毕业设计化工原理课程设计苯与氯苯的分离课程设计说明书.doc

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
日 期： 2013年6月3号
指导教师：
设计成绩： 日期：

目 录
u 设计任务书…………………………3
u 设计计算书…………………………4
Ø 设计方案的确定……………………………………4
Ø 精馏塔物料衡算……………………………………4
Ø 塔板数的确定………………………………………5
Ø 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算………8
Ø 塔体工艺尺寸计算…………………………………13
Ø 塔板主要工艺尺寸…………………………………15
Ø 塔板流体力学验算…………………………………17
Ø 浮阀塔的结构………………………………………20
Ø 精馏塔接管尺寸……………………………………23
Ø 产品冷却器选型……………………………………25
Ø 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
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 ≤0.7 kPa；
（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
氯苯的摩尔质量

2．原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量

3．物料衡算
原料处理量
总物料衡算
苯物料衡算
联立解得
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。

80
90
100
110
120
130
131.8

101.33
136.66
179.99
234.60
299.99
378.65
386.65

19.73
27.33
39.07
53.33
72.40
95.86
101.33

1.000
0.677
0.442
0.265
0.127
0.019
0.000

1.000
0.913
0.785
0.613
0.376
0.072
0.000

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1 x—y图
yq=0.932，则最小回流比如下：

取操作回流比为

（3）求精馏塔的气、液相负荷

（4）求操作线方程

精馏段操作线方程

提馏段操作线方程

（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
进料板位置
2． 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
提馏段实际板层数
实际总板层数为32
试差法计算如下：

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
每层塔板压降
进料板压力
精馏段平均压力
塔底操作压力
提馏段平均压力
2．操作温度的计算
表1 苯、氯苯Antoine常数数据表

A
B
C
温度范围（K）
苯
6.01907
1204.682
-53.072
279-377
6.06832
1236.034
-48.99
353-422
6.3607
1466.083
-15.44
420-521
氯苯
6.10416
1431.83
-55.515
335-405
6.62988
1897.41
5.21
405-597
（表1 苯、氯苯Antoine常数数据表

A
B
C
温度范围（K）
苯
6.01907
1204.682
-53.072
279-377
6.06832
1236.034
-48.99
353-422
6.3607
1466.083
-15.44
420-521
氯苯
6.10416
1431.83
-55.515
335-405
6.62988
1897.41
5.21
405-597
①假设塔顶的泡点温度，则纯组分的饱和蒸气压为
对苯
对氯苯
代入泡点方程和露点方程，得

故假设正确，塔顶温度为
②假设塔顶的进料板温度，则纯组分的饱和蒸气压为
对苯
对氯苯
代入泡点方程和露点方程，得

假设正确，故进料板温度为
③假设塔底的泡点温度，则纯组分的饱和蒸气压为
对苯
对氯苯
代入泡点方程，得

假设正确，故塔顶温度为
精馏段平均温度
提馏段平均温度
全塔平均温度
3．平均摩尔质量的计算
塔顶：由，查平衡曲线得

进料板：由图理论板得，查平衡曲线得

塔底：由图理论板得，查平衡曲线得

精馏段平均摩尔质量

提馏段平均摩尔质量

4．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
提馏段
（2）液相平均密度计算

塔顶时，

进料板时，

塔底时，

精馏段液相平均密度为

提馏段液相平均密度为

5．液相平均表面张力的计算

塔顶时，查得

进料板时，查得

塔底时，查得

精馏段液相平均表面张力为

提馏段液相平均表面张力为

6. 液体平均粘度计算

塔顶时，

进料板时，

塔底时，

精馏段液相平均粘度为

提留段液相平均粘度为

全塔液相平均粘度为

又塔顶和塔底平均温度为（83.2+138）/2=110.6℃
则此温度下的相对挥发度为
根据奥康奈尔关联法，

故假设成立，总板效率ET=0.476

五、塔体工艺尺寸计算
1．塔径的计算
（1）精馏段

由
式中C由公式计算，其中可由史密斯关联图查出，图的横坐标为

取板间距，板上液层高度，则

由史密斯关系图得

取安全系数为0.6，则空塔气速为

统一按照《塔板结构参数系列化标准（单溢流型）》将塔径圆整后取D=1.0m。

塔截面积
实际空塔气速
（2）提馏段

查图得

统一按照《塔板结构参数系列化标准（单溢流型）》将塔径圆整后取D=1000mm。
塔截面积
实际空塔气速

2．塔高的计算

（1）精馏塔的有效高度
精馏段
提馏段
在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m，则有效高度为

（2）全塔实际高度
取进料板板间距为0.8m，人孔处的板间距为0.8m，塔底空间高度为2.0m，塔顶空间高度为0.7m，封头高度为0.6m，裙座高度为2.0m，则全塔高为

六、塔板主要工艺尺寸计算
根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管、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：
（2）堰高：由，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得
精馏段：
取，则

提馏段：

（3）降液管面积
当时，查表得

塔的相对操作面积为
（4）液体在降液管里停留的时间
精馏段
故降液管设计合理
（5）降液管底隙高度

精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分别取

精馏段
提馏段
2．塔板布置的计算
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。
（1）阀孔临界速度
精馏段
提馏段
上下两段相应的阀孔动能因子为：

均属正常操作范围。

取边缘区宽度Wc﹦0.055m,安定区宽度，
开孔区面积

其中，
，
（2）提馏段塔板布置
取边缘区宽度Wc﹦0.030m,安定区宽度，
开孔区面积

其中，
，
（3） 浮阀数与开孔率
F1 型浮阀的阀孔直径为39mm
阀孔气速，其中取F0=10
浮阀数目
开孔率
精馏段

提留段

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，则排间距为
精馏段
提留段

考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快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=40mm=0.04m
重新计算孔速及阀数
精馏段

提留段

由此可知，阀孔动能因数变化不大
七、塔板流体力学验算
1．塔板压降

（1）干板阻力
精馏段

提馏段

（2）板上充气液层阻力
取充气系数，则

（3）液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。
因此，上下两段塔板压降如下
精馏段每层压降

提馏段每层压降

上下两段单板压降均符合设计任务要求。
2．液泛
为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，而
（1）与气体通过塔板压降所相当的液柱高度
精馏段
提馏段
（2）液体通过降液管的压头损失
精馏段
提馏段
（3）板上液层高度
精馏段和提馏段皆为
因此，，降液管中清液层高度如下：
精馏段

可见，精馏段符合防止液泛的要求。
提馏段

可见，提馏段符合防止液泛的要求。
3．液沫夹带
(1) 精馏段液沫夹带量的验算

故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。
(2) 提馏段液沫夹带量的验算
故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。
4．漏液的验算
(1) 精馏段漏液的验算
取F0=5，则

故在设计负荷下不会产生过量漏液。
(2) 提馏段漏液的验算

故在设计负荷下不会产生过量漏液。
八、塔板负荷性能图计算
（一）精馏段塔板负荷性能图
1、漏液线
取F0=5，又
故
据此做出与液体流量无关的水平漏液线（1）
2．液沫夹带线

其中， （a）

近似取E≈1.0,
（b）
取液沫夹带极限值为。
已知，
并将代入得：

整理得：
在操作范围内任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中

0.0006
0.0015
0.0030
0.0045

2.10
1.98
1.84
1.72
依表中数据在VS—LS图中作出液沫夹带线(2)。
3．液相负荷下限线
取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取
则

整理上式得
依此值在VS—LS图中作线即为液相负荷下限线（3）。
4．液相负荷上限线

依此值在VS—LS图中作线即为液相负荷上限线（4）
5．液泛线
令
由
联立整理得
式中

故
在操作范围内任取几个，计算出的值列于表中。

0.0006
0.0015
0.0030
0.0045

4.79
4.01
3.07
1.81
依此值在VS—LS图中作线即为液泛线（5）
将以上5条线标绘于图中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，A为操作点，OA为操作线。OA线与（2）线的交点相应相负荷为，OA线与气相负荷下限线（1）的交点相应气相负荷为。图见坐标纸。
可知本设计塔板上限由液沫夹带控制，下限由漏液控制。
读图，精馏段的操作弹性
二、提馏段塔板负荷性能图
1、液沫夹带线（1）

式中
（a）

近似取E≈1.0,
故 （b）
取液沫夹带极限值为。已知，

整理得：
在操作范围内任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中
LS，m3/s
0.0006
0.0015
0.003
0.0045
VS, m3/s
1.29
1.23
1.15
1.08
依表中数据在VS—LS图中作出液沫夹带线(1)。
2、液泛线（2）
由得
，
近似取.0，

（已算出），故

将﹦，及以上各式代入得 整理得
在操作范围内任取几个值，依上式计算Vs值列于下表中
LS，m3/s
0.0006
0.0015
0.003
0.0045
VS, m3/s
2.04
1.97
1.83
1.68
依表中数据在VS—LS图中作出液泛线（2）。
3、液相负荷上限线（3）
取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式

液相负荷上限线（3）在VS—LS图中为与气相流量无关的垂线。
4、 漏液线（气相负荷下限线）（4）
取F0=5，又
故
据此做出与液体流量无关的水平漏液线（1）
5、液相负荷下限线（5）
取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取
则

整理上式得
依此值在VS—LS图中作线即为液相负荷下限线（5）。
将以上5条线标绘于图中，即为提馏段负荷性能图。5条线包围区域为提馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（2）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。图见坐标纸。
可知本设计塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。
读图，提馏段的操作弹性
九、精馏塔接管尺寸计算
1．塔顶蒸气出口管

选择蒸气速度，则

按照GB8163—87，选择热轧无缝钢管
核算，在
2．塔顶回流液管

选择回流液流速，则

按照GB8163—87，选择冷轧无缝钢管
核算，在
3．进料管

选择进料液流速，则

按照GB8163—87，选择冷轧无缝钢管
核算，在
4．塔釜出料管

选择塔釜出料液流速，则

按照GB8163—87，选择冷轧无缝钢管
核算，在
5．加热蒸气进口管

选择蒸气速度，则

按照GB8163—87，选择热轧无缝钢管
核算，在
十 产品冷却器选型
① 基本物性数据的查取:
② 塔顶氯苯含量较少，可按纯苯求取
苯的定性温度=83.2℃
设水的进口温度为 ℃
根据设计经验，选择冷却水的温升为8℃，则水的出口温度为℃
水的定性温度 ℃
查得苯在定性温度下的物性数据
密度：812.94
饱和蒸汽气化热：r=393.9kJ/kg
查得水在定性温度下的物性数据
密度：995.5
定压比热容：4.174kJ/(kg·℃）
导热系数：k=0.618W/(·℃)
黏度：=0.80×Pa·s
②热负荷计算:
M·D·r=78.11×47.31×393.9×/3600=4.04×W
冷却水耗量:
kg/s
③确定流体的流径
该设计任务的热流体为苯，冷流体为水，为使苯能通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，令苯走壳程，水走管程.
计算平均温度:暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差
苯T 83.2 -----à83.2
冷却水t 33 ß---- 25
_______________________________________
△t 50.2 58.2
℃
④计算R和P:
，P
查表得：，因选单壳程可行。
℃
⑤选择换热器型号
由于两流体温差≈50℃,壳选用固定管板式换热器的系列标准（JB/T4715-92）
选择主要参数如下：
公称直径DN 400mm 公称压力NP 1.6MPA
管程数 4 管子尺寸
管子根数n 94 管长 6000mm
管中心距 32mm 中心排管数 11
管子排列方式 正三角形 管程流通面积 0.0163m
实际换热面积
选K值，估算传热面积
参照《化工流体流动与传热》附录二十六，初选取K=310 W/(·℃)

安全系数： ，传热面积的裕度可满足工艺要求。
采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：
W/(·℃)
验算：，符合实际标准
十一、设计结果一览表
物料衡算结果
序号
项目
符号
单位
数值
备注
1
塔顶摩尔分数

0.986

2
塔顶平均摩尔质量

78.60
80.87
气相
液相
3
塔顶流量

45.07

4
进料摩尔分数

0.638

5
进料液平均摩尔质量

82.07
91.17
气相
液相
6
进料流量

73.24

7
塔釜摩尔分数

0.003

8
塔釜平均摩尔质量

112.46
112.53
气相
液相
9
塔釜产品流量

25.93

精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果
序号
项目
符号
单位
精馏段
提馏段
备注
1
每层塔板压降

0.7

2
平均压力

108.48
116.53
3
平均温度

88.8
115.7
4
平均粘度

0.286
0.235
5
液相平均摩尔质量

86.02
101.85
6
气相平均摩尔质量

80.34
97.27
7
液相平均密度

855.51
934.24
8
气相平均密度

2.9
3.51
9
平均表面张力

21.27
20.24

浮阀塔板工艺设计结果
序号
项目
符号
单位
数值
备注
1
堰长

0.792
精馏段和提馏段塔径、堰高、降液管底隙高度进行统一圆整，以便加工。
2
堰高

0.064
0.052
3
弓形降液管界面积

0.057
4
弓形降液管宽度

0.124
5
降液管底隙高度

0.012
0.024
6
横排孔心距

0.075
7
排间距

0.080
8
浮阀数

1
84
92
9
开孔率

12.78
13.99

接管尺寸计算结果
序号
项目
规格
材料
1
塔顶蒸气出口管

热轧无缝钢管
2
塔顶回流液管

冷拔无缝钢管
3
进料管

冷拔无缝钢管
4
塔釜出料管

冷拔无缝钢管
5
加热蒸气进口管

热轧无缝钢管

十二、对设计过程的评述
1.浮阀塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低。
2.作图和读数会有人为误差，计算时保留小数位数不同，采用近似计算等都会造成一定误差，但作为工程上的初步计算，可认为基本准确合理。
3.由于理论知识不够，在选材设计上参考了大量资料、手册等，故计算结果可能近似或雷同。
4.精馏段和提馏段塔径、堰高、降液管底隙高度进行统一圆整，以便加工。
5.本设计为常规练习设计，还有很多不足之处，望老师多多批评指正。
符号说明

34

——降液管面积，；
——塔截面积，；
—计算时负荷系数，量纲为一；
——液体表面张力为时的负荷因子，量纲为一；
——塔顶馏出液流量，；
——塔径，；
——筛孔直径，；
——液流收缩系数，量纲为一；
——进料流量，；
——重力加速度，；
——塔高，或；
——板间距，；
—与干板压强相当的液相高度
—与气相穿过板上液层高度压强降
相当的液柱高度，；
——板上液层高度，；
——降液管底隙高度，；
——堰上液层高度，；
—与单板压强降相当液层高度，；
——溢流堰高度，；
——与克服液体表面张力的压强降相当的液柱高度，；
——塔内下降液体的流量，；
——液体流量，；
——塔内下降液体流量，；
——溢流堰长度，；
——塔板数；
——实际塔板数；
——理论塔板数；
——筛孔数，个；
——操作压强，或；
——压强降，或；
——进料热状况参数；
——回流比；
——筛板中心距，；
——空塔气速，；
——降液管底隙处液体流速，；
—按开孔流通面积计算气速，；
——筛板气速，；
——漏液点气速，；
——塔内上升蒸气流量，；
——塔内上升蒸气流量，；
—釜残液（塔底产品）流量，；
——无效区边缘宽度，；
——弓形降液管宽度，；
——安定区宽度，；
——液相中易挥发组分的摩尔分数；
——气相中易挥发组分的摩尔分数；
——塔有效高度，；
——塔板序号；

——相对挥发度，量纲为一；
——筛孔流量系数的修正系数
——筛板厚度，；
——板上液层充气系数，量纲为一；
——易挥发组分；
——难挥发组分；
——馏出液；
——原料液；
——小时；
——液相密度，；
——气相密度，；
—液体表面张力，或；
——时间，；
——开孔率；
——液体密度校正系数；
——组分序号；
——液相；
——平均；
——最小；
——最大；

参考资料
1.《化工流体流动与传热》，化学工业出版社，柴诚敬、张国亮，2004年
2.《化工传质与分离过程》，化学工业出版社，贾绍义、柴诚敬，2005年
3.《化工原理课程设计》，天津大学出版社，贾绍义、柴诚敬，2002年
4．《化工原理（下）》，天津大学出版社，夏清、陈常贵，2005年
5．《石油化工基础数据手册》，化学工业出版社，卢焕章，1982年