化工原理课程设计苯氯苯分离精馏塔浮阀塔设计.docx

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化工原理课程设计苯氯苯分离精馏塔浮阀塔设计

课程设计说明书

课程设计名称化工原理课程设计

课程设计题目苯-氯苯混合液浮阀式精馏塔设计

姓名

学号

专'业化学工程与工艺

学院牛命科学技术学院

指导教师

化工原理课程设计任务书

（一）设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计

（二）设计任务及操作条件

设计任务

（1）原料液中含氯苯32%（质量）。

（2）塔顶馏出液中含氯苯不得高于2％（质量）。

（3）处理量250kmol/h

操作条件

⑴塔顶压强4KPa表压），单板压降小于0.7KPa。

（2）进料热状态自选。

（3）回流比R=（1.1-3）Rmin。

（4）塔釜加热蒸汽压力0.45MPa

设备型式

F1型浮阀塔

设备工作日：

每年330天，每天24小时连续运行。

三）设计内容

1）．设计说明书的内容

1）精馏塔的物料衡算；

2）塔板数的确定；

3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；

4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算；

5）塔板主要工艺尺寸的计算；

6）塔板的流体力学验算；

7）塔板负荷性能图；

8）对设计过程的评述和有关问题的讨论。

9）辅助设备的设计与选型

2．设计图纸要求：

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

温度’圮

8090100110120130140

苯

760102513501760225028402900

氯苯

148205293400543719760J

其他物性数据可查有关手册。

前言6

1．设计方案的思考.6

2.设计方案的特点.6

3．工艺流程的确定.6

一．设备工艺条件的计算.8

1．设计方案的确定及工艺流程的说明8

2．全塔的物料衡算.8

2.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率8

2.2平均摩尔质量.8

2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率8

3．塔板数的确定.9

3.1理论塔板数Nt的求取9

3.2确定操作的回流比R10

3.3求理论塔板数11

3.4全塔效率ET12

3.5实际塔板数Np（近似取两段效率相同）13

4．操作工艺条件及相关物性数据的计算13

4.1平均压强pm13

4.2平均温度tm14

4.3平均分子量Mm14

4.4平均密度p15

4.5液体的平均表面张力怖16

4.6液体的平均粘度比口仃

4.7气液相体积流量18

6主要设备工艺尺寸设计19

6.1塔径19

7塔板工艺结构尺寸的设计与计算20

7.1溢流装置20

7.2塔板布置23

塔板流的体力学计算.25

塔板压降

2液泛计算27

3雾沫夹带的计算28

4塔板负荷性能图30

4.1雾沫夹带上限线.30

4.2液泛线.31

4.3液相负荷上限线.32

4.4气体负荷下限线（漏液线）.33

4.5液相负荷下限线.33

3板式塔的结构与附属设备35

1塔顶空间35

2塔底空间36

3人孔数目36

4塔高36

浮阀塔总体设备结构简图：

5接管38

5.1进料管.38

5.2回流管.38

5.3塔顶蒸汽接管.39

5.4釜液排出管.39

5.5塔釜进气管.40

6法兰40

7筒体与封头41

7.1筒体.41

7.2封头.41

7.3裙座.41

8附属设备设计41

8.1泵的计算及选型.41

8.2冷凝器.42

8.3再沸器.43

4计算结果总汇44

5结束语45

6符号说明：

、八

前言

1．设计方案的思考

通体由不锈钢制造，塔节规格①25〜100mm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，并可装载自动安全阀。

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〜300E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，便于设计和对比，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．工艺流程的确定

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部分作为回流液，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

曙顶产品

（取冷器対吊岀液）

料

送

丹辞水

回漳壌

加豊水葆海

一.设备工艺条件的计算

1设计方案的确定及工艺流程的说明

本设计任务为分离苯-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，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

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

68/78.11

68/78.1132/112.61

0.754

98/78.11

98/78.112/112.61

0.986

0.4/78.11

0.4/78.1199.6/112.61

0.006

2.2平均摩尔质量

Mf=78.11

0.754+（1-0.754）

112.61=86.37kg/kmol

78.11

0.986

10.986

112.61

78.59kg/kmol

78.11

0.006

10.006

112.61

112.63kg/kmol

2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率

依题给条件：

全塔物料衡算：

釜液处理量W250（0.320.9960.680.004）80.36kmol/h

总物料衡算FDW

苯物料衡算0.754F0.986D0.006W

联立解得F339.45kmol/h

D259.09kmol/h

3.塔板数的确定

3.1理论塔板数Nt的求取

苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M・T法）求取Nt，步骤如下：

1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x~y

依据XPtPb/PaPb,yPAX/Pt，将所得计算结果列表如下：

表3-1相关数据计算

温度/r

100

110

120

130

140

苯

760

1025

1350

1760

2250

2840

2900

氯苯

148

205

293

400

543

719

760

两相

摩尔

分率

0.677

0.442

0.265

0.127

0.019

0.913

0.785

0.614

0.376

0.071

相对

挥发

度

PAo

5.135

135

4.607

509

4.4

4.143

646

3.949

3.815

789

本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对X~y平衡关系的影响完全可以忽略。

平均相对挥发度4.436，贝汽液平衡方程为：

（1）x

4.436x

13.436x

3.2确定操作的回流比R

将表3-1中数据作图得x~y曲线

0.9

0.8

0.7

y=x

y05

-f（x）

0.4

00.10.20.30.40.50.60.70.80.9

图3-1苯一氯苯混合液的x—y图

在x~y图上，因q1,查得ye0.926，而Xf0.754，xD0.986。

故有:

RXdye

yeXe

0.9860.9260.303

0.9260.728

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：

R2.485“2.4850.3030.753

求精馏塔的汽、液相负荷

LRD0.753259.09195.09kmol/h

（R1）D

（0.7531）259.09454.18kmol/h

LnLF195.09454.18649.27kmol/h

VV226.77kmol/h

3.3求理论塔板数

精馏段操作线：

0.430x

0.568

提馏段操作线：

VXw

1.203x

0.000584

提馏段操作线为过0.00288,0.00288和0.737,0.881两点的直线。

采用图解法求理论板层数，在x-y图上作平衡曲线和对角线，并依上述方法作精馏段操作线和提镏段。

从Xd（0.986,0.986）开始，在精馏段操作线与平衡线之间

绘由水平线和铅垂线构成的梯级。

当梯级跨过两操作线交点d（0.737,0.890）时，

则改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点

xW（0.002888,0.00288）为止。

用Excel作图，各梯级的坐标如下：

表3-2相关数据计算

精馏段

0.986

0.94344

0.986

0.94344

0.9677184

0.873063

0.9677184

0.873063

0.937488

0.762776

0.937488

0.762776

0.8901142

提镏段

0.62883

0.8901142

0.62883

0.7558743

0.400507

0.7558743

0.400507

0.4812013

0.171981

0.4812013

0.171981

0.2062848

0.053891

0.2062848

0.053891

0.0642218

0.013589

0.0642218

0.013589

0.0157384

0.003068

0.0157384

0.0030680.0030813

xvO.002880.0024730.010878

图3-2

苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解

按上法图解得到：

总理论板层数

9块（包括再沸器）

加料板位置

3.4全塔效率Et

选用Et0.170.616log阳公式计算。

该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa•s的烃类物系，式中的临为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。

查图一，由xd=0.986xw=0.006查得塔顶及塔釜温度分别为：

to=80.43Ctw=138.48C,

全塔平均温度tm=（to+tw）/2=（80.43+138.48）/2=109.5C

根据表3-4

表3-4苯-氯苯温度粘度关系表

温度C

100

120

140

苯粘度mPa・s

0.638

0.485

0.381

0.308

0.255

0.215

0.184

氯苯粘度mPa-s

0.75

0.56

0.44

0.35

0.28

0.24

利用差值法求得：

&A0.24mPas,B0.261mPas。

maxfb1xF0.240.7540.2610.7540.245

Et0.170.616logm0.170.616log0.250.53

3.5实际塔板数Np（近似取两段效率相同）

精馏段：

Np14/0.537.54块，取Np18块

提馏段：

Np?

7/0.5313.21块，取叫214块

总塔板数NpNp1Np222块

4.操作工艺条件及相关物性数据的计算

4.1平均压强pm

取每层塔板压降为0.7kPa计算。

塔顶：

pD101.34105.3kPa

加料板：

pF105.30.76109.5kPa

塔底:

pW109.50.714119.3kPa

精馏段平均压强p

105.3109.5/2107.4kPa

提镏段平均压强p'

109.5119.3/2114.4kPa

4.2平均温度tm

利用表3-1数据，由拉格朗日差值法可得

塔顶温度

8090

10.677

tD80+

0.9861

80.43C

加料板

8090

10.677

tF80

0.7371

88.14C

塔底温度

130140

0.0190

tw130

0.002880.019

138.48C

精馏段平均温度

提镏段平均温度

Tm80.4388.14/284.29°C

Tm'138.4888.14/2113.3C

4.3平均分子量Mm

精馏段：

Tm：

84.29C

液相组成:

9080

84.2980

0.861

0.6771

x11

气相组成

9080

84.2980

0.963

0.9131

y11

所以Ml78.110.861112.6110.86182.91kg/kmol

MV78.110.963112.6110.96379.39kg/kmol

提镏段：

Tm'113.3C

液相组成：

110120

113.3110

X20.265

0.219

0.265

0.0127

气相组成：

110

120

113.3110

0.535

0.614

0.376

y20.614，

所以Ml

'78.11

0.219

112.611

0.219

105.5kg/kmol

Mv'78.110.535112.6110.53594.15kg/kmol

4.4平均密度p

441液相平均密度p,m

氯苯：

pB11271.111t