苯一氯苯分离过程板式精馏塔设计.doc

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1、【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流苯一氯苯分离过程板式精馏塔设计.精品文档.目录一、设计题目2二、操作条件3三、设计内容3四、基础数据3五、设计方案的确定及工艺流程的说明5六、全塔的物料衡算51.料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率52.平均摩尔质量53.料液及塔顶底产品的摩尔流率6七、塔板数的确定61 .理论塔板数的求取62.实际塔板数82.1全塔效率8八、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算91.平均压强92.平均温度93.平均分子量104.平均密度104.1液相平均密度105.液体的平均表面张力116.液体的平均粘度11九、精馏段的汽液负荷计算12十、塔和塔板主要工艺结

2、构尺寸的计算121.塔径122.塔板工艺结构尺寸的设计与计算131.1溢流装置131.2溢流堰长（出口堰长）131.3出口堰高131.4降液管的底隙高度142.塔板布置143.开孔数和开孔率15十一、塔板上的流体力学验算161.气体通过筛板压降和的验算162.气体通过板上液层的压降163.雾沫夹带量的验算184.漏液的验算185.液泛的验算18十二、塔板负荷性能图191.雾沫夹带线192.液泛线（2）203.液相负荷上限线（3）214.漏液线（气相负荷下限线）（4）215.液相负荷下限线（5）22十三、精馏塔的设计计算结果汇总一览表22十四、提馏段的汽液负荷计算24十五、塔和塔板主要工艺结构尺

3、寸的计算241.塔径242.塔板工艺结构尺寸的设计与计算252.1溢流装置253.塔板布置273.1边缘区宽度与安定区宽度27十六、塔板上的流体力学验算271.气体通过筛板压降和的验算271.1气体通过干板的压降282.气体通过板上液层的压降283.气体克服液体表面张力产生的压降283.1雾沫夹带量的验算294.漏液的验算295.液泛的验算29十七、结束语30十八、 参考文献30 十九、思考题30苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计课程设计题目一苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计一、设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯15000t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯

4、苯为38%（以上均为质量%）。二、操作条件 (1)塔顶压力 4 kPa(表压)。 (2)进料热状态 自选。 (3)回流比 自选。 (4)塔底加热蒸气压力 0.5MPa(表压)。 (5)冷却水温度 35。 (6)单板压降 0.7 kPa。 三、设计内容 (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)绘制生产工艺流程图； (10)绘制精馏塔设计条件图； (11)绘制塔板施工图(可根据实际情况选作)；

5、(12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。四、基础数据1.组分的饱和蒸汽压（mmHg）温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 推荐：氯苯 推荐：式中的t为温度，。3.组分的表面张力（mN/m）温度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯

6、苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力可按下式计算：（为A、B组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：（氯苯的临界温度：）5.其他物性数据可查化工原理附录。苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）五、设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），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后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐

7、。六、全塔的物料衡算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78.11和112.61kg/kmol。2.平均摩尔质量3.料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：，全塔物料衡算：七、塔板数的确定 1 .理论塔板数的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取，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依据，将所得计算结果列表如下：温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10

8、.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710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，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。2.确定操作的回流比R将1.表中数据作图得曲线及曲线。在图上，因，查得，而，。故有：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倍，即：3.求理论塔板数精馏段操作线：提馏段操作线为过和两点的直线。苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解苯-氯苯物系的温度组成图图解得块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段块，第5块为加料板位置。2.实际

9、塔板数2.1全塔效率选用公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPas的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为0.5(80+131.8)=106（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：，。2.实际塔板数（近似取两段效率相同）精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块。八、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算1.平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：平均压强2.平均温度查温度组成图得：塔顶为80，加料板为88。3.平均分子量塔顶： ，（查相平衡图）加料板：，（查相平衡图）精馏段：4.平均密度4.1液相平均密度塔

10、顶：进料板：精馏段：2.汽相平均密度5.液体的平均表面张力塔顶：；（80）进料板：；（88）精馏段：6.液体的平均粘度塔顶：查化工原理附录11，在80下有：加料板：精馏段：九、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量冷凝器的热负荷十、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1.塔径1.初选塔板间距及板上液层高度，则：2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：m/s3.操作气速取4.精馏段的塔径圆整取，此时的操作气速。2.塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.1溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液

11、管、平形受液盘，且不设进口内堰。1.2溢流堰长（出口堰长）取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。1.3出口堰高对平直堰由及，查化工原理图11-11得，于是：（满足要求）（3）降液管的宽度和降液管的面积由，查化原下P147图11-16得，即：液体在降液管内的停留时间（满足要求）1.4降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）2.塔板布置（1）边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度：一般为5075mm，D 2m时，可达100mm。安定区宽度：规定m时mm；m时mm；本设计取mm，mm。（

12、2）开孔区面积式中：3.开孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。每层塔板的开孔数（孔）每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速4.精馏段的塔高十一、塔板上的流体力学验算1.气体通过筛板压降和的验算1.气体通过干板的压降式中孔流系数由查图11-10得出，。2.气体通过板上液层的压降式中充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：动能因子查化原图11-12得（一般可近似取）。3.气体克服液体表面张力产生的压降4.气体通过筛板的压降（单板压降）和（不满足工艺要求，需重新调整参数）。现对塔板结构参数作

13、重新调整如下：取mm，mm。开孔区面积式中：开孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。每层塔板的开孔数（孔）每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速气体通过筛板压降和的重新验算气体通过筛板的压降（单板压降）和（满足工艺要求）3.雾沫夹带量的验算式中：，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。4.漏液的验算漏液点的气速筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）5.液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度成立，故不会产生液泛。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选

14、及，进行优化设计。十二、塔板负荷性能图1.雾沫夹带线 （1）式中：将已知数据代入式（1） （1-1）在操作范围内，任取几个值，依式（1-1）算出对应的值列于下表：0.0009550.0050.010.0150.01814.2023.8503.5413.2823.136依据表中数据作出雾沫夹带线（1）2.液泛线（2） （2） （2-2）在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：0.0009550.0050.010.0150.01813.6353.3843.0102.4701.982依据表中数据作出液泛线（2）3.液相负荷上限线（3） （3-3）4.漏液线（气相负荷下限线）（4

15、）漏液点气速，整理得： （4-4）在操作范围内，任取几个值，依式（4-4）算出对应的值列于下表：0.0009550.0050.010.0150.01810.8750.9370.9881.0291.051依据表中数据作出漏液线（4）5.液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度m，。 （5-5）操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性=十三、精馏塔的设计计算结果汇总一览表精馏塔的设计计算结果汇总一览表项 目符 号单 位计 算 结 果精馏段提馏段平均压强kPa108.1平均温度84平均流量气相m3/s1.795液相m3/s0.00213实际塔板数

16、块8板间距m0.5塔段的有效高度m3.5塔径m1.6空塔气速m/s0.893塔板液流型式单流型溢流装置溢流管型式弓形堰长m1.12堰高m0.050溢流堰宽度m0.224底隙高度m0.024板上清液层高度m0.060孔径mm5孔间距mm15孔数个7113开孔面积m20.140筛孔气速m/s12.86塔板压降kPa0.69液体在降液管中的停留时间s42.46降液管内清液层高度m0.144雾沫夹带kg液/kg气0.00725负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷m3/s3.40气相最小负荷m3/s0.80操作弹性4.25塔的提馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算十四、提馏段的汽液负荷计算汽

17、相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量再沸器的热负荷（忽略温度压力对汽化潜热的影响）十五、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1.塔径1.初选塔板间距及板上液层高度，则：2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：m/s3.操作气速取4.精馏段的塔径为加工方便，圆整取，即上下塔段直径保持一致，此时提馏段的操作气速。2.塔板工艺结构尺寸的设计与计算2.1溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。（1）溢流堰长（出口堰长）取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高对平

18、直堰由及，查化工原理图11-11得，于是：（满足要求）（3）降液管的宽度和降液管的面积由，查化原下P147图11-16得，即：液体在降液管内的停留时间（满足要求）（4）降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）3.塔板布置3.1边缘区宽度与安定区宽度与精馏段同，即mm，mm。开孔区面积与精馏段同，即3.开孔数和开孔率亦与精馏段同，即孔每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速4.提馏段的塔高十六、塔板上的流体力学验算1.气体通过筛板压降和的验算1.

19、1气体通过干板的压降式中孔流系数由查图11-10得出，。2.气体通过板上液层的压降式中充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：动能因子查化原图11-12得（一般可近似取）。3.气体克服液体表面张力产生的压降气体通过筛板的压降（单板压降）和（尚可接受，本设计不再做重新设计计算）。3.1雾沫夹带量的验算式中：，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。4.漏液的验算漏液点的气速筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）5.液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度成立，故不会产生液泛。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需

20、重选及，进行优化设计。十七、结束语 通过本次课程设计，更好的认识和理解了精馏塔的设计以及工作原理。本次设计存在很多缺点与不足，望老师加以指正。十八、 参考文献 1塔设备路秀林 王者相 等编 化学工业出版社 2004年1月第1版 2化工原理 陈敏恒 丛德滋 等编 化学工业出版社 2006年5月第三版 3化工过程及设备课程设计参考资料 大连工学院化工机械系化工过程及设备教研室编 人民教育出版社 2010年2月第一版 十九、思考题1.进料状态对过程有何影响,选择不同进料状态时,进料口位置有何不同 ？答：（1）低于泡点温度下的汽液进料这种情况下，提馏段内回流液量L包括有：精馏段内的回流量L；原料液流量

21、；需将原料液加热到板上温度。（2）泡点温度下的饱和液体进料这种情况下，原料液温度与板上液体的温度相近，故原料液全部进入提馏段，与精馏段的回流汇合作为提馏段内回流液。而提馏段上升的蒸汽量不会致冷凝而减小，故两段的上升蒸汽量相等。（3）气液混合物进料 这种情况下，进料液中液相部分成为L的一部分，而蒸气部分则成为V的一部分。（4）露点温度下的饱和蒸气进料 这种情况下，全部进料变为V的一部分，而两段的回流液量不变，即L=L（5）高于露点温度的过热蒸气进料 这种情况下与冷液进料恰好相反，精馏段内上升蒸气量有： 提馏段内上升蒸气量V； 原料液量F； 需将进料温度降到板上温度，有一部分自精馏段流下的回流液被

22、气化成为V中的一部分。这样一来，下降到提馏段内的液体量将减少，即LL。2塔板效率受哪些因素影响 ？答：精馏塔在实际运行中，由于气液相传质阻力、混合、雾沫夹带等原因，气液相的组成与平衡状态有所偏离，所以在确定实际塔板数量时，应考虑塔板效率。系统物性、流体力学、操作条件和塔板结构参数等都对塔板效率有影响，目前塔板效率还不能精确地预测。 塔板效率一般是根据经验来确定的。常用的经验关联式是基于一些工业装置的数据，分析归纳成为经验式求取塔的效率，适用于一般烃类物系和化学物系的大多数设计。3落差？其对塔板性能有何影响？ 答：什么叫液面当液体横向流过塔板时，为克服板上的摩擦阻力和板上部件（如泡罩、浮阀等）的

23、局部阻力，需要一定的液位差，则在板上形成由液体进入板面到离开板面的液面落差。液面落差也是影响板式塔操作特性的重要因素，液面落差将导致气流分布不均，从而造成漏液现象，使塔板的效率下降。因此，在塔板设计中应尽量减小液面落差。液面落差的大小与塔板结构有关。泡罩塔板结构复杂，液体在板面上流动阻力大，故液面落差较大；筛板板面结构简单，液面落差较小。除此之外，液面落差还与塔径和液体流量有关，当塔径或流量很大时，也会造成较大的液面落差。为此，对于直径较大的塔，设计中常采用双溢流或阶梯溢流等溢流形式来减小液面落差。4有人把雾沫夹带说成是液相返混？把漏液说成是液相短路，你认为如何？ 答：上升气流以雾沫的形式带走

24、液体的现象。通常指板式塔中塔板上的液体被上升气体（或蒸气）带往上一块塔板。当气体自下而上穿过塔板上的液层时，液体在气流的作用下生成了雾滴。在气流上升过程中，较大的液滴在重力作用下返回液层，较小的雾沫被气（汽）流带至上层塔板。雾沫夹带造成液体在塔板间的返混，从而使分离效率下降。 雾沫夹带的程度,常用雾沫夹带量(每kg气体夹带的液体kg数)或雾沫夹带分率雾沫夹带量/（液流量雾沫夹带量）表示，它主要与气体流速、液气比、气液密度、表面张力、塔板结构、塔板间距，及液层高度等因素有关。物系和塔板结构一定时，板间距对雾沫夹带量影响很大。在设计板式塔时，必须对气速、板间距和板效率三者作综合考虑，将雾沫夹带量控制在规定限度内。 在填充塔、喷淋塔等气液传质设备中，液体由塔顶分布器喷出时，所产生微细液滴也会被出口气体带走。这种现象也是雾沫夹带。此时可设置除沫装置以捕集液滴。 5冷料进料对精馏塔操作有什么影响？ 答：冷进料肯定会造成塔内的温度、压力的变化。对于冷夜进料，提留段内回流液量包括三部分，1精馏段的回流量，2原料液流量，3为将原料液加热到板上温度，必然会有一部分自提馏段上升的蒸汽被冷凝下来，冷凝液也成为回流液的一部分，由于这部分的冷凝故上升到精馏段的蒸汽量比提留段少。