苯-氯苯连续精馏筛板塔的设计

化工原理课程设计1苯-氯苯连续精馏筛板塔的设计化工原理课程设计2目录设计任务书3设计说明书61概述62设计方案确定73设计计算………83.1精馏塔的物料衡算83.1.1原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量83.1.2塔顶产品产量、釜残液量及进料流量计算83.2塔板数的确定83.2.1.1q值的计算83.2.1.2最小回流比的求取83.2.1.3求操作线方程93.2.1.4求理论板数：逐板计算法103.2.1.4实际塔板数PN113.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算113.3.1操作压力计算113.3.2操作温度计算113.3.3平均摩尔质量计算123.3.4平均密度计算123.3.5体积流率计算133.3.6液体平均表面张力的计算143.3.7液体平均粘度计算153.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算153.4.1塔径的计算153.4.2塔高的计算163.5塔板主要工艺尺寸计算173.5.1精馏段计算183.6筛板的流体力学验算20化工原理课程设计33.6.1精馏段流体力学验算213.7塔板负荷性能图233.7.1精馏段负荷性能图234附属设备选型264.1再沸器的选择264.1.1再沸器的热量衡算264.1.2饱和蒸汽用量264.1.3再沸器的加热面积264.2冷凝器的选择274.2.1全凝器热量衡算274.2.2冷却水用量274.2.3冷凝器的选择274.3塔内其他构件284.3.1进料管284.3.2回流管284.3.3塔顶蒸汽管284.3.4塔底出料速度295设计数据列表296设计评述307参考文献30化工原理课程设计4设计任务书一、设计题目苯—氯苯连续精馏筛板塔的设计。二、设计任务（1）原料液中氯含量：质量分率=35%（质量），其余为苯。（2）产品纯度为99.0%（质量）的氯苯。（3）塔顶馏出液中氯苯含量不得高于1.0%（质量）。（4）生产能力：456000t/y苯产品，年开工320天。三、操作条件（1）精馏塔顶压强：4.0KPa（表压）（2）进料热状态：泡点（3）回流比：R=1.5minR（4）单板压降压：≯0.7KPa（5）冷凝器冷却剂：水，冷却剂温度：1t=25C；2t=40C（6）再沸器加热剂：饱和水蒸气，加热剂温度：P=2at（表压）热损失：1Q=5%BQ四、要求（1）对精馏过程进行描述（2）对精馏过程进行物料衡算和热量衡算（3）对精馏塔进行设计计算（4）对精馏塔的附属设备进行选型（5）画一张精馏塔的装配图（6）编制设计说明书五、设计说明书要求（1）目录（2）设计题目及原始数据（任务书）（3）简述精馏过程的生产流程及特点（4）精馏过程有关计算（物料衡算、热量衡算、理论塔板数、回流比、塔高、塔径、塔板设计、接管设计等）（5）附属设备的选型（裙座、再沸器、冷凝器等）；（6）设计结果概要（主要设备尺寸、衡算结果等）（7）设计评述（8）参考文献。化工原理课程设计5符号说明英文字母Aα－阀孔的鼓泡面积m2Af－降液管面积m2AT－塔截面积m2b－操作线截距c－负荷系数（无因次）c0－流量系数（无因次）D－塔顶流出液量kmol/hD－塔径md0－阀孔直径mET－全塔效率（无因次）E－液体收缩系数（无因次）ve－物沫夹带线kg液/kg气F－进料流量kmol/hF0－阀孔动能因子m/sg－重力加速度m/s2HT－板间距mH－塔高mHd－清液高度mhc－与平板压强相当的液柱高度mhd－与液体流径降液管的压降相当液柱高度mhr－与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度mhf－板上鼓泡高度mhL－板上液层高度mh0－降液管底隙高度mh02v－堰上液层高度mhp－与板上压强相当的液层高度mhσ－与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度mh2v－溢液堰高度mK－物性系数（无因次）Ls－塔内下降液体的流量m3/sLw－溢流堰长度mM－分子量kg/kmolN－塔板数Np－实际塔板数NT－理论塔板数P－操作压强PaΔP－压强降Paq－进料状态参数R－回流比Rmin－最小回流比u－空塔气速m/s化工原理课程设计6w－釜残液流量kmol/hwc－边缘区宽度mwd－弓形降液管的宽度mws－脱气区宽度mx－液相中易挥发组分的摩尔分率y－气相中易挥发组分的摩尔分率z－塔高m希腊字母α－相对挥发度μ－粘度Cpρ－密度kg/m3σ－表面张力下标r－气相L－液相l－精馏段q－q线与平衡线交点min－最小max－最大A－易挥发组分B－难挥发组分化工原理课程设计7设计说明书1概述（一）塔设备设计概述塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，它可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，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方面都有重大影响。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。（二）板式精馏塔设备选型及设计因为板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。因而本课程设计要求设计板式塔。工业上常见的几种的板式塔及其优缺点：Ⅰ、浮阀塔：在塔板开孔上方，安装可浮动的阀片，浮阀可随气体流量的变化自动调节开度，可避免漏液，操作弹性大，造价低，且安装检修方便，但对材料的抗腐蚀性能要求高。Ⅱ、筛板塔：结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，故应用广泛。Ⅲ、泡罩塔：其气体通道是升气管和泡罩，由于升气管高出塔板，即使在气体负荷很低时也不会发生严重漏液，操作弹性大，升气管为气液两相提供了大量的传质界面。但泡罩塔板结构复杂，成本高，安装检修不便，生产能力小。综合考虑，最终本次分离任务选择筛板精馏塔。2设计方案确定本设计任务为分离苯-氯苯混合物连续精馏。设计中采用25℃进料,将原料通过预热器加热至25℃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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜用再沸器加化工原理课程设计8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。3设计计算3.1精馏塔的物料衡算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数.3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量AM=78.11kg/kmol氯苯的摩尔质量BM=112.56kg/kmol0.65/78.110.7280.65/78.110.35/112.56Fx10.72810.2718Fx0.99/78.110.9930.99/78.110.01/112.56Dx10.9930.007Dx0.01/78.110.01430.01/78.110.99/112.56Wx10.01430.9857Wx3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.728*78.110.272*112.5687.48/FMkgkmol0.993*78.110.007*112.5678.35/DMkgkmol0.0143*78.110.9857*112.56112.07/WMkgkmol3.1.3物料衡算塔釜产品345600*1075.78/320*24*78.35Dkmolh总物料衡算：FDW氯苯物料衡算：FDWFxDxWx代入数据解得103.92/75.78/28.14/FkmolhDkmolhWkmolh3.2塔板数的确定3.2.1、理论板层数TN的求取3.2.1.1q值的计算因为泡点进料所以1q化工原理课程设计93.2.1.2最小回流比的求取：首先全塔平均相对挥发度的求取；根据我们先求取塔顶的相对挥发度：（试差法）利用安托因公式：ln6.94192769.42/(53.26)(,)lg6.079631419.045/(216.633)(,ABpTMPaKptKPa摄氏度）假设温度为90摄氏度：136.0328.30ABpkpapkpa0.5560Ax假设温度为80摄氏度：100.9719.76ABpkpapkpa1.0533Ax假设温度为85摄氏度：1117.4823.72ABpkpapkpa0.8701Ax假设温度为81.7摄氏度：106.3721.04ABpkpapkpa0.9875Ax与0.993Ax接近故此时的温度为塔顶的泡点温度；81.7Dt/ABpp106.37/21.045.056用相同的方法求取塔底的露点温度和相对挥发度：137.5Wt/450.07/121.843.693ABpp全塔平均相对挥发度为：3.6935.0564.321相平衡方程为；/1(1)yxx因为1q所以0.728efxx代入相平衡方程解得：0.9204ey化工原理课程设计10min/0.9930.9204/0.92040.7280.3773DeeeRxyyxmin1.51.50.37730.5660RR3.2.1.3求操作线方程精馏段液体流量0.566075.7842.89/LRDkmolh精馏段气体流量(1)1.566075.78118.67/VRDkmolh提馏段液体流量42.891103.92146.81/LLqFkmolh提馏段气体流量(1)118.67/VVqFVkmolh可得精馏段操作线方程：10.36140.6386DnnnDxLyxxVV提馏段操作线方程：11.23710.0034WnnnWxLyxxVV3.2.1.4求理论板数：逐板计算法（塔顶全凝器）相平衡方程：/1(1)4.321/13.321yxxxx精馏段操作线方程：10.36140.6386DnnnDxLyxxVV提馏段操作线方程：11.23710.0034WnnnWxLyxxVV应用精馏方程：10.993Dyx0.728qexx0.0143Wx第一块塔板：110.9930.9704Dyxx第二块塔板：220.98930.9554yx第三块塔板：330.98390.9340yx化工原理课程设计11第四块塔板：440.97610.9043yx第五块塔板：550.96540.8659yx第六块塔板：660.95150.8195yx第七块塔板：770.93480.7684yx第八块塔板：880.91630.7170yx因为80.71700.728qxx故第八块为进料板换用提留段方程计算：990.88360.6372yx10100.78490.4578yx11110.56290.2296yx12120.28060.0828yx13130.09900.0248yx14140.02730.0064yx此时140.00640.0143wxx所需要的总的理论板数为：14TN(包括再沸器)由以上计算结果可知：精馏段的理论板数为73.2.1.5实际塔板数PN板效率的求取查此温度下的相对挥发度为2左右，A=0.737，B=0.850.2450.49(20.808)0.48E所以，精馏段的塔板数为：7/0.4814.5815N精块提馏段的塔板数为：7/0.4814.5815N提块(含再沸器)进料板实际位置：16N进块化工原理课程设计123.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1操作压力计算塔顶操作压力：PD=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降：△P=0.