年产5万吨氯苯工艺设计(30页).doc

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1、-第 I 页-第 I 页年产 5 万吨氯苯工艺设计Design of Process withAnAnnual Output of 50000 Tonsof Chlorobenzene目录中文摘要、关键词.I英文摘要、关键词.I引言.1第 1 章 产品与设计方案简介.31.1 产品简介.31.1.1 产品性质.31.1.2 质量指标.31.2 设计方案的确定和说明.31.2.1 装置流程的确定.31.2.2 操作压力的选择.41.2.3 进料热状况的选择.41.2.4 加热方式的选择.41.2.5 回流比的选择.41.2.6 塔设备的选取.4第 2 章 工艺计算及主体设备设计.62.1 全塔的

2、物料衡算.62.1.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率.62.1.2 平均摩尔质量.62.1.3 原料液及塔顶底产品的摩尔流率.62.2 塔板数的确定.62.2.1 理论塔板数的求取.6-第 II 页2.2.2 实际塔板数.72.3 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算.82.3.1 平均压强.82.3.2 平均温度.82.3.3 平均分子量.82.3.4 平均密度.92.3.5 液体的平均表面张力.92.3.6 液体的平液均粘度.92.4 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算.92.4.1 平均压强.92.4.2 平均温度.102.4.3 平均分子量.102.4.4 平均密度.1

3、02.5 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算.102.5.1 塔径.102.5.2 精馏塔有效高度的计算.112.5.3 塔板工艺结构尺寸的设计与计算.112.6 塔板上的流体力学验算.132.6.1 气体通过筛板压降和的验算.132.6.2 液面落差的验算.132.6.3 雾沫夹带量的验算.132.6.4 漏液的验算.132.6.5 液泛的验算.132.7 塔板负荷性能图.142.7.1 雾沫夹带线.142.7.2 液泛线.142.7.3 液相负荷上限线.152.7.4 漏液线.152.7.5 液相负荷下限线.152.8 精馏塔的设计计算结果汇总一览表.16-第 III 页第 3 章 精馏塔的结

4、构设计.173.1 封头.173.2 塔底空间.173.3 人孔.183.4 塔顶空间.183.5 裙座.183.6 塔总体高度设计.18第 4 章 附属设备设计.194.1 接管.194.1.1 塔顶蒸汽出料管.194.1.3 进料管.194.1.4 塔釜出料管.194.1.5 塔釜进气管.194.2 换热器的设计.204.2.1 设计任务.204.2.2 确定物性数据.204.2.3 计算总传热系数.214.2.4 工艺结构尺寸.22结论.23致谢.错误！未定义书签。错误！未定义书签。参考文献.23-第 I 页年产 5 万吨氯苯工艺设计摘要摘要:本设计提出节能型苯和氯苯的精馏装置工艺,采用

5、筛板式精馏塔。设计中采用泡点进料,其精馏是利用多次部分汽化和多次部分冷凝分离液体混合物的过程,在工业生产中,要求将大量混合液进行较为彻底分离进,须采用连续精馏,将原料液经原料预热器加热到指定的温度,进入精馏塔的中部,在塔内进行精馏。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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜用再沸器加热水至饱和过热水蒸气状态，送至塔内，塔釜塔底产品经冷却后送至储罐。其优点是操作稳定,能保持塔内部分温度及组成均不变,自动化程度高,处理能力大,回流比较大。本设计对精馏塔的一些主要设计参数进行了演算。关键词：关键词：筛板式精馏塔连续精馏全凝器再沸器饱和过热水蒸

6、汽泡点Design of Process With An Annual Output of 50000 Tons ofChlorobenzeneAbstract:The design proposes rectifying device technology of benzene and chlorobenzene ofenergy saving type,using the sieve plate distillation column.Used in the design of bubble pointfeeding,the distillation is the liquid mixtu

7、re separation process of the use of repeated many ofvaporization and condensation.In the industrial production,the demand of a large number ofmixed liquid separation into more thoroughly,must use the continuous distillation.The rawmaterial liquid raw material preheater heating to a specified tempera

8、ture,enters the middle of therectifying tower,in the column for distillation.Steam with full condenser condensation,condensate in the bubbling under partial reflux to the tower,the remaining part of the product issent to the condenser cooling tank.The tower kettle reboiler heating water to saturated

9、 watervapor state,which is sent to the tower,the product of tower reactor and tower bottom aftercooling is sent to storage tanks.The utility model has the advantage of stable operation,themaintain of the temperature and composition of the tower,a high degree of automation,largeprocessing ability,the

10、 relatively large return.The design calculates the main design parametersofdistillation colum.Key words:sieve plate distillation column;continuous distillation;full condenser;reboiler;saturated steam over water vapor;bubble point-第 1 页引言塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的1。常见的塔设

11、备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸、和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。化 工 厂 或 炼 油 厂 中，塔 设 备 的 性 能 对 于 整 个 装 置 的 产 品 质 量、质 量、产能力和消耗定额，以及三废处理和环保等各个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例（见表 1.1）。它所好用的刚才重量在各类工艺设备中也属较多（见表 1.2）。因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视。表 1.1化工生产装置中各类工艺设备所占投资的比例【2】表 1.2化工生产装置中塔设备

12、所占的重量比例化工装置名称塔设备重量所占百分比装置名称工艺设备类别搅拌设备反应设备换热设备塔设备合计化工和石油化工6.1522.1945.5525.39100%炼油和煤化工2.6313.0219.5034.85100%人造纤维12.192.3040.1644.90100%药物和制药33.1630.6025.929.87100%油脂工业19.588.9950.9420.49100%油漆和涂料53.6622.0312.9111.40100%橡胶15.3812.0457.4715.11100%-第 2 页250 万吨/年常压蒸馏16.9250 万吨/年常减压蒸馏45.560 及 120 万吨/年催化

13、裂化48.911.5 及 30 万吨/年乙烯25.028.37 及 16 万吨/年芳烃抽提21.027.010 万吨/年苯38.34.5 万吨/年丁二烯54.08 万吨/年氯乙烯33.3工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。筛板塔出现于1830年【3】，很长一段时间内被认为难以操作而未得到重视。泡罩塔结构复杂，但容易操作，自1854年应用于工业生产以后，很快得到 推广，直到20世纪50年代初，它始终处于主导地位。第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。通过大量的实验研究和工业实践，逐步掌握了筛板塔的操作规律和正确设计方法

14、，还开发了大孔径筛板，解决了筛孔容易堵塞的问题。因此，50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊场合外，已不再新建。60年代以后,石油化工的生产规模不断扩大,大型塔的直径已超过10m。为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔板不断出现，已有数十种。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐

15、蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S 型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是 1932 年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏

16、的和-第 3 页带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。第 1 章 产品与设计方案简介1.1 产品简介1.1.1 产品性质产品性质【4】：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度 1.105g/cm3。沸点 131.6。凝固点-45。折射率 1.5216(25)。闪点 29.4。燃点 637.8，折射率 1.5246，粘度(20)0799mPas，表面张力 33.2810-3Nm溶解度参数9.5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸

17、极限 1.3-7.1(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性对神经系统有麻醉性，LD502910mgkg，空气中最高容许浓度 50mgm3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。1.1.2 质量指标氯苯纯度不低于 99.8%，塔顶产品苯纯度不低于 98%，原料液中苯 38%。（以上均为质量分数）1.2 设计方案的确定和说明1.2.1 装置流程的确定精馏装置包括精馏塔、原料预热器，精馏釜（再沸器）、冷凝器等设备【5】。精馏过程按操

18、作方式的不同，分为连续精馏和间接精馏两种流程。连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主。精馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多系部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器将余热带走。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。-第 4 页1.2.2 操作压力的选

19、择精馏过程按操作压力不同，分为常压精馏、减压精馏和加压精馏。本实验采用的是常压精馏。1.2.3 进料热状况的选择精馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点液体进料和饱和液体（泡点）进料，通常用釜残液预热原料。若工艺要求减少釜塔的加热量，以避免釜温过高，料液产生聚合或结焦，则应采用气态进料。1.2.4 加热方式的选择精馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如精馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接整齐加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸

20、汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。1.2.5 回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原因是使设备费和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验值选定。必要时可选用若干个 R 值，利用吉利兰图（简捷法）求出对应理论板数 N，作出 NR 曲线，从中找出适宜操作回流比 R，也可作出 R 对精馏操作费用的关系线，从中确定适宜回流比 R。1.2.6 塔设备的选取精馏塔是现在化工厂中必不可少的设备，因此出现了很多种的精馏塔。塔设备按其结构形式基本可分为两类：

21、板式塔和填料塔。其中，浮阀塔是内置一定数量的阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度，可以避免漏夜降低气速。浮阀塔保留了泡罩塔的操作弹性大的优点并且浮阀塔板的生产能力大于泡罩塔板。因此发展很快。所以做分离苯氯苯的课程选择了筛板塔。-第 5 页1.3 工艺流程及说明原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被

22、降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。38%氯苯原 料 储原料预热精馏再沸99.8%氯苯储存分配冷凝冷却98%苯储存冷却-第 6 页第 2 章 工艺计算及主体设备设计2.1 全塔的物料衡算2.1.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率【6】苯和氯苯的相对摩尔质量分别为kg/kmol11.78AM和kg/k

23、mol56.112BM2.1.2 平均摩尔质量2.1.3 原料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：h/kmol70.6146.11224300105q7W,n则2.2 塔板数的确定2.2.1 理论塔板数TN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TN，步骤如下：2.2.1.1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取yx依据*B*A*B总ppppx，总pxpy*A，将所得计算结果列表如下：温度，（）8090100110120130131.8a1ikp133.0p苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197

24、60两相摩尔分率x x10.680.440.260.130.020y y10.910.780.610.380.0750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yx平衡关系的影响完全可以忽略。2.2.1.2 确定操作的回流比7将上表中数据作图得yx曲线。在yx图上，因1q，查得914.0yq，而702.0 xxFq，986.0 xD。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：68.03396.02R2Rmin-第 7 页2.2.1.3 求精馏塔的汽、液相负荷2.2.1.4 求操作线

25、方程精馏段操作线：587.0 x405.01Rxx1RRyD提馏段操作线方程：00073.0 x24.1xqqxqqywV.nW,nV,nL,n2.2.1.5 图解法求理论板层数精馏段操作线过)587.0,0(b)986.0,986.0(a)x,x(aDD和即q 线为702.0 xxF提馏段操作线过即),(WWxxcc003.0,003.0和精馏段操作线与 q 线的交点 d图 2.1 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解图解得 总理论板层数19NT（包括再沸器）进料板位置7NF2.2.2 实际塔板数pN2.2.2.1 全塔效率TE选用mTlg616.017.0E公式计算式中的L为塔顶与塔底平均

26、温度下液体的平均粘度操作温度计算由yxt 曲线可读出塔顶温度34.80Dt-第 8 页进料温度1.91tF塔底温度54.131Wt塔顶塔底平均温度94.105t查得此温度下苯氯苯的饱和蒸气压求得此温度下52.0269.0lg616.017.0EsmPa269.0340.0298.0239.0702.0 xsmPa0.340,smPa239.0TiiLBA2.2.2.2 实际塔板数pN（近似取两段效率相同）精馏段77.552.0/3N1p块，取 6 块提馏段54.1152.0/6N2p块，取 12 块总塔板数2p1ppNNN+再沸器=6+12+1=19 块2.3 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性

27、数据的计算2.3.1 平均压强mp取每层塔板压降为 0.8kPa塔顶操作压力kPa3.10543.101pD加料板kPa1.11068.03.105pF平均压强kPa7.1072/1.1103.105pm2.3.2 平均温度mt塔顶为 80.34，加料板为 91.1精馏段平均温度mt=85.722.3.3 平均分子量mM塔顶986.0 xyD1，920.0 x1（查平衡曲线）加料板63.0 x,890.0yFF（查平衡曲线）精馏段平均摩尔质量kg/kmol25.802/90.8159.78Mm,V-第 9 页2.3.4 平均密度m2.3.4.1 汽相平均密度m,V2.3.4.2 液相平均密度m

28、,L塔顶由34.80tD时，纯苯氯苯在任何温度下的计算【8】t187.1912At111.11127B得进料板由1.91tF得进料板液相的质量分率54.056.11237.011.7863.011.7863.0aA精馏段3m,Lkg/m42.8562/70.89213.8202.3.5 液体的平均表面张力m塔顶：由34.80tD查手册得进料板：由1.91tF查手册得精馏段液相平均表面张力mN/m50.212/72.2127.21Lm2.3.6 液体的平液均粘度mL,液相平均粘度依公式iiLmlgxlg计算塔顶由34.80Dt查手册得进料板由1.91tF查手册得精馏段smPa32.02/330.

29、0311.0m,L2.4 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算2.4.1 平均压强m p取每层塔板压降为 0.8kPa塔底操作压力：kPa71.119128.011.110pW加料板：kPa1.11068.03.105pF平均压强kPa91.1142/1.11071.119 pm-第 10 页2.4.2 平均温度m t塔底为 131.5，加料板为 91.1提馏段平均温度m t=111.32.4.3 平均分子量mM塔底0106.0yW0030.0 xW（查平衡曲线）加料板63.0 x,890.0yFF（查平衡曲线）提馏段平均摩尔质量kg/kmol45.972/90.8190.112Mm,V

30、2.4.4 平均密度m 2.4.4.1 汽相平均密度m,V 2.4.4.2 液相平均密度m,L 塔底由5.131tW时，纯苯氯苯在任何温度下的计算t187.1912At111.11127B得进料板：由1.91tF得进料板液相的质量分率54.056.11237.011.7863.011.7863.0aA提馏段：3m,Lkg/m05.9362/70.8924.9792.5 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算2.5.1 塔径2.5.1.1 塔径的计算【9】精馏段的汽相体积流率/sm968.189.2360025.8012.2553600MqV3m,Vm,VV,ns精馏段的液相体积流量/sm00289.0

31、42.8563600378.8626.1033600MqL3m,Lm,LL,ns2.5.1.2 按 Smith 法求取允许的空塔气速maxu【10】（即泛点气速Fu）由VVLmax/Cu-第 11 页式中 C 由公式2.0L20)20(CC其中的20C由查 Smith 通用关联图查取图的横坐标为初选塔板间距mm450HT及板上液层高度mm60hL，则：查 Smith 通用关联图得082.0C20负荷因子0832.02050.21082.020CC2.02.0m,L20430.189.2/89.242.8560832.0/Cum,Vm,Vm,Lmaxm/s2.5.1.3 操作气速取安全系数为 0

32、.7，则空塔气速为m/s001.17.0maxuu2.5.1.4 精馏段的塔径圆整取mm1600D 塔截面积为222Tm001.224D4A实际空塔气速为s/m979.0001.2968.1AVuTs2.5.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为m2.250.455H)1-N(ZT精精提馏段有效高度为m5.40.4512H)1-N(ZT提提在进料板,精馏段，提留段上放开一人孔，其高度为 0.7m故精馏塔的有效高度为m75.937.0ZZZ提精2.5.3 塔板工艺结构尺寸的设计与计算2.5.3.1 溢流装置因塔径mm1600D 故采用单溢流型弓形降液管【12】，凹形受液盘，且不设进口内堰。溢流

33、堰长wl取m12.17.06.1D7.0lw溢流堰高wh对平直堰3/2whowl/LE00284.0h-第 12 页查液体收缩系数计算图，近似取1E，于是：降液管的宽度dW和降液管的面积fA由7.0D/lw查化工原理课程设计图 57 得093.0A/A,151.0D/WTfd，即液体在降液管内的停留时间s5s1.29L/HA3600hTf（满足要求）降液管的底隙高度ohmhhw0414.0006.00474.0006.00（oh不宜小于 0.020.025m，本结果满足要求）选用凹形受液盘，深度mmhw502.5.3.2 塔板布置边缘区宽度cW与安定区宽度sW本设计取50Wcmm85WWssm

34、m开孔区面积aA式中m4734.0085.02416.08.0WW2/Dxsd2.5.3.3 开孔数n和开孔率取筛孔的孔径mm5do，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度mm4，且取0.3/odt故孔心距mm1553t每层塔板的开孔数68763394.1015.0155.1At155.1n2a2（孔）每层塔板的开孔率101.03907.0d/t907.022o（应在 515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积2aom1353.03394.1101.0AA气体通过筛孔的孔速m/s54.14A/Vuoso-第 13 页2.6 塔板上的流体力学验算2.6.1 气体通过筛板压降ph和pp的验算2.6.1.

35、1 气体通过干板的压降ch式中孔流系数oC由25.14/5/do查化工原理课程设计P115图5-10得出，86.0Co2.6.1.2 气体通过板上液层的压降lh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au，对单流型塔板有动能因子)ms/(kg836.189.208.1uF2/12/1Va0取57.0（一般可近似取6.05.0）【12】。2.6.1.3 气体克服液体表面张力产生的压降h2.6.1.4 气体通过筛板的压降（单板压降）ph和pp0.8kPaPaa5.7170854.081.942.856ghppLp（满足工艺要求）2.6.2 液面落差的验算对于筛板塔，液面落差很小，且本例的

36、塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。2.6.3 雾沫夹带量ve的验算式中1375.0055.05.2h5.2hLf，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。2.6.4 漏液的验算漏液点的气速omu实际孔速min,00us/m57.14u筛板的稳定性系数5.116.275.657.14uuKomo（不会产生过量液漏）2.6.5 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wTdhHH-第 14 页苯氯苯属一般物系，取=0.5，m2487.00474.045.05.0hHwTwTdhHH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

37、的设计，还需重选TH及Lh，进行优化设计。2.7 塔板负荷性能图2.7.1 雾沫夹带线以关系如下LV求汽为为kg/液kg1.0eSSV，式中ssfTsaV549.0187.001.2VAAVu将已知数据代入上式3/2ssL99.1709.5V（1-1）在操作范围内，任取几个sL值，依式（1-1）算出对应的sV值列于下表/sm,L3s0.00030.00500.01000.01500.02000.0250/sm,V3s5.0094.5644.2553.9963.7653.552依据表中数据做出雾沫夹带线（2)2.7.2 液泛线由OWWLLlclpdLpdhhh;hh;hhhh;hhhH联立得hh

38、hh)1(h)1(HdcOWWT忽略h，将scsdsOWVhLh,Lh与，与与的关系式代入上式，并整理得式中971.0)l3600)(1(E00284.0d16.71)hl/(153.0c1743.0h)1(Hb0128.0)()cA(051.0a3/2w2wwwTLV200-第 15 页故3/2s2s2s3/2s2s2sL9.75L555962.13VL971.0L16.711743.0V0128.0（2-2）在操作范围内，任取几个sL值，依式（2-2）算出对应的sV值列于下表：/sm,L3s0.00500.01000.01500.02000.0250/sm,V3s3.353.092.782

39、.651.913依据表中数据做出液泛线（5)2.7.3 液相负荷上限线以s4LHAsTf作为液体在降液管中停留时间的下限，则/sm021.0445.0187.0AHL3fTmax,s（3-3）据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（2)2.7.4 漏液线漏液点气速整理得00976.0L08.08.8V3/2smin,s（4-4）在操作范围内，任取几个sL值，依式（4-4）算出对应的sV值列于下表：/sm,L3s0.00030.00500.01000.01500.02000.0250/sm,V3s0.8850.9681.0211.0641.1011.134依据表中数据做出漏液线（1)2.7

40、.5 液相负荷下限线取平直堰堰上液层高度006.0howm，0.1E/sm0006.0L3min,s（5-5）据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(3)-第 16 页在负荷性能图上做出操作点 A（ssV,L）即（0.00289，1.968）连接 OA 即操作线。在操作性能图上作出操作线，算出操作弹性96.49.0467.4VVminmax由图看出：1.塔板的气相负荷上限有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制；2.任务规定的气，液相负荷下的操作点 A，处在适宜操作区内的适中位置；3.操作弹性为 4.962.8 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

41、馏段提馏段平均压强PmkPa107.4114.91平均温度tm85.72111.3平均流量气相sVm3/s1.968液相sLm3/s0.00289实际塔板数1pN块612-第 17 页板间距THm0.450.45塔段的有效高度Zm25.7塔径Dm1.61.6空塔气速um/s0.979塔板液流型式单流型单溢流溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长wlm1.121.12堰高whm0.04740.0474溢流堰宽度dWm0.24160.2416底隙高度ohm0.04140.0414板上清液层高度Lhm0.0600.060孔间距tmm1515孔数n个68766876开孔面积A0m21.33941.3394筛孔

42、气速oum/s14.5414.54塔板压降ppkPa0.8000.8第 3 章 精馏塔的结构设计3.1 封头以内径为公称直径，mm1600DN，查【13】得封头曲面高度mm400h1,直边高度mm50h2故mm450h封3.2 塔底空间塔底空间5.0HHBB(发挥空间)（一般取 0.20.5m）-第 18 页带入数据得3.3 人孔人孔是安装或检修人员进出塔体的唯一通道，人孔的设置应便于工作人员进入任何一层塔板。由于设置人孔处的板间距较大，应等于或大于 600 mm【14】，一般每隔 68 层塔板设一人孔。人孔直径一般为 450550mm本塔有 18 块塔板，设置人孔数为 3分别置于塔釜一个，塔

43、顶一个，进料口那层（从上数第 67 层塔板之间）一个。人孔直径选为 500mm。塔体上采用垂直吊盖人孔，设有人孔处的板间距为3.4 塔顶空间3.5 裙座裙座高度为 1.48基础环尺寸的确定3.6 塔总体高度设计塔总体高度设计计算公式为式中H塔高，m；PN实际塔板数；FN进料板数；FH进料板数板间距，m；pH设人孔处的板间距，m；BH塔底空间高度，m；DH塔顶空间高度，m；封h封头高度，m；-第 19 页第 4 章 附属设备设计4.1 接管4.1.1 塔顶蒸汽出料管对其出料管的基本要求是：尽可能减少雾沫夹带，以降低液体物料的损失，故采用直管出料。本塔顶蒸汽出料管为塔顶冷凝器的进口管，常压操作s/

44、m3015uV取s/m30uV则4.1.2 回流管回流的方式一般有两种，直管回流和弯管回流。本设计采用直管强制回流。强制回流时：smuR/5.25.1取s/m5.1uR则4.1.3 进料管进料管的结构类型有很多，其中直管进料方便，而且阻力小，故采用直管进料。进料方式有多种，由泵直接进料操作方便且容易调节流量，但波动较大，本设计量较大，采用泵直接进料。取s/m5.1uF则4.1.4 塔釜出料管塔底的液体出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本塔的塔径较大，宜采用直管出料。该塔的出料管即为塔底再沸器的进口管。塔釜出料进再沸器smuLs/5.25.1取s/m5.1uLs则4.1.5 塔釜进气管对

45、塔釜进气管的基本要求是：避免液体淹没气体通道，尽量使气体沿塔的横截面分布均匀，本设计采用带有斜切口的直管进气，斜切口可改善气体的分布状况。该塔的进气管即为塔底再沸器的出口管。取s/m30uuVV-第 20 页则4.2 换热器的设计4.2.1 设计任务处理能力：5t/a 氯苯的后工序处理的预热设备型式：固定管板式换热器操作条件：进料温度 60，出口温度 91.1循环水蒸汽入口温度 130，出口温度 130允许压降不大于510Pa每年按 300 天计算，每天 24 小时连续运行4.2.2 确定物性数据定性温度:可取流体进出口温度的平均值。壳程水蒸气的定性温度为T=2130130=130管程原料的定

46、性温度T=21.9160=75.5根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。苯在 75.55下的有关物性数据如下密度3Akg/m3.822定压比热容13704.1CpA)Ckg/(kJ导热系数A0.1285)Cm/(W粘度00033.0ASPa氯苯在 75.55下的有关物性数据如下密度B10433m/kg定压比热容【13】298.1CpB)Ckg/(kJ导热系数B0.122)Cm/(W粘度B0.000475SPa故原料液在 75.55下的有关物性数据如下-第 21 页密度i19.90638.0104362.03.8223m/kg定压比热容135497.138.0298.162.070

47、4.1Cpi)Ckg/(kJ导热系数126.038.0122.062.01285.0i)/(CmW粘度i000385.038.0000475.062.000033.0SPa循环水蒸气在 130下的物性数据密度o8.9343m/kg定压比热容oCp266.4)Ckg/(kJ导热系数6862.0o)Cm/(W粘度o0002177.0SPa4.2.3 计算总传热系数热流量tmCpQ=18874)601.91(5497.1h/kJ=909656.8h/kJ循环水蒸汽用量owoOCpQ=266.48.909656h/kJ=213234h/kJ平均传热温差mt91.1-60=31.1C总传热系数 K管程传

48、热系数Reiiiiud=000385.019.9065.002.0=23537i4.08.0)(Re)023.0riiPd=0.02302.0126.04.08.0)126.0000385.05497.1(2353753.53)Cm/(W假设壳程传热系数：o290)Cm/(WiRs0.000172W/Cm2-第 22 页oRs0.00008598W/Cm2 管壁的导热系数:45)Cm/(W=233.75计算传热面积mtKQS1.3175.233107.252334.762m考虑 15%的面积裕度：S15.1S402m4.2.4 工艺结构尺寸管径和管内流速选用5.225传热管（碳钢），取管内流速

49、iu0.5sm/；管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数sni2iud4v8.365.002.0785.0)360019.906/(18874237(根)按单程管计算，所需的传热管长度为按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长m6l，则该换热器管程数lLNp268.11传热管总根数74237N(根)传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距od25.1t，则：横过管束中心线的管数N19.1nc107419.1(根)壳体内径采用多管程结构，取管板利用率7.0，则壳体内径为：Nt05.1D7.0743205.1345

50、.5mm-第 23 页圆整后可取 350mm.折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的 25%，则切去的圆缺高度为mm5.8735025.0h,取折流板间距 B=0.3D,则 B=0.387.5=105mm,可取 B 为 100mm.折流板数BN1-折流板间距传热管长5911006000（块）折流板圆缺面水平装配。结论本次设计的题目是年产 5 万吨氯苯的后工序工艺设计。作为本设计的主设备-精馏塔，我选择的是筛板塔，经过精馏氯苯的摩尔含量最终达到了 99.8%，达到了预期的目标。经过计算，精馏塔的操作回流比很高，达到了 4.96。在完成任务的同时，设计的精馏塔能耗低、压降小、操作弹