苯—氯苯精馏过程板式塔方案仅供参考 .docx

精品名师归纳总结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： 班级姓名日期： 指导老师：设计成果： 日期：可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结目 录设计任务书3设计运算书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运算8塔体工艺尺寸运算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争论25附图： 生产工艺流程图精馏塔设计流程图可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<一）题目设计任务书可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度 99.8%的氯苯 21000 吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于 2%，原料液中含氯苯 45%<以上均为质量分数）。<二）操作条件<1）塔顶压力4kPa<表压）。<2）进料热状况泡点。<3）回流比R=1.4Rmin。<4）塔底加热蒸汽压力0.5Mpa<表压）。<5）单板压降 0.7 kPa 。<三）塔板类型浮阀塔板 <F1 型）<四）工作日每年按 300 天工作计，每天连续 24 小时运行<五）厂址厂址为天津的区可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结一、设计方案的确定设计运算书可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结本任务是分别苯氯苯混合物。对于二元混合物的分别，应采纳连续精馏流程，本设计采纳板式塔连续精馏。设计中采纳泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送进精馏塔内。塔顶上升蒸气采纳全凝器冷凝，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。该物系属易分别物系，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。塔釜采纳间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。二、精馏塔物料衡算 <以轻组分运算） 1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结苯的摩尔质量M A78.11kg/ kmol可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结氯苯的摩尔质量M B112.56kg /kmol可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结x0.55 / 78.11F0.638可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结0.55 / 78.110.45 /112.56可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结x0.98/ 78.11D0.986可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结0.98 / 78.110.02 /112.56可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结x0.002 / 78.11W0.003可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结0.002 / 78.110.998 /112.562. 原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量M F0.63878.1110.638112.5690.58kg / kmolM D0.98678.1110.986112.5678.59kg / kmolM W0.00378.1110.003112.56112.46kg / kmol可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结3. 物料衡算原料处理量W21000100025.93kmol / h可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结30024112.46总物料衡算FD25.93可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结苯物料衡算0.638F0.986 D0.00325.93可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结联立解得DF47.31kmol / h73.24kmol / h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稳数据，绘出x y 图，见图 1。T / oC8090100110120130131.8p/ kPaoAp / kPaoBxppopoBApoBypoA1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000px101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.6519.7327.3339.0753.3372.4095.86101.331.0000.6770.4420.2650.1270.0190.000可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结1.000yaqq0.8000.600y0.4000.200可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结0.0000.0000.2000.4000.600xqxxD0.8001.000可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结图 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=0.638 交平稳线于 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 x y 图yq=0.896，就最小回流比如下：可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结Rmin0.9860.8960.8960.6380.35可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结取操作回流比为可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结R1.4Rmin1.40.350.49可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<3）求精馏塔的气、液相负荷可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LRD0.4947.3123.18kmol / h可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结VR1D0.49147.3170.49kmol / h可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LLF23.1873.2496.42kmol / h可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结VV70.49kmol / h可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<4）求操作线方程精馏段操作线方程可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结DyL xD x VV23.18 x 70.4947.3170.490.9860.328x0.662可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结提馏段操作线方程可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结WyL xW x VV96.42 x 70.4925.9370.490.0031.369x0.001可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<5）图解法求理论板层数如附图 1，将 x=0.638 带入精馏段操作线方程，得出y=0.871，在图中找出该点记为 d，连接 ad 两点即得精馏段操作线。在对角线上找到c 点<0.003， 0.003），连接 cd 两点即得提馏段操作线。自 a 点开头在操作线和平稳线之间作阶梯线。求解结果为：总理论板层数NT11包括再沸器 进料板位置N F4实际板层数的求解 <试差法） 假设总板效率 ET=0.49可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结精馏段实际板层数N精 22 / 0.4944.945可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结提馏段实际板层数N提4 / 0.4918.1- 17 <不包括再沸器）可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结实际板层数为 26/0.49-1=52<不包括再沸器） 试差法运算如下：Np=52可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔顶压力： PD101.34105.3KPa可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔底压力： Pw105.30.66752139.984Pa可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结已知塔底组成为可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的运算1. 操作压力的运算可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔顶操作压力PD101.34105.33kPa可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结每层塔板压降进料板压力P0.7kPaPF105.330.79111.63kPa可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结精馏段平均压力Pm1111.63105.33 / 2108.48kPa可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔底操作压力PD105.330.723121.43kPa可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结提馏段平均压力Pm2111.63121.43 / 2116.53kPa可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结2. 操作温度的运算表 1苯、氯苯 Antoine常数数据表ABC温度范畴 <K ）6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-5216.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597苯氯苯<表 1苯、氯苯 Antoine常数数据表ABC温度范畴 <K ）6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-5216.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597苯氯苯可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结假设塔顶的泡点温度 t83.2 o C ，就纯组分的饱和蒸气压为可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结Alg po6.068321236.0342.04742可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结对苯pAo111.53kPa48.9983.2273.15可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结olg pB6.104161431.831.34464可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结pB对氯苯o22.11kPa55.51583.2273.15可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结代入泡点方程和露点方程，得可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结poxpB（101.334） 22.110.931可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结ppABoo111.5322.11可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结poyA x111.530.9310.986xD可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结p105.33o故假设正确，塔顶温度为 tD83.2 C可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结假设塔顶的进料板温度 t94.4 o C ，就纯组分的饱和蒸气压为可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结Alg po6.068321236.0342.18825可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结对苯pAo154.26kPa48.9994.4273.15可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结Blg po6.104161431.831.51548可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结pB对氯苯o32.77kPa55.51594.4273.15可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结代入泡点方程和露点方程，得可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结pxopB110.23ppABoo154.2632.7732.770.638可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结o假设正确，故进料板温度为t F94.4 C可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结假设塔底的泡点温度 t137o C ，就纯组分的饱和蒸气压为可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结lg p o6 .068321236.034可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结对苯Apo A442.51 kPa48.99137273.15可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结lg p o6.629881897.41可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结对氯苯BpBo115.28kPa5.21137273.15可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结代入泡点方程，得可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结poxpB116.53115.280.00380.003可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结ppABoo442.51- 115.28o假设正确，故塔顶温度为 tW137 C可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结精馏段平均温度tm183.294.4 / 288.8o C可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结提馏段平均温度tm294.4137 / 2115.7oC可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结全塔平均温度tm83.2137 / 2110.1oC可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结3. 平均摩尔质量的运算可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔顶：由 y1x D0.986 ，查平稳曲线得 x10.920可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结0.98678.1110.986112.5678.60kg / kmol0.92078.1110.920112.5680.87kg / kmolMVDmM LDm可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结进料板：由图理论板得yF0.885 ， 查平稳曲线得 xF0.621可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结MVFmM LFm0.8850.62178.1178.1110.88510.621112.56112.5682.07kg/ kmol 91.17kg / kmol可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔底：由图理论板得 yn0.003 ， 查平稳曲线得 xn0.001可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结0.00378.1110.003112.56112.46kg / kmol0.00178.1110.001112.56112.53kg / kmolMVWmM LWm精馏段平均摩尔质量可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结MVm1M Lm178.6080.8782.07 / 291.17 / 280.34kg / kmol 86.02kg / kmol可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结提馏段平均摩尔质量82.07112.46 / 297.27kg / kmol91.17112.53 / 2101.85kg / kmolMVm2M Lm 24. 平均密度的运算<1）气相平均密度运算由抱负气体状态方程运算，得可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结精馏段Vm 1pm1M Vm1108.4880.342.90kg / m 3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结提馏段Vm 2RTm1pm2 M Vm 28.31488.8273.15116 .5397.273.51kg / m 3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结RTm 28 .314115 .7273 .15可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<2）液相平均密度运算1wiLmi可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔顶 t D83.2oC 时，可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结A9121.18783.2813.24kg/ m3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结BLDm11271.11183.21034.56kg1/ m3816.73kg / m3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结0.98 / 813.240.02 / 1034.56可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结进料板 tF94.4oC 时，可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结A9121.18794.4799.95kg/ m 3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结B11271.11194.41022.12kg/ m3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结wALFm0.6210.62178.1178.110.3791112.560.532894.28kg/ m3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔底 tW0.532 / 803.7137o C 时，0.468 / 1025.7可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结A BLWm91211271.1871.1111371371749.38kg / m3974.79kg / m3974.20kg / m3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结0.002 / 749.38精馏段液相平均密度为0.998 / 974.79可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结Lm1816.73894.28 / 2855.51kg / m3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结提馏段液相平均密度为894.28974.20 / 2934.24kg / m3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结Lm 25. 液相平均表面张力的运算Lmxii可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔顶 t D83.2oC时，查得 A20.82mN / mB25.84 mN / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LDm0.92020.820.0825.8421.22mN / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结进料板 t F94.4o C 时，查得A19.35mN / mB24.57mN / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LFm0.62119.350.37924.5721.32mN / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔底 tW137o C 时，查得A14.25mN / mB19.48mN / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LWm0.00114.250.99919.4819.47mN / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结精馏段液相平均表面张力为可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结m121.2221.32 / 221.27mN / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结提馏段液相平均表面张力为可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结m221.3219.47 / 220.40mN / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结6. 液体平均粘度运算lgmxi lgi可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔顶 t D83.2oC 时，可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结A0.299 mPa sB0.303mPa s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结lgLDm0.920lg0.2990.08lg0.303可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LDm进料板 t F0.299mPa s94.4o C 时，可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结A0.268 mPa sB0.275mPa s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结lgLDm0.621lg0.2680.379lg0.275可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LDm塔底 tW0.271mPa s 137o C 时，可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结A0.184 mPa sB0 .197 mPa s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结lgLDm0.001lg0.1840.999lg0.197可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LDm0.197mPa s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结精馏段液相平均粘度为可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结m10.2990.271 / 20.285mN / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结提留段液相平均粘度为可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结m20.2710.197 / 20.234mN / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结全塔液相平均粘度为可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结L0.2990.197 / 20.248mPa s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结又塔顶和塔底平均温度为 <83.2+137） /2=110.1可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结就此温度下的相对挥发度为o234.7ppABo53.34.40可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结依据奥康奈尔关联法，可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结ET0.490.245L0.494.400.2480.2450.48可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结故假设成立，总板效率ET=0.48五、塔体工艺尺寸运算1. 塔径的运算<1）精馏段可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结VS1VMVm170.4980.340.542m3 / s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结3600Vm136002.90可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LS1LM Lm 123.1886.020.0006m3 / s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结3600Lm13600855.1可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LV由umaxCV可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结式中 C 由公式 CLC20200.2运算，其中C20 可由史密斯关联图查出，图的横坐标为可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结1LhL2VhV0.00060.541360036001855.51 22.900.019可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - -