3014207191 廖舒琅-化工原理课设 - 图文

《化工传质与分离过程》课程设计报告

苯—氯苯精馏过程板式塔设计

学院 专业 班级 学号 姓名 指导教师

天津大学化工学院 过程装备与控制工程

甲班 3014207191 廖舒琅 张裕卿

天津大学2014级本科生《化工传质与分离过程》课程设计报告

设计任务书

一、设计题目

试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，要求年产纯度99.8%的氯苯25000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%（以上均为质量分数）。

二、设计任务及操作条件

1.设计任务：

生产能力（氯苯） 25000吨/年 塔顶馏出液含氯苯 <2% 塔顶馏出液含苯 >98% 产品纯度 99.8% 进料组成 45% 2.操作条件：

塔顶压力 4kPa（表压） 进料热状况泡点 回流比 1.8

塔底加热蒸汽压力0.5Mpa（表压） 单板压降 ≤0.7 kPa 3.塔板类型 浮阀塔板（F1型）

4.工作日 每年按300天工作计，每天连续24小时运行 5.厂址 厂址为天津地区（101.08kPa）

三、设计基础数据

表1.1苯和氯苯的物理性质

项目 苯 （A） 氯苯（B） 分子式 C6H6 C6H5 CL 相对分子质量 78.11 112.55 沸点 80.1 131.8 临界温度/c 288.5 359.2 。临界压力/kpa 6833.4 4520.0 表1.2苯－氯苯的气液相平衡数据（101.08kPa）

沸点温度 t ℃ 80 90 100 110 苯的组成 液相xA 1.000 0.677 0.442 0.265 气相yA 1.000 0.913 0.785 0.613 沸点温度 t ℃ 120 130 131.8 苯的组成 液相xA 0.127 0.019 0.000 气相yA 0.376 0.072 0.000 1

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表1.3苯－氯苯的组成饱和蒸气压

温度℃ 80 90 100 110 120 130 131.8 pmmhg苯 0i760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 p0immhg氯苯 148 205 293 400 543 719 760

表1.4苯－氯苯的液相密度?

温度℃ 80 817 1039 90 805 1028 100 793 1018 110 782 1008 120 770 997 130 757 985 ?苯kg/m3 ?氯苯kg/m3 表1.5苯－氯苯液体粘度μL

温度(℃) 80 90 100 110 120 μ苯/mPas 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 μ氯苯/ mPas

0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 表1.6苯－氯苯液体表面张力σ

温度/℃ σ dyn/cm

2

苯 氯苯 80 21.2 26.1 85 20.6 25.7 110 17.3 22.7 115 16.8 22.2 120 16.3 21.6 131 15.3 20.4 天津大学2014级本科生《化工传质与分离过程》课程设计报告

四、设计内容

1.设计方案 2.精馏塔的物料衡算 3.塔板数的确定

4.精馏塔工艺条件及有关物性数据计算 5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 6.塔板主要工艺尺寸的计算 7.塔体的流体力学验算 8.塔板负荷性能图 9.浮阀塔的结构与附属设备 10.精馏塔接管尺寸计算 11.绘制生产工艺流程图 12.绘制精馏塔设计条件图

13.对设计过程的评述和有关问题的讨论 14.附表1 物料衡算计算结果

15.附表2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果 16.附表3 浮阀塔板工艺设计结果 17.附表4 接管尺寸计算结果

18.附图1 图解法求理论板层数（30×50坐标纸） 19.附图2 塔板布置及浮阀排列图（30×50坐标纸） 20.附图3 塔板负荷性能图（35×50坐标纸） 21.附图4 生产工艺流程图（2号图纸） 22.附图5 精馏塔设计条件图（2号图纸）

23.在精馏塔设计中，对你设计的方案的费用进行计算，主要有： 设备费（塔径，塔高，冷凝器，再沸器的费用，包括加工费）； 操作费（加热蒸汽，冷却水消耗量）； 操作弹性，塔压降等方面讨论。

再进一步可从热利用率，节能减排，环保方面讨论。

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目录

第一章 设计方案简介 -------------------------------------------------------- 1

1.装置流程的确定 --------------------------------------------------------- 1 2.操作压力的选择 --------------------------------------------------------- 1 3.进料热状况 ------------------------------------------------------------- 1 4.回流比的选择 ----------------------------------------------------------- 1 第二章 主体设备的设计 ------------------------------------------------------ 2

（一）精馏塔的物料衡算 --------------------------------------------------- 2 （二）塔板数的确定 ------------------------------------------------------- 2 （三）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ------------------------------- 6 （四）精馏塔的工艺尺寸计算 ---------------------------------------------- 10 （五）塔板主要工艺尺寸的计算 -------------------------------------------- 12 （六）浮阀的流体力学验算 ------------------------------------------------ 16 （七）塔板负荷性能图 ---------------------------------------------------- 20 第三章 辅助设备的设计 ----------------------------------------------------- 24

（一）浮阀塔的结构与附属设备 -------------------------------------------- 24 （二）精馏塔接管尺寸计算 ------------------------------------------------ 27 第四章 该方案所需费用 ----------------------------------------------------- 28

（一）操作费用 ---------------------------------------------------------- 28 （二）操作费用 ---------------------------------------------------------- 29 第五章 设计结果汇总 ------------------------------------------------------- 29

1.各主要流股物性汇总 ---------------------------------------------------- 29 2.浮阀塔设计参数汇总 ---------------------------------------------------- 30 3.浮阀塔板工艺设计结果 -------------------------------------------------- 31 4.接管尺寸汇总 ---------------------------------------------------------- 31 第六章设计评述 ------------------------------------------------------------ 32 符号说明 ------------------------------------------------------------------ 33 参考文献 ------------------------------------------------------------------ 34

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第一章 设计方案简介

1.装置流程的确定

精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器、产品冷却器、泵、贮罐和阀门等。

按操作方式不同，可分为连续精馏和间歇精馏两种流程。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，具有生产能力大，产品质量稳定等优点，用于大规模工业生产。

塔顶冷凝装置根据生产情况以决定采用分凝器或全凝器。石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地控制回流比。所以本次设计采用全凝器。

塔底加热方式上，蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。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。本次设计中，塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入贮罐。

2.操作压力的选择

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。

3.进料热状况

有五种进料状态，即q?1.0时，为低于泡点温度的冷液进料；q?1.0时，为泡点下的饱和液体；q?0时，为露点下的饱和蒸汽；0?q?1.0时，为介于泡点与露点间的气液混合物；q?0时，为高于露点的过热蒸汽进料。进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气液相负荷。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，在设计和制造上也较为方便。本次设计采用泡点进料即q?1.0。

4.回流比的选择

选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费和操作费用之和最低。根据老师要求为R?3Rmin。

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第二章 主体设备的设计

（一）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MA?78.11kg/kmol 氯苯的摩尔质量MB?112.56kg/kmol

0.55/78.11?0.6378

0.45/112.56?0.55/78.110.98/78.11xD??0.98600.02/112.56?0.98/78.11

0.002/78.11xw??0.00290.998/112.56?0.002/78.11 xF?2、 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF?0.6378?78.11?(1?0.6378)?112.56?90.59kg/kmol MD?0.9860?78.11?(1?0.9860)?112.56?78.59kg/kmol

MW?0.0029?78.11?(1?0.0029)?112.56?112.46kg/kmol

3、 物料衡算

25000?1000?30.875kmol/h

300?24?112.46总物料衡算 F?D?W?D?30.875kmol/h（1）

原料处理量 W?易挥发组分物料衡算 F?0.6378?D?0.9860?W?0.0029（2） 联立上式（1）、（2）得： F?87.19kmol/h，D?56.31kmol/h。

（二）塔板数的确定

1、理论板层数NT的求取

苯－氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数NT。

?p?pBp?A依据x??，得表1.2,y?x，天津地区大气压为101.08kpa（约758mmHg）?ppA?pB苯－氯苯的气液相平衡数据（101.08kPa）。

（1）根据苯－氯苯的气液平衡数据作平衡曲线按，并作出对角线。

泡点进料，q?1,所以在x -y图上，xq?xF?0.6378，做q线交平衡线于q点，读得yq?0.897。

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沸点温度 t ℃ 80 90 100 110 苯的组成 液相xA 1.000 0.677 0.442 0.265 气相yA 1.000 0.913 0.785 0.613 沸点温度 t ℃ 120 130 131.8 苯的组成 液相xA 0.127 0.019 0.000 气相yA 0.376 0.072 0.000 表1.2苯－氯苯的气液相平衡数据（101.08kPa）

计算得最小回流比：

Rmin?xD-yqyq-xq?0.9860?0.897?0.343

0.897?0.6378取操作回流比为R?3Rmin?3?0.343?1.029

L=RD=1.029×56.31=57.94kmol/h

V=(R+1)D=（1.029+1）×56.31=114.25kmol/h

L'=L?F=57.94+87.19=145.13kmol/h

V'?V?114.25kmol/h

所以得操作线方程 精馏段：

xR1.0290.9860x?D?x?R?1R?11.029?11.029?1

?0.507x?0.486y?提馏段：

RD?qFWx?xwRD?qF?WRD?qF?W1.029?56.31?1?87.1930.88?x??0.0029 1.029?56.31?1?87.19?30.881.029?56.31?1.?87.19?30.88?1.270x?0.0008y?（2）在对角线上定出点a（xD,xD）即（0.986，0.986）,在y轴上定出截距的点b（0，0.486），连接ab即得精馏段操作线。

（3）ab交q线于点（d0.6378，0.815），提馏段操作线方程过点（cxW,xW）即点（0.0029，0.0029）和点d，连接cd即得提馏段操作线。

（4）自a点开始在精馏段操作线与平衡线之间作阶梯线，从第4个阶梯开始更换提馏段操作线，直至x?xW为止。

如图1所示，图解结果为：总理论板层数：NT=10-1=9（不包括再沸器），精馏段3块，提馏段6块，第4块为进料板位置。

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图1 图解法求理论塔板数

2、全塔效率

ET?0.17?0.616lg?m

其中：?m为塔顶及塔底平均温度下进料液相平均黏度，mPa·s 温度(℃) 80 90 100 110 120 μ苯/mPas 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 μ氯苯/ mPas 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 表1.5苯－氯苯液体粘度μL

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由图2苯-氯苯的气液平衡t-x-y图查得进料温度为91.67℃，在此平均温度下根据基础数据，用线性插值法查的该温度下组分黏度为：

?苯?0.275mPa?s，

?氯苯?0.282mPa?s。

该温度下进料液相平均黏度为：

??0.278mPa?s?m??xi?i??苯xF??氯苯?1?xF??0.275?0.6378?0.282??1?0.6378实际塔板效率：

ET?0.17?0.616lg?m?0.17?0.616lg0.278?51.2%

3、实际板层数的求取

全塔效率为51.2%（近似取两操作段塔板效率相同） 精馏段: N精?3/0.512?5.86，取6块。 提馏段: N提?6/0.512?11.72，取12块。 总塔板数：N精?N提?6?12?18（不包括再沸器） 全塔效率ET?NT9?100%??50% NP18130120110100908000.20.40.60.81 图2 苯-氯苯的气液平衡t-x-y图

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（三）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

1、操作压力Pm计算

取每层塔板压降：Δp?0.7kpa

塔顶操作压力：PD?101.08?4?105.08kpa 进料板压力：PF?105.08?0.7?7?109.98kPa 塔底操作压力：P.98?0.7?11?117.68kPa W?109105.08?109.98?107.53kpa

2109.98?117.68?113.83kpa 提馏段平均压力：P提?2精馏段平均压力：P精?2、操作温度tm计算

xD=0.986, xW=0.0029, xF=0.6378查图2可得：

塔顶温度tD=81.2C 进料板温度tF=92.4C 塔釜温度 tW=130.0C

精馏段平均温度 T精?(TD?TF)/2?0.5?(81.2?92.4)?86.8℃ 提馏段平均温度 T提?(TW?TF)/2?0.5?(130.0?92.4)?111.2℃ 3、平均摩尔质量Mm计算 塔顶平均摩尔质量计算：

由y1?xD?0.986，查平衡曲线图1得x1?0.984

000

MVDm?0.986?78.11?(1?0.986)?112.56?78.59kg/kmol进料板平均摩尔质量计算：

MLDm?0.984?78.11?(1?0.984)?112.56?78.66kg/kmol

由图1解，理论板4yF?0.861查平衡曲线得xF?0.561（查相平衡图）

MVFm?0.861?78.11?(1?0.861)?112.56?82.90kg/kmolMLFm?0.561?78.11?(1?0.561)?112.56?93.23kg/kmol塔釜平均摩尔质量计算：

x10=0.021，y10=0.044

由图1解，理论板得yw?0.010，查平衡曲线得xw?0.0029

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MVWm?0.010?78.11?(1?0.010)?112.56?112.22kg/molMLWm?0.0029?78.11?(1?0.0029)?112.56?112.46kg/mol3.4精馏段平均摩尔质量

MV精?(78.59?82.90)/2?80.75kg/molML精?(78.66?93.23)/2?85.95kg/mol3.5提馏段平均摩尔质量

MV提?(82.90?112.22)/2?97.56kg/molML提?(93.23?112.46)/2?102.85kg/mol

4.平均密度的计算

由苯-氯苯温度密度关系表1-4（如下），可做出其液相密度图。

表1.4苯－氯苯的液相密度?

温度℃ 苯ρkg/m?3 80 817 90 805 1028 100 773 1018 110 782 1008 120 770 997 130 757 985 氯苯ρkg/m?3 1039 得出其液相密度图如下

密度 kg/m3

1100 1050 1000 950 900 850 800 750 700

80

图3 苯-氯苯的液相密度图

100 120

温度 ℃ 140

4.1气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，得

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精馏段 ?V1?p1MV1107.53?81.07??2.913kg/m3 RT18.314?(86.8?273.15)p2MV2113.83?97.92??3.488kg/m3RT28.314?(111.2?273.15) w2提馏段 ?V2?4.2液相平均密度计算

由式

1?m?w1?1??2可得：

tD?81.2℃，3??817-1.2?1.2?815.56kg/m,A塔顶

?B?1039-1.1?1.2?1037.68kg/m?LD?31?819.07kg/m3

0.98/815.56?0.02/1037.68tF?92.4℃，3??805-1.2?2.4?802.12kg/m,A进料板

?B?1028-1.0?2.4?1025.60kg/m3?LF?1?889.32kg/m3

0.55/802.12?0.45/1025.6033t?130.0℃，??757kg/m,??985kg/mDAB 塔釜

?LW?1?984.41kg/m3

0.002/757?0.998/985精馏段液相平均密度为

?L1?(819.07?889.32)/2?854.20kg/m3

提馏段液相平均密度为

?L2?(889.32?984.41)/2?936.87kg/m3

5.液相平均表面张力的计算

表4-2 组分的表面张力?（mN/m）

温度，（℃）

80 21.2 26.1

85 20.6 25.7

110 17.3 22.7

115 16.8 22.2

120 16.3 21.6

131 15.3 20.4

?

苯 氯苯

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液相平均表面张力由表4-2及下式可计算?Lm??x?ii

(20.6?21.2)?(81.2?80)?21.06dyn/cm2 85?80(17.3?20.6)?(92.4?85)?AF?20.6??19.62dyn/cm2

110?85(15.3?16.3)?(130.0?120)?AW?16.3??15.39dyn/cm2

131-120(25.7?26.1)?(81.2?80)?BD?26.1??26.00dyn/cm2

85?80(22.7?25.7)?(92.4?85)?BF?25.7??24.81dyn/cm2110?85(20.4?21.6)?(130?120)?BW?21.6??20.51dyn/cm2

131-120?AD?21.2??LD?0.986?21.06?（1-0.986）?26.00?21.13dyn/cm2 ?LF?0.6378?19.62?（1-0.6378）?24.81?21.50dyn/cm2

?LW?0.0029?15.39?（1-0.0029）?20.51?20.50dyn/cm2

精馏段液相平均表面张力为

?1?(21.13?21.50)/2?21.32dyn/cm2

提馏段液相平均表面张力为

?2?(21.50?20.50)/2?21.00dyn/cm2

6.液体平均粘度计算

表4-3 组分的黏度μ（mPa?s）

温度，（℃）

80 0.308 0.311

90 0.279 0.286

100 0.255 0.264

110 0.223 0.254

120 0.215 0.228

140 0.184 0.274

μ

苯 氯苯

液体的平均粘度由表4-3及下式可计算?Lm??xi?i(0.279?0.308)?(81.2?80)?0.3045mPa.s 90?80(0.255-0.279)?(92.4?90)?AF?0.279??0.2732mPa.s

100?90(0.215?0.233)?(130.0?120)?AW?0.215??0.1970mPa.s

120-110(0.286?0.311)?(81.2?80)?BD?0.311??0.3080mPa.s

90?80?AD?0.308? 9

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?BF?0.286??BW(0.264?0.286)?(92.4?90)?0.2807mPa.s100?90(0.228?0.254)?(130.0?120)?0.228??0.2020mPa.s

120-110?LD?0.986?0.3045?（1-0.986）?0.3080?0.3045mPa.s

?LF?0.6378?0.2732?（1-0.6378)?0.2807?0.2759mPa.s ?LW?0.0029?log0.1970?（1-0.0029）?0.2020?0.2020mPa.s

精馏段液相平均黏度为

?1?(0.3045?0.2759)/2?0.2902mPa.s

提馏段液相平均黏度为

?2?(0.2759?0.2020)/2?0.2390mPa.s

（四）精馏塔的工艺尺寸计算

1、塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

VS1?LS1?VMV1114.25?80.75??0.880m3/s3600?V13600?2.913LML157.94?85.95??0.0016m3/s3600?L13600?854.20

提馏段的气、液相体积流率为

VS2?V?MV2114.25?97.56??0.888m3/s3600?V23600?3.488

L?ML2145.13?102.85LS2???0.0044m3/s3600?L23600?936.87，其中C的计算要用到C20，需要从史密斯关联图查取

0.5由于umax?C?L??V?VL??L1??精馏段横坐标 s1??Vs1???V1?L??L2??提馏段横坐标s2??Vs2??V2??0.0016?854.20?????0.880?2.913?0.0044?936.87?????0.888?3.488?0.5?0.0311

0.50.5?0.0812

取板间距HT?0.50m，板上液层高度hL?0.06m（对常压塔一般hL?0.05~0.08m）

10

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HT-hL?0.50?0.06?0.44m

查上图得精馏段C20?0.100

???C?C20?1??20?0.2?21.32??0.100????20?0.2?0.101

umax?C?L1??V1854.20?2.913?0.101??1.727m/s ?V12.913

取安全系数为0.7(一般0.6~0.8)，则空塔气速u?0.7umax?1.209m/sD精?4Vs14?0.880??0.963m，圆整为标准塔径D=1000mm。 ?u1.209?查上图得提馏段C20?0.095

???C?C20?2??20?0.2?21.00??0.095????20?0.2?0.096

umax?C?L2??V2936.87?3.488?0.096??1.570m/s ?V23.488取安全系数为0.7(一般0.6~0.8)，则空塔气速u?0.7umax?1.099m/s

D2?4Vs24?0.888??1.014m，圆整为标准塔径D=1200mm ?u1.099?最终塔径确定为D=1200mm

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AT??4D2??4?1.22?1.131m2

精馏段实际空塔气速为u1?Vs10.880??0.778m/s AT1.131Vs20.888??0.785m/sAT1.131

提馏段实际空塔气速为u2?2、塔有效高度的计算

塔高可按下面公式计算

H?(n?nF?np?1)HT?nFHF?npHp?HD?HB?H1?H2

式中：

n——实际塔板数，n=18 nF——进料口数，nF=1

nP——人孔数，取每隔6块板一个人孔，则一共是2个人孔，人孔取公称直径为500mm Ht——板间距，取0.5m

Hf——进料板间距，应防止冲击，取0.8m

Hp——人孔间距，取人孔间距为0.8m，人孔直径为0.5m，伸出塔体长为0.25m HD——塔顶空间高度，取HD=2HT=1m

HB——塔底空间高度，需满足存储量停留3-8min而定，这里取5min，则

?t?Ls2-0.5??D23HB??0.683m?2D4

H1——封头高度，取H1=0.525m H2——裙座高度，取H2=2.5m

H?(18?1?2?1)?0.5?1?0.8?2?0.8?1?0.638?0.525?2.5?14.063m

（五）塔板主要工艺尺寸的计算

根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管和凹形受液盘，塔板采用单流和分块式组装。

1、溢流装置的计算

（1）堰长lw

本设计采用单溢流系数在0.6～0.8，选取0.7

12

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lw=0.7D=0.7×1.2=0.84m

（2）溢流堰高度hW

堰高与板上清液层高度以及堰上液层高度的关系为

hL=hw+how

选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即

how?L2.84?E?(h)2/3 1000lw取hL为0.08m，近似取 E=1 ，则精馏段

how1?2.840.0016?36002/3?1?()?0.0103m 10000.84hw1?hL-how1?0.08-0.0103?0.0697m

提馏段

how2?2.840.0044?36002/3?1?()?0.0201m 10000.84hw2?hL-how2?0.08-0.0201?0.0599m

（3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af 查弓形降液管参数图，由

lw?0.7可查得 DWd/D?0.140，Af/AT?0.088

故有Wd?0.14D?0.168m

Af?0.088AT?0.088?1.131?0.100m2

验算液体在降液管中停留时间 精馏段：?1?3600AfHTLh13600AfHTLh2?3600?0.100?0.5?31.25s?5s

0.0016?36003600?0.100?0.5?11.36s?5s

0.0044?3600提馏段：?2??均保持较长的停留时间，故设计合理。

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（4）降液管底隙高度h0

ho=Lh

3600lwu0精馏段：取u'o?0.1m/s，一般（u'o?0.07~0.25m/s）

ho1?3600×0.0016=0.0190m

3600×0.84×0.1hw1-ho1?0.0697-0.0190=0.0507m?0.006m

故降液管底隙高度设计合理。

提馏段：取u'o?0.2m/s，一般（u'o?0.07~0.25m/s）

ho2?3600×0.0044=0.0262m3600×0.84×0.2

hw2-ho2?0.0599-0.0262=0.0337m?0.006m故降液管底隙高度设计合理。 （5）受液盘

由于塔径较大，没有易聚合物质存在，故选用凹形受液盘。深度取h'?0.06m。 2、塔板主要工艺尺寸计算

（1）塔板表面分区

塔板根据所起作用不同可以分为四个区域：开孔区，溢流区，破沫区，无效区。 因为D=1.2m<1.5m取无效区宽度Wc?0.05m,安定区宽度Ws?0.065m。 ? 开孔区

开孔区为有效传质区，亦称鼓泡区。开孔区面积Aa的计算

πr2xAa=2(xr?x+sin-1)

180r22其中：x?D1.2-?Wd?Ws??-?0.168?0.065??0.367 22D1.2-WC=-0.05=0.55m 22r= 14

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故

πr2-1xAa=2(xr?x+sin)180r22?2?（0.367?0.552?0.3672?? 溢流区

??0.550.367sin-1）?0.743m21800.552

溢流区为降液管及受液盘所占的区域。 ? 安全区

开孔区与溢流区之间的不开孔区域称为安定区也称为破沫区。溢流区前的安定区宽度为Ws，其作用是在液体进入降液管之前有一段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管；进口堰后的安定区宽度为Ws,其作用是在液体入口处，由于板上液面落差，液层较厚，有一段不开孔的安全地带，可减少漏液量。溢流堰前和进口堰后的安定区的宽度均取0.007m。

? 无效区

在靠近塔壁的一圈区域供支持塔板的边梁之用，称为边缘区。取0.005m。 （2）浮阀数n与开孔率?

由于所处理的物系无腐蚀性，可选用F1型浮阀，阀孔直径39mm，阀片直径48mm，阀片厚度2mm，最大开度8.5mm，静止开度2.5mm，阀质量为32~34g。

阀孔气速u0?’

F0?VVs，其中取F0=11

浮阀数目n?2u0d0?/4

11?6.445m/s 对于精馏段：u01?2.913n?4?0.880?114.30，取n?11526.445?0.039??ψ?u10.778?100%??12.07% u016.445对于提馏段：u01?11?5.890m/s3488

n?4?0.888?126.21，取n?127 25.890?0.039?? 15

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ψ?u20.785?100%??13.33% u025.890浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m，则排间距t?为 精馏段 t??Aa0.743??0.0861m nt115?0.075Aa0.743??0.0780m nt127?0.075提留段 t??考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分块板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取t??78mm。

重新计算孔速及阀数 精馏段

n?Aa0.743??127 ?tt0.075?0.078Vs10.880?4??5.800m/s 22nd0π/4127?0.039??u01=F0?5.800?2.913?9.90，仍处于9-12正常区间内

提馏段

n?Aa0.743??127 tt?0.075?0.078Vs20.888?4??5.853m/s 2nd0π/4127?0.0392??u02=F0?5.853?3.488?10.93，仍处于9-12正常区间内

由此可知，阀孔动能因数变化不大

（六）浮阀的流体力学验算

1、塔板压降

气体通过塔板的压降可以由下式计算：

?pp?hp?Lg，

hp?hc?hl?h?

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（1）干板阻力hc计算 精馏段

u0c1?1.82573.1/?V1?1.82573.1/2.913?5.846m/s?u01

因阀孔气速u01小于其临界阀孔气速u0c1，故应在浮阀全开前状态下计算干板阻力

hc1?19.00.175u01?L119.0?5.8000.175??0.030m

854.83提馏段

u0c2?1.82573.1/?V2?1.82573.1/3.488?5.297m/s?u02

因阀孔气速u02大于其临界阀孔气速u0c2，故应在浮阀全开后状态下计算干板阻力

2?v2u025.34?3.488?5.8532hc2?5.34??0.035m2?L2g2?936.87?9.81（2）气体通过液层的阻力hl计算

气体通过液层的阻力hl由式hl??0hL计算 取充气系数?0?0.5，则

hl??0hL?0.5?0.08?0.04m

（3）液体表面张力的阻力hσ计算 此阻力很小，忽略不计。

气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

hp1?hc1?hl?0.030?0.04?0.070m

hp2?hc2?hl?0.035?0.04?0.075m 精馏段每层压降

?pp1?hp1?L1g?0.070?854.20?9.81?586.57Pa?700Pa

提馏段每层压降

?pp2?hp2?L2g?0.075?936.87?9.81?689.30Pa?700Pa

上下两段单板压降均符合设计任务要求。

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2、液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式关系：

Hd??(HT?hW)，

Hd?hp?hL?hd

（1）与气体通过塔板压降所相当的液柱高度 精馏段 hp1=0.070m 提馏段 hp2=0.074m （2）液体通过降液管的压头损失 精馏段 hd1?0.153(Ls10.0016)?0.153?()?0.0153m lwh010.84?0.019 提馏段 hd2?0.153( （3）板上液层高度

Ls20.0044)?0.153?()?0.0306m lwh020.84?0.0262 精馏段和提馏段皆为hL?0.08m

因此，取??0.5，降液管中清液层高度如下：

精馏段 Hd1?hp1?hL1?hd1?0.070?0.08?0.0153?0.1653m

φ(HT+hW1)=0.5(0.5+0.0693)=0.2847>Hd1

可见，精馏段符合防止液泛的要求。

提馏段 Hd2?hp2?hL2?hd2?0.074?0.08?0.0306?0.1846m

?(HT?hW2)?0.5(0.5?0.0596)?0.2798?Hd2

可见，提馏段符合防止液泛的要求。

综上，在本设计中不会发生液泛现象。 3、液沫夹带

(1) 精馏段液沫夹带量ev的验算

ua?Vs10.880??0.854m/s，hf?2.5hL?2.5?0.08?0.2m

AT-Af1.131-0.100 18

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ua0.854??2.847

HT-hf0.5-0.2精馏段液相表面张力为：?1?21.32dyn/cm2

ev?5.7?106?1ua5.7?10-63.2()??2.8473.2-3HT-hf21.32?10

?0.008kg液体/kg气体?0.1kg液体/kg气体故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。 （2）提馏段液沫夹带量ev的验算

ua?Vs20.888??0.861m/s

AT-Af1.131-0.100ua0.861??2.871

HT-hf0.5-0.2提馏段液相表面张力为：?2?21.00dyn/cm2

ev??5.7?10-6?2-6(ua)3.2HT-hf

5.7?103.2?2.871?0.008kg液体/kg气体?0.1kg液体/kg气体-321.00?10故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。 4、漏液

浮阀塔要求漏液量小于正常液相流量的10%。由实验可知，漏液量为正常液流量的10%时，阀孔动能因子F0?5~6，故可按F0?u0（1）精馏段漏液的验算

?v算出漏液线气速及气相流量。

u0?F0?V1 取F0?5，则

u0?5?2.930m/s?5.800m/s 2.913故在设计负荷下不会产生过量漏液。 （2）提馏段漏液的验算

19

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u0?5?2.677m/s?5.853m/s 3.488故在设计负荷下不会产生过量漏液。

（七）塔板负荷性能图

1、漏液线

F1型重阀，阀动能因数下限为F0?5

?F0d02n??5?0.0392?115??0.402m3/s精馏段：Vs1?u0d0n?44?v14?2.913

?2?F0d02n??5?0.0392?127??0.416m3/s提馏段：Vs2?u0d0n?44?v24?3.488

?22、雾沫夹带线

利用泛点计算公式得到

VsF1??v?L??v?1.36LsZL?100%

KCFApZL?D-2Wd?1.2-2?0.168?0.864mAp?AT-2Af?1.131-2?0.100?0.931m2

由气体密度和板间距查图得到，精馏段泛点负荷系数CF?0.13，提馏段泛点负荷系数

CF?0.13。苯-氯苯属于正常系统故K?1。

精馏段：

??Vs12.913?1.36?0.864LS1854.20-2.913?100%?80%

1?0.13?0.931Vs1?1.655?12.136Ls1

提馏段：

?2?Vs23.488?1.36?0.864Ls2936.87-3.488?100%?80%

1?0.13?0.931Vs2?1.584?12.136Ls1

20

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3、液相负荷下限线

取堰上液层高度最小允许值为how?0.006m。

how?3600Ls，2.84min2/3?1?()?0.006 10000.84近似取E=1，可得

Ls?0.000717m3/s

4、液相负荷上限线

液体在降液管中停留时间的下限取为??4s

Ls，max?AfHT??0.100?0.5?0.0125m3/s

4精馏段提馏段液相负荷上限相同 5、液泛线

液泛的临界情况是

?(HT?hw)?Hd?hp+hd+hw+how

近似取E?1.0，lw?0.84

how123600Ls12/32.84??1?()?0.735Ls13 10000.864hp1?hc1?hl?h?

22Vs?Ls??Vu0其中u0? ??(HT?hw)?5.34?(1??)hL?h??0.153??lh??22?Lg?w0?,d0N4精馏段：

5.34?3.388?Vs2Ls??

0.1653??(1?0.5)?0.08?0.153???2?935.045?9.81?0.1858?0.84?0.0190?整理得Vs提馏段:

22?8.535?113166.588L2s

2???5.34?3.388?VLs?? 0.1846??(1?0.5)?0.08?0.153??0.84?0.0262?2?935.045?9.81?0.1858??2s整理得Vs?

2?2 ?12.171?59514.507Ls21

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22

天津大学2014级本科生《化工传质与分离过程》课程设计报告 精馏段塔板负荷性能图21.81.61.41.210.80.60.40.2000.0050.010.0150.020.0016, 0.88漏液线雾沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线操作线操作点 提馏段塔板负荷性能图21.81.61.41.210.0044, 0.890.80.60.40.2000.0050.010.0150.02漏液线雾沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线操作线操作点 23

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第三章 辅助设备的设计

（一）浮阀塔的结构与附属设备

1、 再沸器

塔底温度tw?130.0℃，用t0?150.0℃的蒸汽，釜液出口温度t1?140.0℃。

T：15℃0→15℃0

t：14℃0←13℃0

则

?t1?t0-t1?150℃-140℃?10℃?t2?t0-tw?150℃-130℃?20℃

?tm?

?t2-?t120-10??14.45℃

ln(t2/t1)ln(20/10)由tw?130.0℃查液体比汽化热共线图得

?氯苯?8469kcal/kmol

?氯苯?8469kcal/kmol?846935450?35450kJ/kmol??314.94kJ/kg0.2389112.56

qm?Vs2??v2?0.888?3.488?3.097kg/s Q?qm?氯苯?3.097?314.94?975.478kW

2W（/m?k） 取传热系数 K?1000

Q975.478?103??67.507m2取A?68m2 则传热面积A?K?tm1000?14.45，

Q 加热蒸汽的质量流量W??水蒸气?975.478?0.454kg/s

2147.5 查《化工设计手册》，得型号φ900×3000

选用热虹吸式再沸器 DN/mm 2、塔顶冷凝器

塔顶温度tD?81.2℃,冷凝水t1?25.0℃，假设冷却水升温5℃，t2?35.0℃。

PN/MPa 换热面积/m 2 24

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T：81.2℃→81.2℃

t：35℃←25℃则

Δt1=tD-t2=80.12℃-35℃=45.12℃Δt2=tD-t1=80.12℃-25℃=55.12℃

Δt2-Δt155.12-45.12Δtm===49.95℃

ln(t2/t1)ln(55.12/45.12)由tD?81.2℃，查液体比汽化热共线图得?苯塔顶被冷凝量 q?Vs1??v1冷凝的热量Q?q?苯?393.4kJ/kg

?0.880?2.913?2.563kg/s

?2.563?393.4?1008.457kW

取传热系数K?1000W/(m2?k)

Q1008.457?103??20.189m2 则传热面积A?K?tm1000?49.95取A?20m 冷凝水流量W=选用

DN/mm 3、预热器

PN/MPa 换热面积/m 22Q1029.085==24.60kg/s

CP(t2-t1)4.183×10F?87.19kmol/h,xF?0.6378,t1??5℃,t2?92.4℃，蒸汽用t0?120℃。

T：120℃→120℃

t：92.4℃←-5℃?t2?t0-t1?120℃?5℃?125℃?t1?t0-t2?120℃-92.4℃?27.6℃

?tm??t2-?t1125-27.6??64.48℃

ln(t2/t1)ln(125/27.6)t1?-5℃时

Cp苯?31.65kcal/(kmol?℃)，Cp氯苯?35.42kcal/(kmol?℃)

25

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3.浮阀塔板工艺设计结果

表4-3浮阀塔板工艺设计结果

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9

项目 堰长 堰高 弓形降液管界面积 弓形降液管宽度 降液管底隙高度 横排孔心距 排间距 浮阀数 开孔率

符号

单位

精馏段

0.84

0.0697

0.100 0.168

0.0190

0.074 0.075 130

12.31

13.58 0.262 0.0599 提馏段

lWhW

m m m m m m m

AfWdh0t?

t

N0

1

?

%

4.接管尺寸汇总

表4-4接管尺寸计算结果

序号 1 2 3 4 5

项目 进料管 塔釜出料管 塔顶回流液管 塔顶蒸气出口管 加热蒸汽进口管

规格

材料 热轧无缝钢管 热轧无缝钢管 热轧无缝钢管 热轧无缝钢管 热轧无缝钢管

Φ50×3 Φ45×2.5 Φ38×3 Φ273×9 Φ121×6.5

31

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第六章设计评述

本报告依照设计任务书的要求，参照化工原理课程设计教材，进行了苯-氯苯分离精馏塔的设计任务。这次设计将书本知识与设计实践相结合，丰富了化工原理的学习。

课设的主要内容是进行工艺计算与设备的结构设计，设计范围广，涵盖知识多。通过前期收集资料，确定流程方案、操作条件、物性参数，结合已有的专业知识，初步计算，有了苯-氯苯分离筛板塔的初步结构。之后进行核算，出现问题后及时调整前面的内容。整个设计内容包括物料衡算、确定塔板数、工艺尺寸计算等。通过不断试算和校核，得出负荷工艺要求的塔参数，保证了该设计方案的实际可行性。

在设计过程中，有大量的运算，同时有很多数据需要查找，在查找方面有困难是主要的障碍。今后应该针对这方面能力的缺失多加改进，并多参与实践积累实际经验。

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天津大学2014级本科生《化工传质与分离过程》课程设计报告

符号说明

符号 D F W

意义 塔顶馏出液 进料液 塔釜残液 塔顶温度 塔釜温度 进料温度 塔顶组成 进料组成 塔釜组成 回流比 精馏段下降液体量 精馏段上升蒸汽量 提馏段下降液体量 提馏段上升蒸汽量

摩尔质量 比热容 比汽化热 塔顶热量 回流液热量 馏出液热量

计量单位

kmol/h kmol/h kmol/h ℃ ℃ ℃

—— —— —— ——

tD tW

tF xD xF xW

R L V

kmol/h kmol/h kmol/h kmol/h

L' V'

M

kg/kmol

kJ/(kmol?K)

Cp

? kJ/kg kJ/h kJ/h kJ/h

QV

QR QD

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天津大学2014级本科生《化工传质与分离过程》课程设计报告

QC

冷凝器热量 进料热量 塔釜热量 再沸器热量 密度 塔径 黏度 填料层高度 面积 塔高 直径

kJ/h kJ/h kJ/h kJ/h

QF QW

QB

?

D

kg/m3

m

mPa?s

?

Z A h d

m

m2

m m

参考文献

[1]贾绍义，柴诚敬．化工原理课程设计[M]．天津：天津大学出版社，2009.104—133． [2]马沛生，李永红．化工热力学[M]．北京：化学工业出版社，2009.295—297． [3]刘光启，马连湘，刘杰．化学化工物性数据手册 有机卷[M]．北京：化学工业出版社，2002．89—138．

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