化工原理课程设计苯与氯苯的分离2lb.docx

1、化工原理课程设计苯与氯苯的分离2 lb化工原理课程设计苯与氯苯的分离2 - lb 化工原理课程设计苯与氯苯的分离2 - lb 化工原理课程设计 标题 学 院 专 业 班 级 姓 名 学 号 指导教师 目 录 （一）设计题目 二、产品与设计方案简介2 （一）产品性质、质量指标3 （二）设计方案简介3 （三）工艺流程及说明3 三、工艺计算及主体设备设计4 （一）精馏塔的物料衡算4 1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率4 2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量5 3）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率5 （二）塔板数的确定5 1）理论塔板数的确定5 2）实际塔板数7 （三）精馏塔的工艺条件及有关物性

2、数据的计算8 1）操作压力的计算8 2）操作温度的计算8 3）平均摩尔质量计算8 4）平均密度计算10 5）液相平均表面张力10 6）液相平均粘度计算11 四、精馏段的塔体工艺尺寸的计算11 （一）塔径的计算11 （二） 精馏塔有效高度的计算11 五、塔板工艺结构尺寸的设计与计算12 （一）溢流装置12 （二）塔板布置13 （三）开孔率n和开孔率13 六、塔板上的流体力学验算14 （一）气体通过筛板压降和的验算14 （二）雾沫夹带量的验算15 （三）漏液的验算15 （四）液泛的验算15 七、塔板负荷性能图 16 （一）. 漏液线（气相负荷下限线） 16 （二）. 液沫夹带线 16 （三）. 液

3、相负荷下限线 17 （四）. 液相负荷上限线 17 （五）. 液泛线 17 八、筛板式精馏塔设计计算结果19 九、主要符号说明20 十、结果与结论2 (一) 设计题目 试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为_96%_的氯苯_20000_吨/年，塔顶馏出液中含氯苯不得高于_2.5%_，原料液中含苯_56%_（以上均为质量分数）。 (二) 操作条件 1) 塔顶压力 4kPa（表压） 2) 进料热状态 泡点进料 3) 回流比 R=1.6Rmin 4) 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压） 5) 单板压降 0.7kPa。 (三) 塔板类型 筛孔塔板 (四) 工作日 每年工作日为300天，每天24

4、小时连续运行。 (五) 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) 精馏塔接管尺寸计算； 9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2、设计图纸要求： 1) 绘制生产工艺流程图（A3号图纸）； 2) 绘制精馏塔设计条件图（A3号图纸）。 设计任务2 苯-氯苯分离过程板式精馏塔的设计 序号 进料中苯含量 （质量分数） 塔釜氯苯含量 （质量分数） 塔顶氯苯含量 （质量分数） 生产能力 （吨/年）

5、 8 56% 96% 2.5% 20000 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。 (三)工艺流程及说明 首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡

6、点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。 因为被加热到泡点，混合物中只有液相混合物，此时液相混合物在精馏塔中下降。 由塔底产生的气相混合物上升到塔顶上方的全凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的部分液态停留一定的时间然后进入苯的储罐，最后作为塔顶产品（馏出液）采出，而其中的另一部分液态重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。 液相混合物就从塔底一部分进入再沸器中，在再沸器中被加热产热的气体重新回到精馏塔中而产生的液体则作为附残液采出。 塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。 最终，完成苯与氯苯的分44%氯苯 原料储存 原料预热 精馏 再沸 氯苯储存 分配 冷凝

7、冷却 苯储存 冷却 离 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。 80 90 100 110 120 130 131.8 101.33 136.66 179.99 234.60 299.99 378.65 386.65 19.73 27.33 39.07 53.33 72.40 95.86 101.33 1.000 0.677 0.44

8、2 0.265 0.127 0.019 0.000 1.000 0.913 0.785 0.613 0.376 0.072 0.000 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=0.647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=0.9009，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）图解法求理论板层数 如附图1，将x=0.647带入精馏段操作线方程，得出y=0.848，在图中找出该点记为d，连接a

9、d两点即得精馏段操作线；在对角线上找到c点（0.057,0.057），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 进料板位置 2 实际板层数的求解（试差法） 假设总板效率ET=0.60 精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 （不包括再沸器） 实际板层数为13（不包括再沸器） 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 精馏段平均压力 2操作温度的计算 （表1 苯、氯苯Antoine常数数据表 A B C 温度范围（K） 苯 6.01907 1204.682 -53.072 279-3

10、77 6.06832 1236.034 -48.99 353-422 6.3607 1466.083 -15.44 420-521 氯苯 6.10416 1431.83 -55.515 335-405 6.62988 1897.41 5.21 405-597 假设塔顶的泡点温度，则纯组分的饱和蒸气压为 对苯 对氯苯 代入泡点方程和露点方程，得 故假设正确，塔顶温度为 假设塔顶的进料板温度，则纯组分的饱和蒸气压为 对苯 对氯苯 代入泡点方程和露点方程，得 假设正确，故进料板温度为 精馏段平均温度 3平均摩尔质量的计算 塔顶：由，查平衡曲线得 进料板：由图理论板得，查平衡曲线得 精馏段平均摩尔质量

11、 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 精馏段 （2）液相平均密度计算 塔顶时， 进料板时， 精馏段液相平均密度为 5液相平均表面张力的计算 塔顶时，查得 进料板时，查得 精馏段液相平均表面张力为 6. 液体平均粘度计算 塔顶时， 进料板时， 精馏段液相平均粘度为 五、塔体工艺尺寸计算 1塔径的计算 （1）精馏段 由 式中C由公式计算，其中可由史密斯关联图查出，图的横坐标为 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0.6，则空塔气速为 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=1.0m。 塔截面积 实际空塔气速 2塔高的计算

12、（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，提馏段中开一个人孔，其高度为0.8m，则有效高度为 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 （1）堰长： （2）堰高：由，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得 精馏段： 取，则 （3）降液管面积 当时，查表得 塔的相对操作面积为 （4）液体在降液管里停留的时间 精馏段 故降液管设计合理 （5）降液管底隙高度 精馏段和降液管下端的液体流速分别取 精馏段 =0.0625-0.053=0.0099m 6.2塔板布置的计算 （1）塔板的分块 因，故塔

13、板采用分块式。 查表5-3得，塔板分为3块。 （2）边缘区宽度确定 取，。 （3）开孔区面积计算 开孔区面积按式（5-12）计算，即 其中 故 (4)筛板计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用的碳钢板，取筛孔直径。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 筛孔数目n为 开孔率为 气体通过阀孔的气速为 7.塔板的流体力学验算 7.1塔板压降 （1）干板阻力的计算 由，查图5-10得，故 （2）气体通过液层阻力的计算 气体通过液层的阻力由式（5-20）计算，即 查图5-11，得，故 液柱 （3）液体表面张力的阻力的计算 液体表面张力所产生的阻力由式（5-23）计算，即 液柱 气体通过每层塔板的

14、液柱高度可按下式计算，即 液柱 气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值） 7.2液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 7.3液沫夹带 （1）精馏段 故 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内 7.4漏液 对筛板塔，漏液点气速可由式（5-25）计算，即 实际孔速。 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液 7.5液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从式（5-32）的关系，即 苯氯苯物系属于一般物系，取，则 而 板上不设进口堰，可由式（5-30）计算，即 液柱 液柱 故在本设计中不会发生液泛现象。 8.探班负荷性能图 8.1精馏段塔板负荷性能图

15、(1)漏液线（气相负荷下限线） 由 得 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表5-4。 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.323 0.332 0.343 0.353 由上表数据即可作出漏液线1。 (2)液沫夹带线（气相负荷上限线） 以为限，求关系如下： 故 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 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 1.001 0.940 0.861 0.796 依表中数据在图中做出液沫夹带线2。 (3)液相负荷下限线 对于平直堰、取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。 由式（5-7）得

16、 取 整理上式得 依此值在VSLS图中作线即为液相负荷下限线3。 (4)液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限 依此值在VSLS图中作线即为液相负荷上限线4。 (5)液泛线 令 , 联立得 忽略将的关系式代入上式，并整理得 式中 故 或 在操作范围内，任取几个 任取几个，依上式计算出的值列于表中。 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 1.148 1.106 1.049 0.995 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，即为精馏段负荷性能图，见图2。 由图知，本设计塔上限为液泛控制，下限为漏液控制。 读图， 故操作弹性为 由图知，本设计塔上限

17、为液泛控制，下限为漏液控制。 读图， 故操作弹性为 序号 精馏段项目 数值 1 平均温度tm/ 88.8 2 平均压力pm/kPa 107.8 3 气相流量Vs/(m3/s) 0.56 4 液相流量Ls/(m3/s) 0.0028 5 汽相平均密度（kg/m3） 2.86 6 实际总塔板数 13 7 塔径/m 1 8 板间距/m 0.42 9 溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰长/m 0.66 12 堰高/m 0.0625 13 板上液层高度/m 0.08 14 堰上液层高度/m 0.0175 15 降液管底隙高度/m 0.053 16 安定区宽度/m 0.095 17 边缘区

18、宽度/m 0.35 18 开孔区面积/m2 0.532 19 筛孔直径/m 0.005 20 筛孔数目 2731 21 孔中心距/m 0.015 22 开孔率/% 10.1 23 空塔气速/(m/s) 0.713 24 筛孔气速/(m/s) 11.3 26 单板压降/KPa 0.698 27 负荷上限 液泛控制 28 负荷下限 漏液控制 29 气相负荷上限/(m3/s) 0.8193 30 气相负荷下限/(m3/s) 0.3332 31 操作弹性 2.4 31 液沫夹带ev 0.0145 十、结果与结论 （一）结果： 精馏塔塔体设计采用筛板塔板，共13块塔板，能够完成年产纯度为96%的氯苯2万

19、吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于2.5%，原料液中含氯苯为44%（以上均为质量%）的生产任务，并且具有较好的操作弹性。 （二）结论： 1）. 操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。 2）. 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。 3）.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。 4）.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。 参考文献： 1.熊洁羽.化工制图 北京：化学工业出版社，2007 2.刁玉玮，王立业，喻健良.化工设备机械基础 （第六版） 大连：大连理工出版社，2006 3.天津大学化工学院，柴诚敬主编.化工原理 上册.第1版.北京：高等教育出版社，2005 4.天津大学化工学院，柴诚敬主编.化工原理 下册.第1版.北京：高等教育出版社，2006 5.贾绍义，柴诚敬主编.化工原理课程设计（第一版） 天津：天津大学出版社.2002 20