化工原理课程设计4万吨年苯氯苯精馏筛板塔设计大学论文.doc

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1、武汉工程大学化工原理课程设计课 程 设 计 说 明 书 武 汉 工 程 大 学 化工与制药学院课程设计说明书课题名称 4万吨/年苯氯苯精馏筛板塔设计专业班级 14级能源化学工程1班学生学号 8 学生姓名 学生成绩 指导教师 课题工作时间 2016.12.52016.12.18 _ 化工与制药学院课程设计任务书专业 能源化工 班级 2014级1班 学生姓名 发题时间： 2016 年 12 月 5 日一、 课题名称 苯-氯苯溶液连续精馏筛板塔设计二、 课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量） 学校图书馆相关资料齐全，化工原理课程中心老师具有多年指导课程设计的经验。三、 设计任务（包括设计、计算、论

2、述、实验、应绘图纸等，只需简明列出大项目）1设计方案的确定2工艺流程图的确定3操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、回流比等）4塔的工艺计算（1）全塔物料衡算（2）最佳回流比的确定（3）理论板及实际板的确定（4）塔径的计算（5）降液管及溢流堰尺寸的确定（6）浮阀数及排列方式（筛板孔径及排列方式）的确定（7）塔板流动性能的校核（8）塔板负荷性能图的绘制（9）塔板设计结果汇总表5辅助设备工艺计算（1）换热器的面积计算及选型（2）各种接管管径的计算及选型（3）泵的扬程计算及选型6塔设备的结构设计：（包括塔盘、裙座、进出口料管）7撰写课程设计说明书一份；绘制带控制点的工艺流程图及主体设备详细工艺条件

3、图（或装配图）各一张。四、 设计所需技术参数 原料：苯-氯苯溶液原料温度：30处理量：4万吨/年原料组成（苯的质量分数）：40%产品要求：塔顶产品中苯的质量分数不低于： 97%塔顶产品中苯的回收率：99%生产时间： 300天（7200h）冷却水进口温度：30加热介质：0.6MPa（表压）饱和水蒸汽五、 设计说明书内容(指设计说明书正文中包括的主要设计内容，根据目录列出大标题即可)1. 引言； 2. 设计方案确定及流程说明；3.精馏塔工艺设计；4. 塔板流体力学计算； 5. 精馏塔结构设计；6. 附属设备选型；7. 设计小结；8.参考文献六、 进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）

4、1. 查找资料，初步确定设计方案及设计内容，1-2天2. 根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿，4-5天3. 撰写设计说明书，绘图，答辩，4-5天 指导教师（签名）： 2016 年 12 月 5 日 中心主任（签名）： 2016 年 12 月 5 日 课程设计综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目毛宁14级能源化工1班 4万吨/年 苯-氯苯溶液连续精馏筛板塔设计指导教师评语指导教师签字：年 月 日答辩记录答辩组成员签字： 记录人：年 月 日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项 目权重分值项 目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条

5、理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导教师签名： 学科部主任签名： 摘 要 本设计对苯氯苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1.对主要工艺生产流程和方案进行了选择和确定。2.对生产的主要设备筛板塔进行了工艺计算 设计，其中包括：精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。3.绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4.对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明合理,能满足初步生产工

6、艺的需要，有一定的实践指导作用。关键词：苯氯苯；分离过程；筛板精馏塔。Abstract A suit of equipment of sieve distillation column devices which make benzene separate from chlorobenzene has been designed. The main work comprising: 1.The main processes and programmes of the production have been selected and determined.2.The main containe

7、r filler tower has been designed, including the balance reckon of the sieve plate tower ; the number of the tower plank has been determined ; the calculation of properties of matter date; the size of the distillation tower has been computed; the main tray size of the distillation tower has been reck

8、oned.3.Production craftwork flow chart and design condition chart of the distillation tower has been drawn.4.The questions of the design process have been discussed and reviewed. The design is simple and reasonable, and can meet the needs of the initial production process, a certain role in guiding

9、the practice.Keywords:Benzene-chlorobenzene; separation; sieve distillation column II前 言本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。 塔顶产品中苯的质量分率不低于97%，塔顶产品中苯的回收率为99%。高径比很大的设备称为塔器。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，达到传质及传热的目的。常见的、可在塔设备中完成的单元

10、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。在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量质量生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护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。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。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：生产能力大在较大的气（

11、汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛

12、板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板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，筛板塔具有下列优点：生产能力大2040%，塔板效率1高1015%，压力降低3050%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达2025mm），导向筛板等多种形式。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分，工业塔常用的筛孔孔径为38mm，按正三角形排列空间距与孔径的比为2.55，近年来有大孔径（1025mm）筛板的，它具有制造容易，不易

13、堵塞等优点，只是漏液点低，操作弹性小。筛板塔的特点如下：结构简单、制造维修方便。生产能力大，比浮阀塔还高。塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。目 录摘 要.IAbstract.I前 言II第1章 流程的确定和说明.1第2章 精馏塔设计计算32.1 操作条件与基础数据32.1.1 操作压力32.1.2 操作条件32.2 全塔物料衡算32.2.1 基础计算32.2.2 物料衡算42.2.3 求最小回流比及操作回流比42.2.4气液相负荷52.2.5精馏段

14、提馏段的操作线方程以及相平衡方程52.3.2 实际塔板数的计算72.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算92.4.1 操作压力计算92.4.2 平均摩尔质量计算92.4.3 平均密度的计算102.4.4 液相平均表面张力计算112.4.5 液相平均粘度的计算122.5热量衡算132.6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算152.6.1 塔径的计算152.6.2 精馏塔有效高度的计算17第3章 塔板工艺尺寸的计算18 3.1 溢流装置计算18 3.2塔板设计193.3筛板的流体力学验算213.3.1塔板压降213.3.2液面落差223.3.3液沫夹带223.3.4漏液223.3.5液泛233.4塔板负

15、荷性能图243.4.1漏液线243.4.2液沫夹带线253.4.3液相负荷下限线273.4.4液相负荷上限线273.4.5液泛线283.4.6操作线303.5塔板设计结果汇总表31第4章 精馏塔的结构附属设备.344.1 精馏塔的附属设备344.1.1冷凝器344.1.3除沫器354.1.4原料泵364.2各接管尺寸的确定364.2.1进料管364.2.2回流液管374.2.3塔底出料管374.2.4塔顶蒸汽管374.2.5法兰374.3塔高的设计384.3.1塔顶空间384.3.2塔底空间384.3.3人孔384.3.4裙座高度384.3.5封头384.3.6塔高38第5章 设计结果的自我总

16、结和讨论405.1设计结果的自我总结405.2结束语40参考文献. 42附 录43第1章 流程的确定和说明精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。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，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。原料液由高位槽经过预热器预热后送入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液)，再沸器中原料液部分气化，产生

17、上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵，有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。测量物流各项参数。塔顶冷凝装置根据生产状况决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之，确定流程时要全面，合理地兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。流程简图如下：图1-1 流程简图 原料流量，； 馏出液流量，； 釜液流量，；

18、 原料中易挥发组分的摩尔分数； 馏出液中易挥发组分的摩尔分数；釜液中易挥发组分的摩尔分数。 第2章 精馏塔设计计算2.1 操作条件与基础数据2.1.1 操作压力精馏操作按操作压力可分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大，当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，对分离有利。但当压力太低时，对设备要求太高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏苯-氯苯系统在常压下挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压精馏。2.1.2 操作条件1.塔顶压强4KPa(表压)；2.回流比；3.塔底加热蒸汽压力 0.6MPa(表压)；4.单板压降 0.7KPa;5.冷却水进口

19、温度30，出口温度406.进料热状态：泡点进料q=17.建厂地址：武汉2.2 全塔物料衡算2.2.1 基础计算已知：原料液 F=4吨=4107kg，原料液中单位时间质量 取 进料液、馏出液的摩尔组成进料液摩尔组成= 馏出液摩尔组成= 平均摩尔质量 2.2.2 物料衡算进料液摩尔流量F=kg/h总物料衡算 易挥发组分物料衡算 塔顶苯的回收率= （3） 联立 (3)两式得 2.2.3 求最小回流比及操作回流比因为泡点进料q=1，所以，由图2-1用内插法求表2-1 苯-氯苯气液平衡关系表温度/液相x气相y温度/液相x气相y80.111108.60.2780.63282.20.920.98111.30

20、.2320.57583.50.8820.97114.30.1880.51184.80.8380.959114.90.1790.49287.50.7550.935116.40.1610.46490.50.6690.906118.30.1370.41492.80.6080.8811210.1020.33594.60.560.859123.20.0790.28296.90.5060.828125.50.0580.219100.90.4190.771280.0350.1461040.3540.716131.700106.40.3150.678即 得所以得出2.2.4气液相负荷 精馏段液相负荷 L=RD

21、=0.85427.737=23.687kmol/h 精馏段气相负荷V=L+D=(R+1)D=1.85427.737=51.424kmol/h 提馏段液相负荷L1=L+qF=23.687+158.06=81.747kmol/h 提馏段气相负荷V1=V-(1-q)F=V-(1-1)F=51.424kmol/h2.2.5精馏段提馏段的操作线方程以及相平衡方程 精馏段操作线方程为 精馏段操作线方程为 由于精馏段和提馏段平均相对挥发度相差不大，故全塔估算平均相对挥发度表2-2 苯氯苯汽液平衡数据 温度/8090100110120130131.8Pi苯760102513501760225028402900

22、氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710 由表2-2可看出 当x=1时 1=p0A1/P0B2=760/148=5.1315 当x=0时2=P0A2/P0B2=2900/760=3.8158 平均相对挥发度 相平衡方程为 因为泡点进料q=1，所以 第一块塔板上升的气相组成 从第一块板下降的液相组成 第二块板上升的气相组成用精馏段操作方程求取 第二块板下降的液相组成 第三块板上升的气相组成 第三块板下降的液相组成 第四块板上升的气相组成 第四块板下降的液相组成 第五块

23、板上升的气相组成 第五块板下降的液相组成 因为，第六块板上升气相组成由提馏段操作方程计算 第六块板下降的液相组成 第七块板上升的气相组成 第七块板下降的液相组成 第八块板上升的气相组成 第八块板下降的液相组成 第九块板上升的气相组成 第九块板下降的液相组成 所需总理论板数为9块，第5块加料，精馏段需4块板表2-3 理论塔板数和塔板上的气液相平衡数据第i块板液相组成x气相组成y10.91330.97920.80780.94930.67130.900440.5380.83755（加料板）0.4390.77660.31720.672870.1720.479180.06940.248390.02060

24、.08512.3.2 实际塔板数的计算 全塔效率 因为 精馏段平均温度： 根据表2-1用内插法分别求出此温度下液气组成 液相组成 气相组成 苯和氯苯的相对挥发度表2-4 苯-氯苯液体粘度表温度()60801001201400.3810.308 0.255 0.2150.1840.515 0.428 0.3630.3130.274 由上表2-4用内插法求得91.225下的粘度 则液相粘度 塔板效率奥康奈尔公式 实际塔板数 提馏段平均温度 根据表2-1用内插法分别求出此温度下液气组成 液相组成 气相组成 苯和氯苯的相对挥发度 由上表2-3用内插法求得112.11下的粘度 则液相粘度 塔板效率奥康奈

25、尔公式 塔板实际塔板数 全塔所需实际板数： 全塔效率： 2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.4.1 操作压力计算 塔顶操作压力（绝压） 每层塔板压降 进料板压力 塔底操作压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力2.4.2 平均摩尔质量计算 塔顶平均质量计算 由 塔底平均质量计算 进料板平均质量计算 根据表2-1内插法求 精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量：2.4.3 平均密度的计算 气相平均密度的计算 由理想气体方程计算，即， 精馏段气相平均密度为 提馏段气相平均密度为 （2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算：表2-5 苯-氯苯液相密度（kg/m3）温度（）8090100

26、110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985 塔顶液相平均密度的计算：由，由内插法得 进料板液相平均密度计算：由，根据表2-4由内插法得 进料板液相的质量分数计算 塔底液相平均密度计算：由，根据表2-4由内插法得 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为2.4.4 液相平均表面张力计算 双组分混合液体的表面张力可按下列式计算 塔顶平均表面张力的计算表2-6 苯-氯苯液体表面张力温度()8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4 已知，根据表2

27、-6用内插法算得 已知，根据表2-6用内插法算得 已知，根据表2-6用内插法算得 塔顶液相表面张力 塔进料液相表面张力 塔釜液相表面张力 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为2.4.5 液相平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算： 塔顶液相平均粘度的计算 已知，根据表2-3由内插法算得 解出 进料板液相平均粘度的计算 已知，根据表2-3由内插法算得 解出 塔底液相平均粘度的计算 已知，根据表2-3由内插法算得 解出 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为2.5热量衡算 冷凝器的热负荷 式中塔顶上升蒸汽的焓 塔顶馏出液的焓 又 式中苯的蒸发潜热 氯苯的蒸发潜热 查资料得在82.

28、53时， 所以 冷却水消耗量 式中冷却水消耗量， 冷却介质在平均温度下的比热， ，冷却介质在冷凝器进出口处的温度， 由设计条件已知冷却水进口温度,冷却水出口温度一般不超过，否则 易结垢，取 而 此温度下冷却水的比热容 所以 再沸器热负荷的计算：表2-7 苯-氯苯在不同温度下混合物的比热容（单位：）塔顶塔釜进料t82.5399.95124.27苯1.8812.0951.952氯苯1.3051.5551.475 塔顶流出液的比热容： 塔釜馏出液的比热容： 为简化计算，现以进料焓，即时的焓值为基准 已知： 对全塔进行热量衡算： 其中 所以 由于塔釜热损失为10，则 所以 式中 ； ； ； ； 表2-

29、8 热量衡算结果符号数值02.6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.6.1 塔径的计算 精馏段气相体积流率为 精馏段液相体积流率为 提馏段气相体积流率为 提馏段液相体积流率为 图2-1 史密斯关联图 精馏段：图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则 查图2-1得 依式校正到物系表面张力20.81 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为： 截塔面积： 实际空气塔速： 提馏段：图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则 查图2-3得，依式校正到物系表面张力 取安全 按标准塔径圆整后为： 截塔面积： 实际空气塔速：表2-9 筛板塔的塔板间距与塔径的关系塔径D/mm300500200300500

30、800300500800160035045016002000450600200024006008002.4800 依据表2-9验证精馏段及提馏段对塔径和塔间距的取值符合要求2.6.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开一人孔，其高度为0.6m，故精馏塔的有效高度 第3章 塔板工艺尺寸的计算3.1 溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要的影响。根据经验并结合其他影响因素，因塔径，可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：3.1.1堰长 取3.1.2 溢流堰高度 精馏段 由，选用

31、平直堰，堰上液层高度 由之前条件可求得 结合化工原理下册P134图10-48液流收缩系数读出此时E=1.02 则精馏段 (通常溢流堰为平顶的，堰上液高） 所以选取平直堰，取板上清液层高度 故 提馏段 由之前条件可求得 结合化工原理下册P134图10-48液流收缩系数读出此时E=1.04 则提馏段 (通常溢流堰为平顶的，堰上液高） 所以选取平直堰，取板上清液层高度 故3.1.3弓形降液管宽度和降液管的面积 由，查化工原理下册P127图10-40弓形降液管的宽度与面积，得 ， 故 用下式验算液体在降液管中停留时间，即 精馏段 提馏段 通常规定液体在降液管的时间不小于 故降液管设计合理 3.1.4降

32、液管底隙高度 液体通过降液管底隙的流速一般为精馏段降液管底隙高度的计算取液体通过降液管底隙的流速则m (不宜小于m，本结果符合要求）提馏段降液管底隙高度的计算取液体通过降液管底隙的流速则m (不宜小于m，本结果符合要求）选用凹形受液盘，深度3.2塔板设计3.2.1塔板的分块 因，故塔板用分块式，查表3-1，塔板分为3块表3-1 塔板分块数塔径/mm塔板分块数800120031400160041800200052200240063.2.2边缘区宽度与安定区宽度的确定 边缘区宽度：一般为，时，可达100mm 安定区宽度: 规定时，=；时，= 本设计取=50mm =70mm3.2.3鼓泡区面积计算鼓

33、泡区面积按下式计算 故3.2.4 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径（鼓泡型操作的筛板塔，所用的筛孔一般比较小，通常是）筛孔按正三角形排列，取孔中心距（在选择/t时，应对压强和操作弹性进行全面考虑，在一般情况下，可取孔间 距t=）筛孔数目开孔率为精馏段气体通过筛孔的气速为提馏段气体通过筛孔的气速为3.3筛板的流体力学验算3.3.1塔板压降 干板阻力计算干板阻力由，查化工原理下册P132图10-45干板孔流系数 故精馏段液柱 提馏段液柱 气体气体通过液层的阻力精馏段 依据化工原理下册P132图10-46查得此时=0.6故液柱液柱提馏段依据化工原理下册P132图10

34、-46查得此时=0.58 液体表面张力阻力的计算精馏段：液柱气体通过每层塔板的液柱高度液柱气体通过每层塔板的压降（设计允许值）提馏段：液柱气体通过每层塔板的液柱高度液柱气体通过每层塔板的压降（设计允许值）3.3.2液面落差对于筛板塔液面落差很小，且本例的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.3.3液沫夹带液沫夹带量由下式计算精馏段故故在本设计中液沫夹带量在允许范围内提馏段故故在本设计中液沫夹带量在允许范围内3.3.4漏液精馏段：对筛板塔，漏液点气速可由下式计算实际孔速稳定系数为提馏段：对筛板塔，漏液点气速可由下式计算实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏液。 3.3.5液泛为防止塔内发

35、生液泛，降液管内液层高应服从下式关系苯-氯苯物系属一般物系，取，则精馏段：而 板上不设进口堰，可由下式计算0.1094m0.2426m 则 符合要求提馏段：而 板上不设进口堰，可由下式计算0.1161m0.2407m 则 符合要求3.4塔板负荷性能图3.4.1漏液线精馏段：由， 得 整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表3-2 精馏段漏液线计算数值0.00030.2390.00050.2420.00070.2450.00090.2470.0010.2480.00250.260.00450.2730.0050.276 由表3-2数据即可作出精馏段漏液线1提馏段：由， 得