接管实际流速5.5塔釜进气管，塔顶汽相平均摩尔质量塔釜蒸汽密度那么塔釜蒸汽体积流量：

取管内蒸汽流速那么可取回流管规格Φ299×

10那么实际管径d=280mm塔顶蒸汽接管实际流速6法兰由于常压操作，设计压力为0.4MPa，应选择法兰时，以0.6MPa作为其公称压力，即PN=0.6根据HG5010-58标准，均选择标准管法兰，平焊法兰，结果如下：

进料管接管法兰：

PN0.6DN70HG5010回流管接管法兰：

PN0.6DN50HG5010塔釜出料管接法兰：

PN0.6DN80HG5010塔顶蒸汽管法兰：

PN0.6DN500HG5010塔釜蒸汽进气管法兰：

PN0.6DN500HG50107筒体与封头7.1筒体精馏段D=1600mm，取壁厚，材质：

Q235提馏段D=1600mm，取壁厚，材质：

Q2357.2封头封头采用椭圆形封头。

那么内径d=62mm，得：

取绝对粗糙度为：

那么相对粗糙度为：

摩擦系数λ由∴λ=0.0107进料口位置高度：

h=〔14-1〕×

0.45+2.1+0.4+3=11.35m∴扬程：

可选择泵为IS50-32-1258.2冷凝器塔顶温度tD=80.43℃冷凝水t1=20℃t2=30℃那么由tD=80.43℃查液体比汽化热共线图得塔顶被冷凝量冷凝的热量取传热系数那么传热冷凝水流量选型：

G436Ⅱ-2.5-59.248.3再沸器塔底温度tw=138.48℃用t0=150℃的蒸汽，釜液出口温度t1=142℃那么由tw=138.48℃查液体比汽化热共线图得那么取传热系数那么传热加热蒸汽的质量流量选用热虹吸式再沸器（）G600Ⅱ-2.5-164.6DNmmPNMPa换热m26002.5164.6四计算结果总汇序号精馏段工程数值序号提馏段工程数值1平均温度tm/℃84.291平均温度tm/℃113.32平均压力pm/kPa107.42平均压力pm/kPa113.73气相流量Vs/（m3/s）1.7423气相流量Vs/（m3/s）1.7704液相流量Ls/（m3/s）0.002544液相流量Ls/（m3/s）0.008535汽相平均密度〔kg/m3〕2.875汽相平均密度〔kg/m3〕3.356实际总塔板数66实际塔板数147塔径/m1.67塔径/m1.68板间距/m0.458板间距/m0.459溢流形式单溢流9溢流形式单溢流10降液管形式弓形10降液管形式弓形11堰长/m1.2811堰长/m1.2812堰高/m0.049612堰高/m0.036413板上液层高度/m0.0613板上液层高度/m0.0614堰上液层高度/m0.010414堰上液层高度/m0.023615降液管底隙高