化工原理课程设计.docx
《化工原理课程设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计.docx（35页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
化工原理课程设计
《化工原理》课程设计报告
精馏塔设计
学院专业班级学号姓名指导教师
3
...3
一一
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务
一．设计题目
设计方案
一．工艺流程
三．进料热状态
一二三四五六七八九
24
26
．全塔的物料衡算5
．理论塔板数的确定5
．实际塔板数的确定7
．精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算8
．塔体工艺尺寸设计10
．塔板工艺尺寸设计12
．塔板流体力学检验14
．塔板负荷性能图17
．接管尺寸计算19
．附属设备计算21
设计结果一览表
参考文献
苯-氯苯精馏塔的工艺设计
苯-氯苯分离过程精馏塔设计任务
一．设计题目
设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为％的氯苯140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于%。
原料液中含氯苯为22%（以上均为质量%）。
二．操作条件
1.塔顶压强自选；
2.进料热状况自选；
3.回流比自选；
4.塔底加热蒸汽压强自选；
5.单板压降不大于；
三．塔板类型
板式塔或填料塔。
四．工作日
每年300天，每天24小时连续运行。
五．厂址厂址为天津地区。
六．设计内容
1.设计方案的确定及流程说明
2.精馏塔的物料衡算；
3.塔板数的确定；
4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；
5.精馏塔主要工艺尺寸；
6.精馏塔塔板的流体力学验算；
7.精馏塔塔板负荷性能图；
8.精馏塔辅助设备选型与计算；
9.设计结果概要或设计一览表；
10.带控制点的生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图；
11.设计总结和评述；
设计方案的确定
一、工艺流程苯和氯苯原料液经换热器由塔釜液预热至泡点连续进入精馏塔内，塔顶蒸气经塔顶冷凝器冷凝后，一部分馏分回流，一部分馏分作为产物连续采出；塔底液的一部分经塔釜再沸器气化后回到塔底，另一部分连续采出。
塔顶设置全凝器，塔釜设置再沸器，进料及回流液的输送采用离心泵。
本设计采用筛板塔，因其结构简单、易于加工、造价低廉，且具有处理能力大、塔板效率高、压降较低、适用于黏度不大的物系的分离等优点。
二、操作压力
精馏过程按操作压力可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。
确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性的综合考虑。
一般优先使用常压精馏，对热敏性物料或混合物泡点过高的物系，宜采用减压精馏。
对于沸点低、在常压下
苯和氯苯的相对挥发度
因此选用普通的常压精
为气态的物料，应在加压下进行精馏在本方案所涉及的浓度范围内，相差较大，易于分离，而且苯和氯苯在操作条件下均非热敏性物质，馏，并采取连续操作的方式。
三、进料热状态
进料热状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的关系。
q值增加，则冷凝器负荷降低，再沸器负荷增加。
对于低温精馏，采用较高q值更经济；对于高温精馏，当D/F值较大时，宜采用较小的q值；当D/F值较大时，宜采用q值较大的气液混合物。
本方案采用泡点进料。
四、加热方式
塔釜的加热方式通常分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。
当塔底产物近于纯水且在浓度很低时溶液的相对挥发度仍较大时，可采用直接蒸汽加热。
本方案采用间接蒸汽加热，塔釜设置再沸器。
饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此本方案采用饱和水蒸气作为加热剂。
精馏塔工艺计算书
一、全塔的物料衡算
苯的摩尔质量
氯苯的摩尔质量
进料及塔顶、塔底产品中苯的摩尔分数
a^78Jl1022^11156
0.8363
=0393
-0M58
0.999s78.ji
0.999/78.11+0MV112.56
'004/t^jj
0.004^1110.996/112.56
进料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
JI/f=0.8363
£78.11-（1-0.8363）x77256-
83."5（k^.krHub
iWd=0.9993
<78.11-（；-0,9993）x7/2.56=
Mr=0.0058x78.11+（1-0.0058）xH256=I12.36（k^kmui）塔底产品量
135000^
W-=166.^（kntol/h）
300x24^112.36'
根据总物料衡算式
F=JF
及苯的物料衡算式
bxji~Dxj）+f
联立求得
D=850.咖册
A-\0\72kmoih
二、理论塔板数的确定
苯-氯苯属理想体系，采用图解法求理论板数。
由手册查得不同温度下苯和氯苯的饱和蒸气压数据，根据
P-Pc
.切厂=
PB-PC
tt
PB
VB=—佃
查阅气象资料可知天津地区年平均气压为。
计算塔顶压力JI.■-.I
对应的汽液平衡数据，绘制x-y图。
图1图解法求理论板数
本工艺采用泡点进料，进料热状况q=1。
q线与平衡曲线的交点坐标为Xq=，yq=。
最小回流比
畑==0,307
取操作回流比
R=2RnNrT二0.61
精馏段气相及液相负荷
L^RD=5225kmol/h
F=G?
+』）D=1372r8kmol/h
提馏段气相及液相负荷
L=LqF=i539.6kn}ob）]
/==I372.8kmolh
精馏段操作线方程
LD
y=pc+=（k38Q&:
+0.619
提馏段操作线方程
ujr
1J216x^&0007
三、实际塔板数的确定
前已得出，塔顶压力
PD~^）5.6kPa
则塔底压力
\pw=105.6+30'0.9二132.6（kPa）由Antoine方程
aB
及泡点方程
通过试差法分别计算塔顶和塔底的温度（泡点）。
计算得塔顶温度
5=81.47^
塔底温度
则全塔平均温度
|t=由手册查得此温度下苯的黏度
“片=0.217ntPaa
氯苯的黏度
进料液的黏度
-exp®ln何+（1-盼）蚯討-0.22^ntPa*
相对挥发度
pc-2丿？
二*5丘石-<2.9
通过O'conne法估算全塔效率
曲=0.49伽严却二曲妫
该数值低于假设值，故通过迭代重新计算。
最终得到满足精度要求的全塔效率值
Er二0.495
按此值计算得精馏段实际板数N精=19,提馏段实际板数N提=13,总板数N=32（不含再
沸器）。
四、精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算
1操作压力
根据塔顶压力沪沁叫及单板压降可计算进料板压力
打■10^.64■曾乂0.9m［器我切币
及塔底压力
珂・10^.4i2、ChP-l?
4
精馏段平均压力
b-f105.6■+122.=114.2（kPa）
提馏段平均压力
|pr二“227十134.4）2=128.5tkPa）
2操作温度
前已求得塔顶温度
3=81.47^
通过前文所述的泡点温度计算方法求取打」:
晋丘叫下，对应的进料板泡点温度
1^=91.21^
以及悩•沁心下，对应的塔底泡点温度
tw=l41.89°C
精馏段平均温度
t=（8L47十9L2O/2=86.34^
提馏段平均温度
=（VL214⑷.洌2=
3平均摩尔质量
塔顶
心=xd=0.99^
查平衡曲线得
|rj=0.997
气相平均摩尔质量
血p=0.999x78.11+-0.995f）x"56-78.13（^krtiol）
液相平均摩尔质量
沁=0.997x78A1^（1-0.997）x112.56=7&2咆加况）
进料板
由图解法已知第10块理论板为进料板。
查平衡曲线得对应的气液相组成为
\伽=0.93V
\jciff=0.75i
气相平均摩尔质量
Me=0M9X^8.11■+（1-丛阳g）X112.56=80.21（^kmol）
液相平均摩尔质量
Afe=0.752X78.11（J-a752）x112.56=86.65（^kntal）
塔底
|rB-=0.006
查平衡曲线得
^=0.021
气相平均摩尔质量
丄伽r=0.021x^8.1i4-（7-0.021}<112.56=H1.84^kmul）液相平均摩尔质量
皿=0.006<78.11+{1-0.00^112.56=n2.3^kmol）
精馏段平均摩尔质量
=f+80.21）；2=T1
Ml=/-86.63^2=82.43^kmol）
提馏段平均摩尔质量
Mr-（80.21|111.84^2=9M2^kmol）
M=（朋血+112.36）/2=妙5"蚣伽咧
4密度
精馏段气相平均密度
二3.02fkgm*）
pMvH4.2口9"
RT~8.314X186.54\273.15）
提馏段气相平均密度
p^y96.02
Rf~8.3Nx（116.55^273.15^
由手册查得
塔顶（=5/.77%|）
如&=刃阴卅pnc=1032k^m3
则
協=+0,001/1032）=810.2（kg.^）
进料板（|v-z-■■）
苯的质量分数
则
a752x78.11十0.248112.56
PF-I＞（0.6^8,801+0322/1022i一&閒纳肋矗h塔底（山厂「'■■）
pau=
则
网—】㈣屮轴+（1996966）—◎必旳畑加卉
精馏段液相平均密度
阮=（810,2+^9//2二S35⑶畑沏\
提馏段液相平均密度
PL丄^6（19+妬或旳Z2—如2购畑期）
5表面张力
塔顶（卜='•-）
◎qe=21.2沁「m
则
pwc=9&6icgffif
刃x?
-25.呂mN/m
ffP=0.9992L2+0.00125.8=
进料板（一：
）
刊u=2tZ]rn\rr/t
则
ffy=0.752x26JJ+0.248<24.9=2L29（m^/ni/塔底（\tw=i-fl.89^C）
（70=14.6^^nt
则
Oi\=ft00614.6i0.99919.8=19.~7（n^阳
精馏段平均表面张力
jW?
+21.29）/2=2L24（n^m/
提馏段平均表面张力
o={21.29+19.77）2=2a53frti\'/m）
期匚-19.8niNm
五、塔体工艺尺寸设计
1塔径
精馏段气液相流量分别为
KWf1372.^^79.17』
Vh==*=35943（/tf新
prJ.（72
理=9,984^/s
IA珀522*5x82.43.
y=—=——=5L55^pl.855.5
L,-0.01432^
L
1
Lh円玄
51.55835,57
—c~f
（f=0.024
3594/3.02
取塔板间距.；,；■卫比壮，板上液层高度订二辽-：
%，则
^T-hL=0,71m
查Smith关联图得匕竝TJ.愈洽，贝U
负荷因子
C打W
C=5丽=0146^（~^}=0.148
最大允许气速
835.5-3.02
•=QHJ
3.02W闷
取安全系数为，则空塔气速
提馏段
气液相流量分别为
F；=9.611^3
虻=0,04662m3s
345^3.81
LhpL2[67.84912.83
取塔板间距弘m*：
.：
，板上液层高度；；.■?
-_■?
；■■■./.■：
■：
■,，则
Ht~Hl—O^Om
查Smith关联图得」■-•，贝U负荷因子
r*/2A5302
亡=5乜=0A44x=0.145
最大允许气速
取安全系数为，则空塔气速
U=0伍魁mux—616'工34=I•
按标准塔径圆整，取［J.-?
..?
.：
■■■7塔截面积为
jfD*3J4x32*
At-=7精馏段实际空塔气速
urF.lr-9.984/8.042-L?
單g
提馏段实际空塔气速
it-V^At-9,611/8.042-
2塔高
塔板间距Ht取。
塔顶空间高度Hd取2倍塔板间距，即。
塔底空间高度Hb按下式计算。
旳—hj-h：
塔釜储液高度
266.9xi1236^30
—-头T-4.611
60f>w964,8x60
hi==TT—;=0.出
8,042
其中，塔釜料液停留时间•取30min，查手册可知DN3200mm的封头容积为。
塔底页面至最下层塔板间距h2取，则
lip=J.2m
全塔开6个人孔，分别位于塔顶、第7块板、第13块板、进料板、第26块板和塔釜，塔
板间距•，可保证足够的工作空间。
塔的有效高度
|/7=-2）Hr+Hf+Hd-Hb=⑴-2）0.8+1.2+1.6-3,2=30（m）
六、塔板工艺尺寸设计
1溢流装置
塔径为，故选用单溢流弓形降液管及凹形受液盘。
精馏段
取I?
圉：
;=敢胡，则溢流堰堰长
Ik-=0.65D-2.08m
选用平直堰，Francis公式中液流收缩系数近似取-。
堰上层液高度
2.84
1000
堰高度
hw=hL-how=03-0.024=0.066（m）
由I：
：
圉:
；=^制查手册得到降液管宽度与塔径之比及降液管截面积与塔截面积之比
Ar=0.587m
Wd=0.4]0ffi
液体在降液管中的停留时间
t36（X14/1rLh=36000.5犷0.8/51.55=32逆訂〉5a
故降液管设计合理
5L35
取液体通过降液板底隙的流速掩".沁，则底隙高度
-=二0.034（nt}
3600叭3600X2.08x0.2提馏段
取W则溢流堰堰长
l^=0.6W=2J76m
选用平直堰，Francis公式中液流收缩系数近似取-。
堰上层液咼度
■
»2.84Lh2.84
2.176-
=ao5J（m/
堰高度
|fe^=Az-how=Ml-M51=0M9w
由=加汕查得
-加胡A/Ar^0.084
则
0.454m%二恥？
伽
停留时间
r二3600，iflrLh=3血>M760.8/167^=>5$
故降液管设计合理
取液体通过降液板底隙的流速丄=Q歸,则底隙高度
.-la
GF）
同理，可算得提馏段
x^L046m
r=1^54nt
Aa-5.904m-3筛孔设计
山h：
用。
精馏段和提馏段的筛孔均按正三角形排
选取厚度卜-匕打的碳钢塔板，筛孔直径列，取筛孔中心距陽_、；；_.m：
精馏段筛孔数目
L155Aa
n==75/751"
/
开孔率
曲'0,0052
^=0.907（—/=0,907<（J=14.51%
1uiLCfjj-i'
气体通过阀孔的气速
ys9.叫
Ho=--―-—T7=lL27（itt/s）
加神6.103x0J451
同理可得提馏段
|nr=43645^
d=14.51%
a；=
七、塔板流体力学检验
1塔板压降
塔板压降包括干板阻力、板上液层的有效阻力及液体表面张力引起的阻力。
干板阻力
由＜-i查得流量系数-。
则精馏段干板阻力
1
^=0.051（—）=0.051
Copi
H.272
（0.79^
3.024
835.5
=液柱丿
同理，提馏段干板阻力
k-0.0429榔液柱
气体通过液层的阻力精馏段
以塔截面面积与降液区面积之差为基准计算的气体速度
叫9.W
At-2Af~8.024-2^0.587
1.454（nt/^
气相动能因子
|fq-ua\ipr-1,454^3.024-2.528依档討勺丿
查手册得，充气系数S-,则板上液层的有效阻力
hi=fihi=0.55x0.09二0M95（m液柱丿
提馏段
iia-L436ina
Fa-2.803疲用''丿
P=0.55
hi0.055m液柱
液体表面张力引起的阻力
精馏段
4>■2L24
_=0.0021（m液柱）pM835.5x9.81X0.005
提馏段
廟-◎仞怡僧液柱
由以上各项分别计算得精馏段和提馏段的塔板压降
ho
精馏段
hP=0.0376+0M95-0.0021-0.0892^
g=0.0892835.5>9.81=为打卩应提馏段
=0.0429++=0,0997（^
△d=0M97<912.89.81=8^3fPa）均满足设计任务书给定的要求
2漏液
精馏段漏液点气速
"Sm=4.4€剧农.005$+0」3hi_-ho）pdp¥二止J*CLayl（0M56+0.13x0.0495-0.0021）x835.53.024-7A3（^s）
实际孔速
lio=11.27maut）jtnin
稳定系数
^=1L27/7A3=LS8>1J提馏段漏液点气速
UUmiri-HI/A
实际孔速
U0-11.22囲lk
稳定系数
\Kf=1.61>1.5
3液沫夹带
精馏段
鼓泡层高度血二2.5ht=25<0.09-0.225（m）
根据Hunt关联式算得液沫夹带量
5.7xJO6lia
即=
6-Hj-hf
5*7xW
10
U5
提馏段
鼓泡层高度
蛇匸25/3；=25，0J=0一阳
液沫夹带量
ey二0,00599液他气
精馏段和提馏段液沫夹带量均位于允许范围内。
4液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度「•应服从关系式',y<
，苯-氯苯物系属
般物系，取安全系数餐-：
■■:
扌
精馏段
^7
07
八、塔的负荷性能图
1漏液线
/?
/-2.5（hw+民J
伽3600^~'3亦=命P
以上各式联立求得
故精馏段和提馏段均不会发生液泛。
带入数据得,
精馏段漏液线方程
H=3.0^3.34+I4.7L/"-'
提馏段漏液线方程
人丽=3山?
&^#14+』2.3抚严
提馏段液沫夹带线方程
Vs=m&g_4].82L^'
3液泛线
由
-tp（Hr斗
加二為-屍十加
心=按亠撷*爲
忖~P^L
h/,-h^+hg
以上各式联立，得
精馏段液泛线方程
«r-^87^.5^-79I82L/-I6S3.2Ls2*
提馏段液泛线方程
F；=^75134-136371^-132^Ls2'
4液相负荷下线
对于平直堰，取堰上液层高度卜恋汎=说w詁作为最小液体负荷标准，即
2.S436001^
局严命飞~）=0M6（m）
精馏段
L^bt=a001774佃％｝
提馏段
山伽-M01856f耐如
——海液线
—漬沫夹带垓
——液泛线
——汪相贷哥下线
—滝胃负荷上找
图2精馏段负荷性能图
5液相负荷上线
的下限分别取10s和8s,由
精馏段和提馏段液体在降液管中停留时间
可得，精馏段
匕昨=0.04696何如
提馏段
*
-
-aO676（m^s）
由上述五条线可分别作出精馏段和提馏段的负荷性能图。
图3提馏段负荷性能图
九、接管尺寸计算
1进料管道
进料体积流量
F\4f
10^.2^83.75
qv-
--98.96（
PF
利用泵输送料液,
取液体流速
n=2ntg
则管径
如F
4k98.96
d——
anu
也/¥x】
选用
J33mmx
刚的无缝钢管，实际流速
4qv
4x98.96
M=-
-—
卅3.140.12^^3600
2塔顶回流液管道
塔顶回流液体积流量
fiv-
PP
==50A4（mh）
810.2
利用泵输送回流液，取液体流速
u-1.8m's
则管径
\4x50,44
选用小：
.待】曲；•的无缝钢管，实际流速
如4x50.44
u=―~=:
=L78（mJs）
juT3A4^.6.rx3600
塔底产品体积流量
3塔底料液排出管道
1539.6a112.36
n=O.Sms
则管径
莎Mx179.3
d—\=I=0.281
选用-r..的无缝钢管，实际流速
殉尸4x1793
u=~,=:
=0.664^^）
ndT3.14x0.304塔顶蒸气出口管道
塔顶蒸气体积流量
琨彳卯1372.8^78.13-.
2.799
qr=~'=3.833lu（m/h）
PDF
取气体流速
则管径
选用；"-「;；•；：
•的无缝钢管，实际流速
4qv4*3占331川
u=—-=宀=36r2（ni/s}
nd-3.14X0.61TX3600
5塔底蒸气进口管道
塔底蒸气体积流量
VMwv1372.8^111.84,,
4.356
qv===3.525宀KT（ffr/hj\
取气体流速
u=3OtJt/s
则管径
选用•』---的无缝钢管，实际流速
一—空,0〜初關
卅3.140.61TX3600
十、辅助设备计算
1原料预热器
将20忙的原料液预热至泡点温度（少./£）,加热介质采用113「饱和水蒸汽（），冷凝液在饱和温度下流出。
选定原料液走管程，加热蒸汽走壳程。
壳程加热蒸汽定性温度
齢=120°C.
管程流体定性温度
L=55.（5^
根
升级会员 