2022年苯—氯苯精馏过程板式塔方案仅供参考.docx

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1、精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用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：名师归纳总结 设计成果：日期：第 1 页,共 34 页- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用目 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

2、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名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页,共 34 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用设计任务书一）题目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=1.4R min；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

3、每年按 300 天工作计,每天连续 24 小时运行五）厂址厂址为天津地区名师归纳总结 - - - - - - -第 3 页,共 34 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用设计运算书一、设计方案的确定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

4、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苯的摩尔质量 M A 78 . 11 kg / kmol氯苯的摩尔质量 M B 112 . 56 kg / kmol0 . 55 / 78 . 11x F 0 . 6380 . 55 / 78 . 11 0 . 45 / 112 . 560 . 98 / 78 . 11x D 0 . 9860 . 98 / 78 . 11 0 . 02 / 112 . 560 . 002 / 78 . 11x W 0 . 0030 . 002 / 78 . 11 0 . 998 / 112 . 562原料液及塔顶、塔釜

5、产品的平均摩尔质量MF0 .63878.11 10 .638112. 5690.58kg/kmolMD0 .98678. 1110 .986112. 5678. 59kg/kmolMW0. 00378. 11 10 .003112. 56112. 46kg/kmol3物料衡算名师归纳总结 原料处理量W2 1000100025.93kmol/h第 4 页,共 34 页30024112. 46总物料衡算FD25.9300325.93苯物料衡算0.638F0. 986D0.- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 联立解得D47.31kmol/h个人资料整理仅限学习

6、使用F73.24kmol/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；名师归纳总结 xT/oC80 90 100 110 120 130 131.8 第 5 页,共 34 页po/kPa101.33 136.66 179.99 234.60 299.99 378.65 386.65 Apo/kPa19.73 27.33 39.07 53.33 72.40 95.86 101.33 Bppo1.000 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0.000 BpopoAB1.000 0.913 0.785 0.613

7、 0.376 0.072 0.000 ypo Axp- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用1.000 y qqa0.800 0.600 y0.400 0.200 x D0.000 0.200 0.400 0.600 x q0.800 1.000 0.000 x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：R min0.

8、9860.8960 .350. 8960.638取操作回流比为R1 .4R min1 .40. 350 .493）求精馏塔的气、液相负荷名师归纳总结 LRD.0 4947.3123.18kmol/h/h第 6 页,共 34 页VR1D.049147.3170.49kmolLLF23.1873.2496.42kmol/hVV70.49kmol/h- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用4）求操作线方程精馏段操作线方程yLxDxD23. 18x47.310. 98603.28x0.662VV70.4970.49提馏段操作线方程yLxWx

9、 W96.42x25.930. 00313.69x0 . 001VV70.4970.495）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 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4NF实际板层数的求解 试差法）假设总板效率 ET=0.49 a 点开头在操作线和平稳线之间作精馏段实际板层数N精22/0 . 4944.9457不包括再沸器）提馏段实际板层数4/.0 4918.1-1N提实际板层

10、数为 26/0.49-1=52不包括再沸器）试差法运算如下：Np=52塔顶压力：P D1013.4105.3KPa塔底压力：1053.0. 66752139.984PaPw已知塔底组成为名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页,共 34 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的运算1操作压力的运算塔顶操作压力 P D 101 . 3 4 105 . 33 kPa每层塔板压降 P 0 . 7 kPa进料板压力 P F 105 . 33 0 7. 9 11 1.63kPa精馏段平均压力 P m 1 11 1.63

11、105 . 33 / 2 108.48kPa塔底操作压力 P D 105 . 33 0 7. 2 3 12 1.43kPa提馏段平均压力 P m 2 1 11.63 1 21.43 / 2 1 16.53kPa2操作温度的运算表 1 苯、氯苯 Antoine常数数据表温度范畴 K ）279-377 353-422 420-521 335-405 405-597 温度范畴 K ）279-377 353-422 420-521 335-405 405-597 A B C 苯6.01907 1204.682 -53.072 6.06832 1236.034 -48.99 6.3607 1466.08

12、3 -15.44 氯苯6.10416 1431.83 -55.515 6.62988 1897.41 5.21 表 1 苯、氯苯 Antoine常数数据表A B C 苯6.01907 1204.682 -53.072 6.06832 1236.034 -48.99 6.3607 1466.083 -15.44 氯苯6.10416 1431.83 -55.515 6.62988 1897.41 5.21 假设塔顶的泡点温度t832.oC,就纯组分的饱和蒸气压为对苯lgpo6 . 068321236 . 0342.04742A48 . 9983 . 2273 . 15po111.53kPaA对氯苯

13、lgpo.61041655 .1431 . 83273 . 151.34464B51583 2.po22.11kPaB代入泡点方程和露点方程,得名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页,共 34 页精选学习资料 - - - - - - - - - xppo B（101 . 334）22 . 11个人资料整理仅限学习使用0 . 931po Ao p B111 .5322 . 11ypo Ax111 . 530 . 9310 . 986x Dp105 .33故假设正确,塔顶温度为 假设塔顶的进料板温度Dt83 . 2 oCt9 4.4oC,就纯组分的饱和蒸气压为对苯lgpo6 . 068

14、321236 . 0342 . 18825A48 . 999 4.4273 . 15po154.26kPaA55 .1431 . 83273 . 151.51548对氯苯lgpo.610416B5159 4.4po32.77kPaB代入泡点方程和露点方程,得op p B 110 . 23 3 2.77x o o 0 . 638p A p B 1 54.26 3 2.77假设正确,故进料板温度为 Ft 9 4.4 oC假设塔底的泡点温度 t 13 7 o C,就纯组分的饱和蒸气压为对苯 lg p A o6 . 0683248 . 99 1236137 . 034273 . 15op A 4 42

15、 . 51 kPao 1897 . 41对氯苯 lg p B 6 . 629885 . 21 137 273 . 15op B 1 15 . 28 kPa代入泡点方程,得名师归纳总结 xppo B116 . 53115 . 28.00038.0003第 9 页,共 34 页o p Ao p B442.51-115.28假设正确,故塔顶温度为Wto 137Co 8 8.8C精馏段平均温度tm 1 83 . 29 4.4 /2提馏段平均温度tm 29 4.4137 /2o 115.7C- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 全塔平均温度mt 83 . 2137

16、/2个人资料整理仅限学习使用110 1. oC3平均摩尔质量的运算塔顶：由 y 1 x D 0 . 986,查平稳曲线得 1x 0 . 920M VDm .0 986 78 . 11 1 .0 986 112 . 56 78 . 60 kg / kmolM LDm .0 920 78 . 11 1 .0 920 112 . 56 80 . 87 kg / kmol进料板：由图理论板得 y F 0 . 885, 查平稳曲线得 x F 0 . 621M VFm .0 885 78 . 11 1 .0 885 112 . 56 82.07kg / kmolM LFm .0 621 78 . 11 1

17、 0 . 621 112 . 56 9 1 . 17 kg / kmol塔底：由图理论板得 y n 0 . 00 3,查平稳曲线得 x n 0 . 00 1M VWm .0 00 3 78 . 11 1 .0 003 112 . 56 112 4. 6 kg / kmolM LWm .0 00 1 78 . 11 1 .0 00 1 112 . 56 112 . 53kg / kmol精馏段平均摩尔质量MVm 178 .6082 . 07 /280 .34 kg/kmolMLm180 . 8791 . 17 /286 . 02 kg/kmol提馏段平均摩尔质量MVm 2 82 . 07112

18、. 46 /297 . 27kg/kmolMLm2 91 . 17112 . 53 /2101 . 85 kg/kmol4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,得精馏段Vm1p m1 MVm 12108.4880.342 .90kg/m33RT m 18. 314888.273.15提馏段Vm2pm 2MVm116.5397.273.51 kg/mRT m28. 314 115.7273. 152）液相平均密度运算名师归纳总结 1Dtw ioC时,第 10 页,共 34 页Lmi塔顶83 2.- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - A91

19、21.18783.2813.24kg/m3个人资料整理仅限学习使用B11271 .11183.21034 .56kg/m3m3LDm0.98/813 .2410 .02/1034 .56816 .73 kg/m3进料板Ft94 .4oC时,A9121. 18794.4799. 95kg/m3B11271 .111944.1022. 12kg/m3w A0.6210 .62178.11112. 560.53278. 110.379LFm0. 532/8037.1.468/1025.7894.28kg/m30塔底Wt137 oC时,A9121 . 187137749 . 38 kg/m3B1127

20、1 . 111137974 . 79kg/m3LWm.0002/749 . 3810 . 998/974 . 79974 . 20kg/精馏段液相平均密度为Lm1 816 . 73894 . 28 /2855 . 51 kg/m3提馏段液相平均密度为Lm2894 . 28974 . 20 /2934 . 24 kg/3 m5液相平均表面张力的运算名师归纳总结 Lmx ii25. 84mN/mm第 11 页,共 34 页塔顶Dt83 2.oC时,查得A20. 82mN/mBLDm0 . 92020 . 820 . 0825 . 8421 .22 mN/mB24.57mN/进料板Ft94 4.oC

21、时,查得A19.35mN/mLFm0 . 62119 . 350 . 37924 .5721 . 32 mN/m19. 48mN/m塔底Wto 137C时,查得A14.25mN/mBLWm0 . 00114 . 250 . 99919 . 4819 . 47 mN/m- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用精馏段液相平均表面张力为m 121 . 2221 . 32 /221 . 27 mN/m提馏段液相平均表面张力为m221 . 3219 . 47 /220 . 40 mN/m6.液体平均粘度运算lg m x lg i塔顶 Dt 8

22、3 2. o C 时,A 0 . 299 mPa s B 0 . 303 mPa slg LDm .0 920 lg .0 299 0 . 08 lg 0 . 303LDm .0 299 mPa s进料板 Ft 94 4. oC 时,A 0 . 268 mPa s B 0 . 275 mPa slg LDm 0 . 621 lg 0 .268 0 . 379 lg 0 .275LDm 0 . 271 mPa s塔底 Wt 137 oC 时,A 0 . 184 mPa s B 0 . 197 mPa slg LDm 0 . 001 lg 0 .184 0 . 999 lg 0 .197LDm 0

23、 . 197 mPa s精馏段液相平均粘度为m 1 0 . 2990 . 271 /20 . 285 mN/m提留段液相平均粘度为m2 0 . 2710 . 197 /20 . 234 mN/m全塔液相平均粘度为名师归纳总结 - - - - - - -第 12 页,共 34 页精选学习资料 - - - - - - - - - L0 .299.0197/20 .248 mPas个人资料整理仅限学习使用又塔顶和塔底平均温度为 83.2+137）/2=110.1o就此温度下的相对挥发度为 p Ao 234.7 4 . 40p B 53.3依据奥康奈尔关联法,E T0 . 49 L0.2450 . 4

24、9 4 . 400 . 248 0.2450 . 48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V S1VMVm 170 . 4980 . 340 . 542 m3/ss3600Vm 136002 . 90L S 1LMLm1123 . 1886 .020 . 0006 m3/3600Lm3600855 1.由umaxCLVV2.0名师归纳总结 式中 C 由公式CCL 20 20运算,其中C 20可由史密斯关联图查出,图的横坐标为第 13 页,共 34 页11L hL20 . 00063600855 .5120 . 019V hV.0 54136002 .

25、90取板间距HT0. 42m,板上液层高度h L0. 07m,就HThL0.420.070. 35m由史密斯关系图得C 200 . 069CC 20L0 .20. 06921 . 2702.00702020umax.0070855 .51.2901 .20m/s.290取安全系数为 0.6,就空塔气速为0 6. u max0 . 72 m/s- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - D 14 VS 140 .5420. 979m个人资料整理仅限学习使用u13 .140 .72统一依据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A T4D

26、23.141.020.785m24实际空塔气速u0 .5420. 690m/s0. 7852）提馏段V S2VMVm2270.4997.270. 543m3/ss3600Vm36003.51LS2LMLm2296.42101. 850.0029m3/3600Lm3600934.2411LhL20. 00293600934.2420 .087V hV0 .54336003. 51HThL0.420. 070.35m查图得C 200 . 068CC 20m2.020 . 06820 .402.00 . 0682020u max0 . 068934 . 24.3511 . 12 m/s3 . 51u

27、 20 . 6 u max0 6.1120 . 67m/sD 24 V S24.0 5431 . 00 mu 23 . 140 .672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=1000mm；名师归纳总结 塔截面积AT4D23. 142 10. 785m2第 14 页,共 34 页4- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 实际空塔气速u0 .5430. 692m/个人资料整理仅限学习使用s0 .7852塔高的运算1）精馏塔的有效高度精馏段Z精N精1 HT91 0 . 42.3 36 m提馏段

28、Z提N提1 HT 1410 4.5 46 m在进料板上方开一人孔,提馏段中开两个人孔,其高度为Z 有效Z精Z提0 8.3.3 365 . 462 . 411 2.m2）全塔实际高度0.8m,就有效高度为取进料板板间距为 0.8m,人孔处的板间距为 0.8m,塔底空间高度为2.0m,塔顶空间高度为 0.7m,封头高度为 0.6m,裙座高度为 2.0m,就全塔高为H nnFn P1 HTnFHF3n PHP.0HDHBH1H223131.04208.0 . 872 . 00 . 62 . 016 . 06 m六、塔板主要工艺尺寸运算依据塔径和液体流量,选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘,塔板采纳单流

29、和分块式组装；1溢流装置的运算名师归纳总结 1）堰长：lW.066 D0 . 661 0.0 . 66m第 15 页,共 34 页2）堰高：由h Wh Lh OW,选用平直堰,堰上液层高度由弗兰西斯公式求得- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 精馏段：h OW12 . 84ELh122 . 84个人资料整理仅限学习使用230 . 000636003.0 00626 m1000l W10000 . 66取h L0 . 07m,就0 . 006260 . 06374 m20 . 0018 mh W1h Lh OW1.0 072提馏段：h OW22 . 8410

30、00ELh232 . 840 . 002936003l W10000 . 66h W2h Lh OW20 . 070 . 018.0 052 m3）降液管面积当lW0.66时,查表得285 .7 %DW d.0 124,W d.0 124.1 0.0124 mDAf.0 0722,Af0 . 0722.0 7850 . 057 mA T塔的相对操作面积为120 . 0715100 %4）液体在降液管里停留的时间精馏段13600A fHT3600.0 057.0 4038 s5 sL h 136000 . 0006提馏段23600 AfHT3600.0 0570 . 407 . 86 s5 sL

31、 h23600.00029故降液管设计合理5）降液管底隙高度h 0h0Lhu 03600lW精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分别取名师归纳总结 u 010 .075 m/sh 1u01u 020 .180 m/s0. 012m第 16 页,共 34 页精馏段h 01L 360036000. 0006lW36000 .660.075- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 提馏段h 02Lh2u0236000.个人资料整理仅限学习使用00290 .024m3600lW36000. 660.1802塔板布置的运算选用 F1 型浮阀,阀孔直径39mm

32、,阀片直径 48mm,阀片厚度 2mm,最大开度 8.5mm,静止开度 2.5mm,阀质量为 3234g；1）阀孔临界速度精馏段u 0Kp172 8.054872 .8.05485 . 86m/s2 . 90V1提馏段u 0Kp2728.0 548728.05485. 27m/sV23 .51上下两段相应的阀孔动能因子为：F 01u 0Kp1V15 . 862 . 909 . 979F 02u 0Kp2V25. 27.3519 . 873均属正常操作范畴；取边缘区宽度W c 0.055m,安定区宽度Ws0 . 065 m,开孔区面积2Aa2x2 Rx2R2sin1x2sin10.3110.504m2180R0 .3110 .44520. 31121800.4450 .445其中,RDW C1 .00 . 0550 .445m0650. 311,22xDW dW s1.00 . 1240 .222）提馏段塔板布置取边缘区宽度W c 0.030m,安定区宽度Ws0 .055m,开孔区面积名师归纳总结 - - - - - - -第 17 页,共 34 页精选学习资料 - - - - - - - - - Aa2xR2x2R2sin1x个人资料整理仅限学习使用180R20. 3210.4