精编完整版苯—氯苯分离过程板式精馏塔设计毕业论文 - 图文

化工原理课程设计

题 目 苯—氯苯分离过程板式精馏塔设计 指导教师 职 称 班 级 学 号 学生姓名

学院名称 化 学 化 工 学 院

年 月 日

目 录

苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计………………………..1 设计内容及要求 …………………………………………..2 引 言 ………………………………………………………3 一、设计方案的确定………………………………………4

二 、精馏塔的物料衡算 …………………………………7 三、塔板数的确定 ………………………………………..7 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算…………10 五、精馏塔的工艺尺寸计算 ……………………………..13 六、塔板主要工艺尺寸的计算……………………………15 七、筛板的流体力学验算 ………………………………..18 八、塔板负荷性能图 ……………………………………..20 九、各接管尺寸的确定 …………………………………..24 十、塔体设计总表 ………………………………………..27 十一、苯－氯苯精馏生产工艺流程图 …………………..29 十二、对设计过程的评述和有关问题的讨论 …………..30 结 论 ……………………………………………………..31 参考文献 …………………………………………………..32 谢辞 ………………………………………………………..33

苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

指导老师：

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、对主要生产工艺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：①精馏塔的物料衡算；②塔板数的确定；③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；④精馏塔的塔体工艺尺寸计算；⑤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，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。 关键词：苯—氯苯；分离过程；精馏塔

The Design of sieve plate-distillation Tower about theSeparating Process of Benzene-chlorobenzene

Abstract: A suit of equipment of sieve distillation column devices which make Benzene separate from chlorobenzene designed. The main work comprising: 1. The main processes and programmes of the production selected and determined.2.The main container filler tower designed,including ①the balance reckon of the sieve plate tower ②the number of the tower plank determinated ③the calculation of properties of matter date ④the size of the Distillation tower computed ⑤The main tray sizeof the distillation tower. reckoned3. Production craftwork flow chart and design condition chart of the distillation tower drawn. 4.The questions of the design process discussed and reviewed. The design is simple and reasonable, and can meet the needs of the initial production process, a certain role in guiding the practice.

设计内容及要求

一、设计任务：

每小时生产99.5%的氯苯4.5吨塔顶馏出液中含氯苯≤2%，原料液中含氯苯40%（wt%）。

二、操作条件：

（1）塔顶压强 4kPa（表压）； （2）进料热状况 泡点进料 q=1； （3）回流比 1.2倍最小回流比； （4）塔底加热蒸汽压力 0.5MPa（表压）； （5）单板压降 ≤0.7kPa。

三、设计内容

（1）精馏塔的物料衡算；

（2）塔板数的确定；

（3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； （4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算； （5）塔板主要工艺尺寸的计算； （6）塔板的流体力学验算； （7）塔板负荷性能图； （8）精馏塔接管尺寸的计算； （9）电脑绘制生产工艺流程图； （10）手工绘制精馏塔设计条件图；

（11）对设计过程的评述和有关问题的讨论。

四、设计要求

（1）设计计算说明书撰写规范、严谨，条理清晰； （2）数据可靠，论证合理，有设计价值； （3）图纸绘制应符合化工制图的标准。

指导教师

：

年 月 日

引 言

1、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,他可以使气(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。

塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、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和减湿等。

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。

2、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。 (1)、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、筛孔塔。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。综合考虑最终选择筛孔式精馏塔。

(2)、设计板式塔的要求及简易流程

首先应根据已给定的操作条件，由图解法或解析法求得理论塔板数、选定或估算塔板效率，从而测得实际塔板数，然后对以下内容进行设计或计算： Ⅰ、塔高的计算。包括塔的主体高度、顶部与底部空间的高度，以及裙座的高度。

Ⅱ、塔径的计算。

Ⅲ、塔内件的设计。主要是塔盘的工艺和结构设计，此多此还包括，塔的进出口、防冲档板、防涡器、除沫器等的设计计算。

设计流程简略图流程：装置的有关操作条件→给定的塔板设计条件→确定塔径→溢流区的设计→气液接触区的设计→各项核对计算。

一、设计方案的确定

1、操作压力

蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计为一般物料因此，采用常压操作。

2、进料状况

进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料即q=1。

3、加热方式

蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增

加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。

4、冷却方式

塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低。可考虑使用冷却盐水来冷却。

5、热能利用

蒸馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。

本设计任务为分离苯—氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏方法，设计中采用泡点进料，将混合料液经预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作为塔顶产品经冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储罐。工艺流程图见附图。查阅有关资料得知苯和氯苯的一些性质如下： 1.苯和氯苯的物理性质

表1.1苯和氯苯的物理性质

项目 分子式 相对分子质量 苯 （A） 氯苯（B） C6H6 C6H5 Cl 78．11 112.5 80．1 131.8 288．5 359.2 6833．4 4520 沸点 临界温度c 。临界压力kpa

2.苯－氯苯的气液相平衡数据

表1.2苯－氯苯的气液相平衡数据

沸点温度 t ℃ 80.02 液相 1 苯的组成 气相 1 沸点温度 t ℃ 120 液相 0.129 苯的组成 气相 0.378

90 100 110 0.69 0.447 0.267 0.916 0.785 0.61 130 131.8 0.0195 0 0.0723 0

3.组成饱和蒸气压

表1.3苯－氯苯的组成饱和蒸气压

温度℃ 80 90 100 110 120 130 131.8 mmhg苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 mmhg氯苯 148 205 293 400 543 719 760

4.液相密度

表1.4苯－氯苯的液相密度

温度℃ 苯 氯苯 80 817 1039 90 805 1028 100 793 1018 110 782 1008 120 770 997 130 757 985 5.液相粘度μ

表1.5苯－氯苯液体粘度μ

温度(℃) 苯（MP.S） 60 0.381 80 0.308 100 0.255 120 0.215 140 0.184 氯苯（MP.S） 0.515 0.428 0.363 0.313 0.274

二 、精馏塔的物料衡算

1、 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量 氯苯的摩尔质量

0.6/78.11?0.684

0.6/78.11?0.4/112.550.98/78.11xD＝?0.986

0.98/78.11?0.02/112.550.005/78.11xW＝?0.0072

0.005/78.11?0.995/112.55xF＝2、 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF?0.684?78.11?(1?0.684)?112.55?89kg/kmol MD?0.986?78.11?(1?0.986)?112.55?78.6kg/kmol MW?0.0072?78.11?(1?0.0072)?112.55?112.3kg/kmol

3、 物料衡算

39.9 82.55原料处理量 W?4500/11?总物料衡算 F=D+W （1） 易挥发组分物料衡算 0.684F=0.986D+0.0072W （2） 联

立

上

式

（

1

）、（

2

）

得

：

D=87.908

kmol=(xD-yd)(yq-xq)=(0.986-0.79)(0.79-0.45)=0.576取操作回流比: R=1.2 Rmin=1.2×0.576=0.6912

其截距为0.583即点b(0,0.583)，连接点和点a(0.986,0.986)可以作出精馏段操作线方程，与q线交于点，连接点、点c(0.0072,0.0072)可作出提馏段操作线方程。

按照常规的图解法作梯级可得：层（不包括再沸器），其中精馏段理论板数为2层，提馏段为4层（不包括再沸器），第3层为加料板图如上一页所示 （3）、求操作线方程

L=RD=0.6912×87.908=60.76 kmol＝（105.3＋108.8）2=107.05kpa

2、操作温度计算

根据图3.2可得：， =0.986, =0.0072, =0.684查图可得： 塔顶温度tD=80.10C 进料板温度：tf=900C

tm精?(tD?tF)/2?(80.1?90)/2?85.5℃

3、平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由xD= y1=0.986查平衡曲线图3.1可得 x1=0.86 MVDm=0.986×78.11＋0.004×112.55=78.59 kgkmol MLDm=0.86×78.11＋0.14×112.55=82.93kgkmol 进料板平均摩尔质量计算

由图解理论板yF＝0.87查平衡曲线图3.1可得xF=0.56 MVF=0.87×78.11＋0.23×112.55=82.59 kgkmol MLF=0.56×78.11＋0.44×112.55=93.26 kgkmol 塔底平均摩尔质量计算 精馏段平均摩尔质量

MV精＝（78.59+82.59）2=80.59 kgkmol ML精＝(82.93+93.26)2=88.1kgkmol

4 平均密度计算

（1）、气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即 精馏段气体密度: ?Vm?（2）、液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，即

由苯-氯苯温度密度关系表（如下），可做出其液相密度图。

表4.1苯-氯苯温度密度关系表

温度℃ 苯ρ

PmMVmRTm?107.05?80.59?2.9

8.314?(85.05?273.15)80 817 90 805 100 773 110 782 120 770 130 757

氯苯ρ 1039 1028 1018 1008 997 985

做出其液相密度图如下:

苯-氯苯的液相密度图11001050100095090085080075070080100温度 ℃120图4.1苯-氯苯温度密度关系图

密度 kg/m3140

由上图可查得；

(1/?Lm??ai/?i)tD?80.1℃时(?A?817kg/m3?B?1039kg/m3)tF?90℃时(?A?805kg/m3?B?1028kg/m3)塔顶:?LDm?1?833.3kg/m30.98/?A?0.02/?B进料板液相平均密度的计算:aA?0.56?78.11?0.470.56?78.11?0.44?112.551??909.9kg/m30.47/805?0.53/1028?LFm

所以精馏段液相的平均密度:

?L?(826.45?877.19)/2?851.82kg/m3

M5、液体平均比表面张力计算

根据下表

表4.2苯-氯苯温度表面张力关系表

温度℃ 氯苯表面张力mNm 苯表面张力mNm 31.60 28.80 26.25 23.74 21.27 18.85 16.49 14.17 0 32.8 20 30.49 40 28.21 60 25.96 80 23.75 100 21.57 120 19.42 140 17.32 已知tD=80.10C，tf=900C，由化学手册查得：

,，，。?m,顶?0.986?22.4?(1?0.986)?26.9?22.463mN/m

?m进?0.56?20.1??1?0.56??25.6?22.53mN/m

精馏段平均表面张力：?m精?22.463?22.52?22.49mN/m

26、液体粘度

根据下表

表4.3苯-氯苯温度粘度关系表

温度℃ 苯 粘度mPa·s 氯苯 粘度mPa·s 0.75 0.56 0.44 0.35 0.28 0.24 20 0.638 40 0.485 60 0.381 80 0.308 100 0.255 120 0.215 140 0.184 已知tD=80.10C，tf=900C，由化学手册查得： mPa·s, mPa·s， mPa·s, mPa·s，

?L顶?0.986?0.32??1?0.986??0.42?0.3172mpa?s

?L进?0.56?0.29??1?0.56??0.38?0.3296mpa?s

精馏段平均液相粘度?Lm精?0.3172?0.3296?0.3234mpa?s

2五、精馏塔的工艺尺寸计算

1、塔径的计算

精馏塔的气、液相体积流率为

Vs?VMVm148.67?80.59??1.15m3/s3600?Vm3600?2.9LMLm60.76?88.1Ls???0.0017m3/s3600?Lm3600?871.6Lh??L???Vh??V?1/2

0.0017?871.6????1.15?2.9?1/2?0.026因为塔径和板间距的关系如下表:

表5.1塔径和板间距关系表

塔径Dm 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.0 2.02.4 >2.4 板间距HT 200300 300350 350450 450600 600800 800

图5.1史密斯关联图

若取: HT =0.4m,(一般hL0=0.050.08) HT－

查上图得:C20=0.075

C=C20*(20)0.2=0.075×(22.4920)0.2=0.077

=0.077871.6?2.9?1.33m/s

2.9取安全系数为0.7(一般0.60.8),则空塔气速为: u=0.7×1.33=0.9ms ，在0.8m1.6m范围,符合 经标准圆整后D=1.4m

实际空塔气速为

2、精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

Z精＝（N精－）1HT?(5?1)?0.4?1.6m

提馏段有效高度为

Z提＝（N提?1?人孔数)HT?人孔数*0.8?5.2m

在塔顶和塔底各开一人孔，其高度为0.8*2m 故精馏塔的有效高度为

=1.6+5.2+1.6=8.4m

六、塔板主要工艺尺寸的计算

1、溢流装置的计算

因塔径D=1.6m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： （1）、堰长

取

（2）、溢流堰高度

由

选用平直堰，堰上液层高度,近似取 E=1 ，则

取板上清液层高度

故hW?hL?hOW?0.06?0.01?0.05m （3）、弓形降液管宽度和截面积

由

查下图 得

图6.1弓形降液管的宽度与面积

故

A2f?0.0722AT?0.0722?1.5386?0.111mWd?0.124D?0.124?1.4?0.1736m

验算液体在降液管中停留时间

??3600AfHT3600*0.111*0.4L?h1.7?10?3*3600?26.12?5s故降液管设计合理 4）、降液管底隙高度

取 则hh0?L3600l?0.0017?3600?0.08?0.023m

Wu'03600?0.924hw?h0?0.05?0.023?0.027m?0.006m

（

故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘,深度=0.05m

2、塔板布置

（1）、塔板的分块

因，故塔板采用分块式。查下表得，塔板分为4块。

塔径mm 塔板分块数 8001200 3 14001600 4 18002000 5 22002400 6 （2）、边缘区宽度确定

取

（3）、开孔区面积的计算 开孔区面积，即

Aa?2(xr?x?22xsin?1) 180r?r2其中

D1.4?（Wd?Ws)??(0.1736?0.065)?0.46m22

D1.4r??Wc??0.035?0.665m22x?故Aa?2(xr?x?（4）、筛孔计算及其排列

22?r2xsin?1)?1m2 180r由于所处理的物系，可选用 碳钢板，取筛孔直径，筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

筛孔数目n为

开孔率为

气体通过阀孔的气速为u0?Vs1.15??11.386m/s ?Aa0.101?1七、筛板的流体力学验算

1、塔板压降

（1）、干板阻力计算 干板阻力由式

由查图得

?u0???V??11.386??2.9?h?0.051故c?????0.051?????0.037m液柱

?0.772??871.6??C0???L?22（2）、气体通过液层的阻力计算

气体通过液层的阻力由式计算

ua?Vs1.15??0.8055m/s

AT?Af1.5386?0.111F0?0.80552.9?1.37kg1/2/?s?m1/2?

查图得 故

（3）、液体表面张力的阻力计算

液体表面张力产生的阻力由下式计算得

4?L4?22.49?10?3h????0.002m液柱

?Lgd0871.6?9.81?0.005气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算

hp?hc?hl?h??0.037?0.036?0.002?0.075m液柱 气体通过每层塔板的压降为

?Pp?hp?Lg?0.075?871.6?9.81?641.28Pa?0.7kPa（设计允许值）

2、液面落差

对于筛板塔，页面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略页面落差影响。

3、液沫夹带

液沫夹带量由下式计算

而且

5.7?10?ua?eV?????L?H?hTf??故

3.25.7?10?6?0.8055?????0.01kg液/kg气?0.1kg液/kg气21.56?10?3?0.4?0.15??63.2故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。

4、漏液

对筛板塔，漏液点气速可由下式计算

u0min?4.4C0?4.4?0.772?0.0056?0.13hL?h???L?V871.6?6.26m/s2.9

?0.0056?0.13?0.06?0.002?实际孔速 稳定系数为

K?u0?11.386/6.26?1.819?1.5 u0min故在本设计中无明显漏液。

5、液泛

为防止塔内发生液泛，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

??HT?hW??0.5?(0.4?0.05)?0.225m

而

板上不设进口堰，可由下式计算

柱

Hd?hp?hL?hd＝0.075?0.06?0.001?0.136m液柱

故在本设计中不会发生液泛现象。

八、塔板负荷性能图

1、漏液线

由

u0min?4.4C0?0.0056?0.13hL?h???L/?V

2/3??????Lh2.84??????0.0056?0.13h?E?h?W???L/?V ??1000?lW?????????/327Ls.247 得：

Vsmin?4.4C0A0代入数据得 Vsmin?0.343?3在操作范围内，任取几个值，依上式计算出，计算结果列于表

表8.1

， ， 0.0006 0.613 0.0015 0.629 0.003 0.648 0.0045 0.644 由上表数据即可作漏液线1

2、液沫夹带线

以为限，求关系如下：

3.25.7?10??uaeV??H?h?Lf?T?6?? ??ua?

VsVs??0.7Vs

AT?Af1.5386?0.111hOW2.84?3600?LS???1???1000?0.924?2/3?0.7Ls2/3

故

?0.7Vs5.7?10?eV???22.49?10?3?0.275?1.75Ls2/3??63.2?0.1

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8.2

， 0.0006 0.0015 0.003 0.0045 ， 2.425 2.328 2.2 2.1

由上表数据即可作出液沫夹带线2

3、液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。3h?2.84?2/OW1000E??3600L?s??l?0.006

W??取E＝1，则

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3

4、液相负荷上限线

以作为液体在降液管中停留时间的下限，由式 代入数据得

5、液泛线

令

由

联立得?HT??????1?hW????1?hOW?hc?hd?h? 忽略，将与，与，与的关系代入上式，并整理得 式中

2/3d'?2.84?10?3E?1??????3600??l?

W??将有关数据代入，得

由

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