化工原理课程设计苯与氯苯的分离课程设计说明

化工原理课程设计苯与氯苯的分离课程设计说明-2-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：班级生物工程（2）姓名陈刚-3-日期：2013年6月3号指导教师：设计成绩：日期：目录设计任务书…………………………3设计计算书…………………………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计算………8塔体工艺尺寸计算…………………………………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……………………………………25对设计过程的评述和有关问题的讨论……………25附图：生产工艺流程图-4-精馏塔设计流程图设计任务书（一）题目试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，要求年产纯度99.5%的氯苯28000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯35%（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=1.3Rmin；（4）塔底加热蒸汽压力0.5Mpa（表压）；（5）单板压降≤0.7kPa；-5-（三）塔板类型浮阀塔板（F1型）（四）工作日每年按300天工作计，每天连续24小时运行（五）厂址厂址为海南洋浦工业开发区设计计算书一、设计方案的确定本任务是分离苯—氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用板式塔连续精馏。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进精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储物罐。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1.3倍，且在常压下操作。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。二、精馏塔物料衡算（以轻组分计算）1．原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量kmol/kg11.78AM氯苯的摩尔质量kmol/kg56.112BM007.056.112/995.011.78/005.011.78/005.0986.056.112/02.011.78/98.011.78/98.0728.056.112/35.011.78/65.011.78/65.0WDFxxx-6-2．原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量kmol/kg32.11256.112)007.01(11.78007.0kmol/kg59.7856.112)986.01(11.78986.0kmol/kg48.8756.112)728.01(11.78728.0WDFMMM3．物料衡算原料处理量h/34.62kmol32.11224300100000082W总物料衡算34.62DF苯物料衡算34.62007.0986.0728.0DF联立解得h/131.37kmolh/96.75kmolFD三、塔板数的确定1．理论板数NT的求取（1）由手册查得苯—氯苯物系的气液平衡数据，绘出x—y图，见图1。C/oT8090100110120130131.8kPa/oAp101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.65kPa/oBp19.7327.3339.0753.3372.4095.86101.33oooBABppppx1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.000xppyAo1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000-7-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=0.728交平衡线于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1x—y图yq=0.932，则最小回流比如下：27.0728.0932.0932.0986.0minR取操作回流比为351.027.03.13.1minRR（3）求精馏塔的气、液相负荷-8-h/130.71kmolh/165.33kmol131.3733.96h/130.71kmol96.75)1351.0()1(h/33.96kmol96.75351.0VVFLLDRVRDL（4）求操作线方程精馏段操作线方程74.0260.0986.0130.7196.75130.7196.33xxxVDxVLyD提馏段操作线方程002.0265.1007.0130.7134.62130.7133.165xxxVWxVLyW（5）图解法求理论板层数如附图1，将x=0.728带入精馏段操作线方程，得出y=0.919，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（0.007，0.007），连接cd两点即得提馏段操作线。自a点开始在操作线和平衡线之间作阶梯线。求解结果为：总理论板层数)(12包括再沸器TN进料板位置5FN2．实际板层数的求解（试差法）总板效率ET=0.54精馏段实际板层数2322.254.0/12精N提馏段实际板层数91-9.26154.0/5提N实际总板层数为32试差法计算如下：-9-四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1．操作压力的计算塔顶操作压力kPa33.10543.101DP每层塔板压降kPa7.0P进料板压力21.43kPa1237.033.105FP精馏段平均压力113.38kPa2/)33.105121.43(1mP塔底操作压力127.4kPa327.033.105DP提馏段平均压力20.39kPa12/)27.41113.38(2mP2．操作温度的计算表1苯、氯苯Antoine常数数据表ABC温度范围（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597（表1苯、氯苯Antoine常数数据表-10-ABC温度范围（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597①假设塔顶的泡点温度C2.83ot，则纯组分的饱和蒸气压为对苯111.53kPa2.0474215.2732.8399.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯22.11kPa1.3446415.2732.83515.5583.143110416.6lgooBBpp代入泡点方程和露点方程，得DABABxxppyppppx986.033.105931.053.111931.011.2253.11111.22433.101oooo）（故假设正确，塔顶温度为C2.83oDt②假设塔顶的进料板温度C2.19ot，则纯组分的饱和蒸气压为-11-对苯kPa144.562.1600415.2732.1999.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯30.30kPa11.481415.2732.19515.5583.143110416.6lgooBBpp代入泡点方程和露点方程，得728.030.30-144.5630.3038.113oooBABppppx假设正确，故进料板温度为C2.19oFt③假设塔底的泡点温度138t，则纯组分的饱和蒸气压为对苯kPa241.52415.27313899.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯kPa234.18115.27313821.541.189762988.6lgooBBpp代入泡点方程，得007.000645.0118.234-452.241234.11839.120oooBABppppx假设正确，故塔顶温度为C138oWt精馏段平均温度C87.652/)2.192.83(o1mt提馏段平均温度C115.052/)1382.19(o2mt全塔平均温度C6.1102/)1382.83(omt3．平均摩尔质量的计算塔顶：由986.01Dxy，查平衡曲线得946.01xkmol/kg97.7956.112)946.01(11.78946.0kmol/kg60.7856.112)986.01(11.78986.0LDmVDmMM-12-进料板：由图理论板得928.0Fy，查平衡曲线得.7230Fxkmol/kg65.8756.112)723.01(11.78723.0kmol/80.59kg56.112)928.01(11.78928.0LFmVFmMM塔底：由图理论板得400.0ny，查平衡曲线得500.0nxkmol/39kg.11256.112)500.01(11.78500.0kmol/kg24.11256.112)004.01(11.78400.0LWmVWmMM精馏段平均摩尔质量kmol/kg81.832/)65.8797.79(kmol/kg60.792/)59.8060.78(11LmVmMM提馏段平均摩尔质量kmol/kg02.1002/)39.11265.87(kmol/kg505.962/)42.11259.80(22LmVmMM4．平均密度的计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，得精馏段31111m/kg01.3)15.27365.87(314.860.7938.113mVmmVmRTMp提馏段32222m/kg60.3)15.27305.115(314.8505.9639.120mVmmVmRTMp（2）液相平均密度计算iiLmw1塔顶C2.83oDt时，333m/kg73.81656.1034/02.024.813/98.01m/kg56.10342.83111.11127m/kg24.8132.83187.1912LDmBA进料板C1.92oFt时，-13-333m/kg25.89368.1024/468.068.802/532.01532.056.112379.011.78621.011.78621.0m/kg68.10241.92111.11127m/kg68.80292.1187.1912LFmABAw塔底C138oWt时，333m/kg09.97368.973/998.019.748/002.01m/kg68.973138111.11127m/kg19.748138187.1912LWmBA精馏段液相平均密度为31m/kg99.8542/)25.89373.816(Lm提馏段液相平均密度为32m/kg17.9332/)09.97325.893(Lm5．液相平均表面张力的计算iiLmx塔顶C2.83oDt时，查得m/mN82.20Am/mN84.25Bm/mN22.2184.2508.082.20920.0LDm进料板C