化工原理课程设计(共27页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上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目 录苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务3444三进料热状态.4四加热方式.457810121417九接管尺寸计算. 1921242626专心-专注-专业苯-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99.6%的氯苯t，塔顶馏出液中含氯苯不高于0.1%。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0.9kPa；三塔板类型板式塔或填料塔。四工作

2、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

3、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，苯和氯苯的相对挥发度相差较大，易于分离，而且苯和氯苯在操作条件下均非热敏性物质，因此选用普通

4、的常压精馏，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

5、量氯苯的摩尔质量进料及塔顶、塔底产品中苯的摩尔分数进料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量塔底产品量根据总物料衡算式及苯的物料衡算式联立求得二、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，根据查阅气象资料可知天津地区年平均气压为101.6kPa。计算塔顶压力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 = 0.836，yq = 0.961。最小回流比取操作回流比精馏段气相及液相负荷提馏段气相及液相负荷精馏段操作线方程提馏段操作线方程采用图解法求理论板数。求解结果

6、为总理论板数NT = 16，其中精馏段理论板数NT,精 = 9，提馏段理论板数NT,提 = 6（不含再沸器），进料板位置NF = 10。设全塔效率ET = 0.5，则精馏段实际板数N精 = 9 / 0.5 = 18，提馏段实际板数N提 = 6 / 0.5 = 12，总板数N = 18（不含再沸器）。三、实际塔板数的确定前已得出，塔顶压力则塔底压力由Antoine方程及泡点方程通过试差法分别计算塔顶和塔底的温度（泡点）。计算得塔顶温度塔底温度则全塔平均温度由手册查得此温度下苯的黏度氯苯的黏度。进料液的黏度相对挥发度通过Oconnell法估算全塔效率该数值低于假设值，故通过迭代重新计算。最终得到满

7、足精度要求的全塔效率值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及单板压降，可计算进料板压力及塔底压力精馏段平均压力提馏段平均压力2操作温度前已求得塔顶温度通过前文所述的泡点温度计算方法求取下，对应的进料板泡点温度以及下，对应的塔底泡点温度精馏段平均温度提馏段平均温度3平均摩尔质量塔顶查平衡曲线得气相平均摩尔质量液相平均摩尔质量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气相平均摩尔质量液相平均摩尔质量塔底查平衡曲线得气相平均摩尔质量液相平均

8、摩尔质量精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量4密度精馏段气相平均密度提馏段气相平均密度由手册查得塔顶（） 𝑔4密度2.399999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999则进料板（） 𝑔4密度2.39999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999

9、9999999999999999999999苯的质量分数则塔底（） 𝑔4密度2.31010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010则精馏段液相平均密度提馏段液相平均密度

10、5表面张力塔顶（） 𝑔4密度2.31010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010则进料板（） 𝑔4密度2.3101010101010101010101

11、0101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010则塔底（） 𝑔4密度2.310101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010

12、10101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010则精馏段平均表面张力提馏段平均表面张力五、塔体工艺尺寸设计1 塔径精馏段气液相流量分别为取塔板间距，板上液层高度，则查Smith关联图得，则负荷因子最大允许气速取安全系数为0.6，则空塔气速提馏段气液相流量分别为取塔板间距，板上液层高度，则查Smith关联图得，则负荷因子

13、最大允许气速取安全系数为0.6，则空塔气速按标准塔径圆整，取。塔截面积为精馏段实际空塔气速提馏段实际空塔气速2 塔高塔板间距HT取0.80m。塔顶空间高度HD取2倍塔板间距，即1.60m。塔底空间高度HB按下式计算。塔釜储液高度其中，塔釜料液停留时间取30min，查手册可知DN 3200mm的封头容积为0.635m3。塔底页面至最下层塔板间距h2取2.065m，则全塔开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。塔的有效高度六、塔板工艺尺寸设计1 溢流装置塔径为3.2m，故选用单溢流弓形降液管及凹形受液盘。精馏段取，则溢流堰堰长选用平直

14、堰，Francis公式中液流收缩系数近似取。堰上层液高度堰高度由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 则 液体在降液管中的停留时间故降液管设计合理取液体通过降液板底隙的流速，则底隙高度提馏段取，则溢流堰堰长选用平直堰，Francis公式中液流收缩系数近似取。堰上层液高度堰高度由查得 则 停留时间故降液管设计合理取液体通过降液板底隙的流速，则底隙高度2 板面组成因塔径较大，采用分块式塔板，塔板分为7块。安定区宽度取，边缘区宽度取。开孔区面积Aa用下式计算精馏段同理，可算得提馏段3 筛孔设计选取厚度的碳钢塔板，筛孔直径。精馏段和提馏段的筛孔均按正三角形排列，取筛孔中心距。精馏

15、段筛孔数目开孔率气体通过阀孔的气速同理可得提馏段七、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。干板阻力由查得流量系数。则精馏段干板阻力同理，提馏段干板阻力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气相动能因子查手册得，充气系数，则板上液层的有效阻力提馏段液体表面张力引起的阻力精馏段提馏段由以上各项分别计算得精馏段和提馏段的塔板压降精馏段提馏段均满足设计任务书给定的要求2 漏液精馏段漏液点气速实际孔速稳定系数提馏段漏液点气速实际孔速稳定系数3 液沫夹带精馏段鼓泡层高度根据Hunt关联式算得液沫夹带量提馏段鼓泡层高度

16、液沫夹带量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，苯-氯苯物系属一般物系，取安全系数。精馏段满足提馏段满足故精馏段和提馏段均不会发生液泛。八、塔的负荷性能图1 漏液线带入数据得，精馏段漏液线方程提馏段漏液线方程2 液沫夹带线以为限，由以上各式联立求得精馏段液沫夹带线方程提馏段液沫夹带线方程3 液泛线由以上各式联立，得精馏段液泛线方程提馏段液泛线方程4 液相负荷下线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，即精馏段提馏段图2 精馏段负荷性能图5 液相负荷上线精馏段和提馏段液体在降液管中停留时间的下限分别取10s和8s，由可得，精馏

17、段提馏段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利用泵输送料液，取液体流速则管径选用的无缝钢管，实际流速2 塔顶回流液管道塔顶回流液体积流量利用泵输送回流液，取液体流速则管径选用的无缝钢管，实际流速3 塔底料液排出管道塔底产品体积流量取液体流速则管径选用的无缝钢管，实际流速4 塔顶蒸气出口管道塔顶蒸气体积流量取气体流速则管径选用的无缝钢管，实际流速5 塔底蒸气进口管道塔底蒸气体积流量取气体流速则管径选用的无缝钢管，实际流速十、辅助设备计算1 原料预热器将20的原料液预热至泡点温度（），加热介质采用113饱和水蒸汽（0.1

18、6MPa），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管程流体定性温度根据定性温度查取有关物性数据。水的汽化潜热水蒸气的密度苯及氯苯的恒压热容则原料液的恒压热容原料液的质量流量则热流量为平均传热温差加热蒸汽用量设总传热系数传热面积考虑15%面积裕度，则选用碳钢换热管，取管内流速单管程换热管数所需换热管长度为圆整为6m。可按单管程设计，换热管数2 回流冷凝器塔顶蒸气为81.5的饱和蒸汽，冷却水进出口温度分别设为20和30。冷却水走管程，塔顶蒸气走壳程。壳程蒸汽定性温度管程流体定性温度根据定性温度查取有关物性数据。冷却水的比热苯及氯苯的蒸发潜热则塔顶蒸气的蒸发潜

19、热蒸气的质量流量则热流量为平均传热温差冷却水用量设总传热系数传热面积考虑15%面积裕度，则选用碳钢换热管，取管内流速单管程换热管数所需换热管长度为圆整为4.5m。采用单管程结构，换热管数3 塔釜再沸器塔釜液温度141.8，采用158.7的饱和蒸汽加热（0.6MPa）。根据温度查取有关物化性质。水的汽化潜热水蒸气的密度苯及氯苯的蒸发潜热则塔顶蒸气的蒸发潜热釜液质量流量热流量设总传热系数传热面积拟用碳钢换热管，管长，则换热管数设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提馏段精馏塔平均温度t86.3116.5平均压力pkPa114.2128.5气相流量Vsm3/s9.9849.611液相流量Lsm3/

20、s0.014320.04662实际塔板数N1913（不含再沸器）塔板间距HTm0.80.8塔高Hm30塔径Dm1.8空塔气速um/s1.241.20塔板溢流类型单溢流单溢流降液管类型弓形降液管凹形受液盘弓形降液管凹形受液盘溢流堰长度lwm2.0802.176溢流堰高度hwm0.0660.049溢流堰宽度Wdm0.4100.454堰上液层高度howm0.0240.051续表项目符号单位计算数据精馏段提馏段降液管底隙高度hom0.0340.071板上液层高度hLm0.090.10筛孔直径d0mm55孔中心距tmm12.512.5筛孔数n4511543645开孔率%14.5114.51开孔区面积Aa

21、m26.1035.904筛孔气速u0m/s11.2711.22单板压降kPa0.7310.893降液管中停留时间s32.811.6液沫夹带量eVkg液/kg气0.005220.00599稳定系数K1.581.61液相负荷上限Ls maxm3/s0.046960.06760液相负荷下限Ls,minm3/s0.001770.00186气相最大负荷Vs,maxm3/s21.5213.94气相最小负荷Vs,minm3/s5.695.81操作弹性3.782.40辅助设备预热器热负荷MW2.93预热器换热面积m268.7预热器换热管径mm预热器换热管长m6预热器换热管数146冷凝器热负荷MW11.68冷凝

22、器换热面积m2298.1冷凝器换热管径mm冷凝器换热管长m4.5冷凝器换热管数938再沸器热负荷MW11.26再沸器换热面积m2744.1再沸器换热管径mm续表项目符号单位计算数据再沸器换热管长m6再沸器换热管数1579接管进料管管径mm塔顶回流管管径mm釜液排出管管径mm塔顶蒸气出口管径mm塔底蒸气进口管径mm设计总结此次化工原理课程设计的任务是在给定的操作条件下设计一连续精馏塔，对苯-氯苯体系进行分离，并对所设计的设备进行优化与改进。由于是第一次进行课程设计，缺乏相关经验，在过去的两周中，我们遇到了种种挑战。由于对产品纯度的要求较高，在确定理论塔板数的过程中，无论是逐板计算法或是图解法，都

23、需要投入很大的工作量，并且要求我们对相关的计算机软件（如Excel、Origin等）的操作技能有所要求。设计过程中需要用到的原料的热力学参数需要从手册中查取或通过进一步计算得到，在此过程中，我们对其理化性质及其影响因素有了更多的认识。课程设计是一种把理论知识同实践应用相结合的良好的学习方式。在这次课程设计过程中，我们对自己的专业有了更加感性和理性的认识，了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风。参考文献1 贾绍义，柴诚敬，化工原理课程设计, 天津：天津大学出版社，2006 2 柴诚敬，张国亮，化工流体流动与传热，北京：化学工业出版社，2007 3 贾绍义，柴诚敬，化工传质与分离过程, 北京：化学工业出版社，2007 4 匡国柱，史启才，化工单元过程及设备课程设计，北京：化学工业出版社，2008 5 黄璐，王保国，化工设计，北京：化学工业出版社，2009 6 化工设备设计全书编辑委员会，上海：上海科学技术出版社，1988