化工课程设计-苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计.docx

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1、编号：时间：2021年x月x日书山有路勤为径，学海无涯苦作舟页码：第40页 共40页成绩 课程设计说明书题 目：苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 课程名称： 化工原理课程设计 学 院： 化学与环境工程学院 学生姓名： 袁 海 梅 学 号： 201105010023 专业班级： 化学工程与工艺一班 指导教师： 路 有 昌 2013年 11月22日课 程 设 计 任 务 书设计题目苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计学生姓名袁海梅所在学院化学与环境工程学院专业、年级、班化学工程与工艺11-1设计要求：1.处理能力;产纯度为99.8%的氯苯4 2.设备形式：板式精馏塔 3.塔顶压强4kPa（表压）； 4.进

2、料热状况，自选； 5.回流比，自选； 6.塔釜加热蒸汽压力506kPa（表压）； 7.单板压降不大于0.7kPa学生应完成的任务：通过一系列的工艺计算来确定设备主体的设计尺寸 附加详细的计算过程 设计流程简图 设备大图工作计划：先仔细的计算出设计的各项数据 参考各项数据画大图任务下达日期： 2013 年 11 月 18 日任务下达日期： 年 月 日 指导教师（签名）： 学生（签名）： 苯-氯苯板式精馏塔工艺设计摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使

3、挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出

4、工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。关键字：苯、氯苯、连续精馏、板式精馏塔目录 目 录1.设计背景62.设计方案63.方案实施73.1.精馏塔物料衡算73.2.塔板数确定8 3.2.1理论塔板数的求取8 3.2.2实际塔板数的求取93.3精馏塔有关物性条件的计算103.3.1 操作压力的计算103.3.2 操作温度的计算103.3.3 平均摩尔质量的计算113.3.4 平均密度的计算123.3.5 液相平均表面张力的计算133.3.6 液相平均粘度的计算143.4汽液负荷计算153.5塔体工艺尺寸计算153.5.1 塔径的计算15

5、3.5.2 塔高的计算 163.6塔板主要工艺尺寸计算173.6.1溢流装置的计算173.6.2塔板布置的计算193.7筛板的流体力学验算 203.7.1塔板压降的验算203.7.2液面落差的验算223.7.3液沫夹带的验算223.7.4漏液的验算233.7.5液泛的验算233.8塔板负荷性能图计算 243.8.1精馏段塔板性能图24 3.8.2提馏段塔板性能图294 附属设备的计算及选型32 4.1接管直径32 4.2符号说明34 4.3筛板设计计算结果表365. 结论收获和致谢376. 参考文献381、设计背景化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学

6、知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同

7、要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-氯苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。2、 设计方案 本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。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入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐

8、。3全塔的物料衡算3.1（一）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 kg/kmol和112.61kg/kmol。 （二）平均摩尔质量kg/kmol（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：氯苯的产量是4t/h,总物料衡算： FDW氯苯物料衡算0.35F0.02D0.998WF11854.5kg/h F11854.5/87.49135.495kmol/hD7854.5kg/h D7854.5/78.5999.943kmol/hW4000kg/h W4000/112.6135.556kmol/h3.2塔板数的确定3.2.1理论塔板数的求取苯-氯苯物系属于理想物系，

9、可采用梯级图解法（MT法）求取，步骤如下：=7760/1481025/2051350/2931760/4002250/5432840/7192900/760=4.41 依据已经算出的相对挥发度，假设一系列的x值，用平衡方程算出对应的y值，见下表x00.0190.1270.2650.4420.6770.500.701y=4.41x/1+1+3.41x00.07110.37610.61340.78490.91290.820.911可在xy坐标图上绘制出平衡线与对角线 氯苯混合液的xy图在图上，因泡点进料，查得yg=0.9313，而，。故有：最小回流比Rmin=xD-ygyg-xg=0.269考虑到

10、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：R=2Rmin =0.538 精馏段操作线：提馏段操作线：提馏段操作线为过和两点的直线。 图3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解图解得-1=10块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段块，第4块为加料板位置。3.2.2实际塔板数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

11、段：块，取块总塔板数块3.3塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：kPa加料板：kPa塔底：kPa精馏段平均压降：kPa提馏段平均压降：kPa（二）平均温度依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：苯： 氯苯：塔顶温度81.8加料板94塔底精馏段平均温度提馏段平均温度（三）平均分子量塔顶： ，（查相平衡图） =80.1455kg/kmol加料板：，（查相平衡图） kg/kmol kg/kmol塔底：， kg/kmol kg/kmol 精馏段：kg/kmol kg/kmol提馏段

12、：kg/kmol kg/kmol（四）平均密度1.液相平均密度 表4-1 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 :氯苯 :式中的t为温度，塔顶:kg/m3 kg/m3 kg/m3进料板：kg/m3kg/m3 kg/m3塔底:kg/m3 kg/m3kg/m3精馏段：kg/m3提馏段：kg/m32.气相平均密度精馏段：kg/m3提馏段：kg/m3（五）液体的平均表面张力附： 表4-2 组分的表面张力（mN/m）温度，（）80851101151

13、20131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯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）计算得，塔顶：mN/m；mN/m（81.8）mN/m 进料板：mN/m；mN/m（94）mN/m塔底：mN/m ;mN/mmN/m 精馏段：mN/m提馏段：mN/m（六）液体的平均粘度温度6080100120140苯0.3810.3080.2550.2150.184氯苯0.5150.4280.3630.3130.274塔顶：mPas,mPas（81.8）mPas 进料板：mPas，mPas (94 )mPas 塔底：mP

14、as ，mPas(136.1)mPas 精馏段：mPas 提馏段：mPas 3.5、汽液负荷计算 精馏段汽液负荷计算汽相摩尔流率V=(R+1)D=(0.583+1)99.943=153.71kmol/h汽相体积流量V=m/s汽相体积量 液相回流摩尔流率L=RD=0.53899.943=53.77m/h液相体积流量L=0.0014887m/s液相体积流量L=0.0014887m/s=5.359m/h提馏段汽液负荷计算汽相摩尔流率V=(R+1)D=(0.583+1)99.943=153.71kmol/h汽相体积流量V=m/s汽相体积流量V=1.2009m/s=4323.299液相回流摩尔流率L=R

15、D+F=0.53899.943+135.495=189.264kmol/h液相体积流量L=0.00571m/s液相体积流量L=0.00571m/s=20.5446m/h 3.6、 主要工艺结构尺寸的计算精馏段：（一）塔径1.初选塔板间距H=400mm及板上液层高度，则：H-h=0.40-0.06=0.34m2. 按Smith法求取允许的空塔气速0.0021478m/s查Smith通用关联图得C=0.69负荷因子C=C0.0690.069556 泛点气速：0.695561.1917m/s3. 取安全系数为0.7，则空塔气速为=0.83424. 精馏段的塔径D=1.3478m圆整取D=1400mm

16、，此时的操作气速u=0.0.7731m/s。5.精馏段有效高度的计算=（7-1）0.4=2.4m提馏段：1.初选塔板间距H=400mm及板上液层高度，则：H-h=0.40-0.06=0.34m2. 按Smith法求取允许的空塔气速0.078858m/s查Smith通用关联图得C=0.07负荷因子C=C0.07=0.06824 泛点气速：C0.068241.116m/s3.取安全系数为0.7，则空塔气速为=0.781213m/s4.提馏段的塔径D=1.39938m圆整取D=1400mm，此时的操作气速u=0.0.7805m/s。5. 提馏段的塔高Z=(Z-1)H=(13-1)0.4=4.8m在进

17、料板上方开一人孔，其高度为600mm（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。 （1）溢流堰长（出口堰长）L=0.6D=0.61.4=0.84m （2）出口堰高 对平直堰精馏段由及查化工原理课程设计图5-5得.02，于是：（满足要求）提馏段：由及查化工原理课程设计图5-5得.08，于是：（满足要求）（3）降液管的宽度和降液管的面积精馏段：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）提馏段：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

18、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：精馏段（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）提馏段：（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。 （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精馏段提馏段3.7筛板的流体力

19、学验算1.塔板压降 (1)由查图5-10得=0.84精馏段：提馏段： (2)气体通过液层的阻力由下式计算 精馏段： m/s 查表5-11，得=0.62.提馏段 m/s 查表5-11，得=0.6. （3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 由下式计算精馏段：气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为（满足工艺要求）提馏段：气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为（满足工艺要求）2.液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3. 液沫夹带精馏段：式中：=2.50.06=0.15提馏段：在本设计中液沫夹带量在允许范围中。

20、4. 漏液精馏段：漏液点的气速筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）提馏段：漏液点的气速筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）5.液泛为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯氯苯物系属于一般物系，取=0.5精馏段：而板上不设进口堰，则成立，故不会产生液泛。提馏段：而板上不设进口堰，则成立，故不会产生液泛。3.8.塔板负荷性能图精馏段：1.雾沫夹带线（1）以气为限，求关系如下 （7-1）式中：将已知数据代入式（7-1） （7-2）在操作范围内，任取几个值，依式（7-2）算出对应的值列于下表：表7-10.000060.00150.0030.00452.49792.29492.162.0466依

21、据表中数据作出雾沫夹带线（1）2.液泛线（2） （7-4）在操作范围内，任取几个值，依式（7-4）算出对应的值列于下表：表7-20.000060.00150.0030.00452.6132.4662.3392.2001依据表中数据作出液泛线（2）3.液相负荷上限线（3）以 （7-5）4.漏液线（气相负荷下限线）（4）漏液点气速 整理得： （7-6）在操作范围内，任取几个值，依式（7-6）算出对应的值列于下表： 表7-30.000060.00150.0030.00450.7010.73970.76420.7841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，。 图7-

22、1精馏段筛板负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得 操作弹性：提馏段：1.雾沫夹带线（1）以气为限，求关系如下 （7-1）式中：将已知数据代入式（7-1） （7-2）在操作范围内，任取几个值，依式（7-2）算出对应的值列于下表：表7-10.000060.00150.0030.00452.71422.51012.37442.2606依据表中数据作出雾沫夹带线（1）2.液泛线（2） （7-3） （7-4）在操作范围内，任取几个值，依式（7-4）算出对应的值列于下表：表7-20.000060.00150.0

23、030.00452.66082.56532.452.4433依据表中数据作出液泛线（2）3.液相负荷上限线（3）以 （7-5）4.漏液线（气相负荷下限线）（4）漏液点气速 整理得： （7-6）在操作范围内，任取几个值，依式（7-6）算出对应的值列于下表： 表7-30.000060.00150.0030.00450.54660.57510.59340.6082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，。 在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得 操作弹性：4附属设备的计算及选型1.接管

24、直径 各接管直径由流体速度及其流量，按连续性方程决定，即： 式中：VS流体体积流量，m3/ s； u流体流速，m/ s； d管子直径，m。(1)进料管本设计中采用直管进料，则体积流量 管内流速则管径选用的无缝钢管，则实际流速(2)回流管.则液体流量取管内流速则回流管直径选用的无缝钢管，则回流管内实际流速(3)塔顶蒸汽接管则蒸气体积流量：取管内蒸汽流速则可取回流管规格的无缝钢管，则塔顶蒸汽接管实际流速(4)釜液排出管体积流量：取管内流速则 可取回流管规格的无缝钢管,则塔顶蒸汽接管实际流速 (5) 则塔釜蒸汽体积流量：取管内流速 可取回流管规格的无缝钢管,则塔顶蒸汽接管实际流速2、符号说明：a 填

25、料的有效比表面积，/m3at填料的总比表面积，/m3aw填料的润湿比表面积，/m3Aa塔板开孔区面积，m2Af降液管截面积，m2A0筛孔总面积，m2At塔截面积，m2c0流量系数，无因次C计算umax时的负荷系数，m/sd 填料直径，md0筛孔直径，mD 塔径，mDL液体扩散系数，m2/sDV气体扩散系数，m2/sev液沫夹带量，kg(液)/kg(气)E液流收缩系数，无因次ET总板效率，无因次F气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2)F0筛孔气相动能因子，g重力加速度，9.81m/s2h填料层分段高度，m HETP关联式常数h1进口堰与降液管间的水平距离，mhc与干板压降相当的液柱高度，m液

26、柱hd与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，mhf塔板上鼓泡层高度，mhl与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱hL板上清液层高度，mhmax允许的最大填料层高度，mh0降液管的低隙高度，mhOW堰上液层高度，mhW出口堰高度，mhW进口堰高度，mh与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱H板式塔高度，m溶解系数，kmol/(m3kPa)HB塔底空间高度，mHd降液管内清液层高度，mHD塔顶空间高度，mHF进料板处塔板间距，mHOG气相总传质单元高度，mHP人孔处塔板间距，mHT塔板间距，mH1封头高度，H2裙座高度，HETP等板高度，mkG气膜吸收系数，kmol/（m2hkPa）kL液膜吸收

27、系数，m/hK稳定系数，无因次KG气膜吸收系数kmol/（m2hkPa）lW堰长，mLh液体体积流量，m3/hLs液体体积流量，m3/hLw润湿速率，m3/（mh）m相平衡常数，无因次n筛孔数目NOG气相总传质单元数，NT理论板层数P操作压力，PaP压力降，PaPP气体通过每层筛板的压降，Par鼓泡区半径，mu空塔气速，m/suF泛点气速，m/su0气体通过筛孔的速度，m/su0，min漏液点气速，m/su0液体通过降液管底隙的速度，m/sU液体喷淋密度，m3/（m2h）UL液体质量通量，/（m2h）Umin最小液体喷淋密度，m3/（m2h）Uv气体质量通量，/（m2h）Vh气体体积流量，m3

28、/hVs气体体积流量，m3/hwL液体质量流量，/hwV气体质量流量，/hWc边缘无效区宽度，mWd弓形降液管宽度，mx液相摩尔分数X液相摩尔比y气相摩尔分数Y气体摩尔比Z填料层高度 ，m充气系数，无因次；筛板厚度，m空隙率，无因次液体在降液管内停留时间，s粘度，Pas密度，kg/m3表面张力，N/m开孔率或孔流系数，无因次填料因子，l/m液体密度校正系数，无因次下标max最大的min最小的L液相V气相3.综上，所设计筛板的主要结果汇总于下表： 筛板塔设计计算结果项 目符 号单 位计 算 结 果精馏段提馏段平均压强PmkPa107.75114.75平均温度tm87.9115.05平均流量气相m

29、3/s1.18951.2009液相m3/s0.0014890.0057实际塔板数块713板间距m0.40.4塔段的有效高度Zm3.05.4塔径Dm1.41.4空塔气速um/s0.77310.7805塔板液流型式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长m0.841.84堰高m0.050.0342溢流堰宽度m0.1540.154底隙高度m0.022150.08036板上清液层高度m0.060.06孔径mm55孔间距mm1515孔数n个55865586开孔面积A0m20.10940.1094筛孔气速m/s10.87510.98塔板压降kPa0.7 0.7液体在降液管中的停留时间S23.1516.0

30、46降液管内清液层高度m0.12920.1311雾沫夹带kg液/kg气0.01220.01487负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷m3/s2.6052.82气相最小负荷m3/s0.5770.51操作弹性4.5155.535.结论收获和致谢 1.筛板塔的优点是结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及效率高。 2.作图和读数会有人为误差，计算时保留小数位数不同，采用近似计算等都会造成一定误差，但作为工程上的初步计算，可认为基本准确合理。 3.由于理论知识不够，在选材设计上参考了大量资料、手册等，故计算结果可能近似或雷同。 4.精馏段和提馏段塔

31、径、堰高、降液管底隙高度进行统一圆整，以便加工。 5.本设计为常规练习设计，还有很多不足之处，望老师多多批评指正。这次历时近两周的的课程设计使我们把平时所学的理论知识运用到实践中，使我们对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我们自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我们提供了很大的发挥空间，我们积极发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我们的认识问题、分析问题、解决问题的能力。更重要的是，该课程设计需要我们充分发挥团队合作精神，组员之间紧密协作，相互配合的能力，才可能在有限的时间内设计出合理的设计方案。总

32、之，这次课程设计不仅锻炼了我们应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了我们自学，检索资料和协作的技能。最后，我们还要感谢路老师在这次课程设计中给予我们的敦促和指导工作。对于设计中我们问题遇到的问题她给予了我们认真明确耐心的指导，这极大的鼓励了我们完成设计的决心，因此，我们要再次感谢路有昌老师和班级同学给予的帮助。6.参考文献：1.化工流体流动与传热，化学工业出版社，柴诚敬、张国亮，2004年2.化工传质与分离过程，化学工业出版社，贾绍义、柴诚敬，2005年3.化工原理课程设计，天津大学出版社，贾绍义、柴诚敬，2002年4化工原理（下），天津大学出版社，夏清、陈常贵，2005年5石油化工基础数据手册，化学工业出版社，卢焕章，1982年第 40 页 共 40 页