化工原理課程設計苯和氯苯二元混合物精餾

1、 河北工業(yè)職業(yè)技術學院2011級化學工程與工藝專業(yè)化工原理課程設計說明書河北工業(yè)職業(yè)技術學院化工原理課程設計說明書 設計題目 苯和氯苯二元混合物精餾 系 別 環(huán)境與化學工程系 專業(yè)年級 12級化學工程與工藝專業(yè) 設計者 學號 50 指導教師 職稱 教授 日 期 2014-12-19 化工原理課程設計任務書一、設計題目試設計一座苯氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為99.8%的氯苯。原料液年處理量為65000噸，塔頂餾出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯為（38%、35%、40%）（以上均為質量%）。二、操作條件1.塔頂壓強4kpa（表壓）；2.進料熱狀況，自選3.回流比，自選4.塔釜加熱蒸汽壓力0

2、.5mpa（表壓）；5.單板壓降不大于0.7kpa；6.年工作日300天，每天24小時連續(xù)運行。三、設計內容1.設計方案的確定及工藝流程的說明；2.塔的工藝計算；3.塔和塔板主要工藝結構的設計計算；4.塔內流體力學性能的設計計算；5.塔板負荷性能圖的繪制；6.塔的工藝計算結果匯總一覽表；7.生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖的繪制；8.對本設計的評述或對有關問題的分析與討論。四、任務安排6組 60000 t/a 7組 65000 t/a 8組 70000 t/a 五、基礎數(shù)據(jù)1.組分的飽和蒸汽壓（mmhg）溫度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225

3、028402900氯苯1482052934005437197602.組分的液相密度（kg/m3）溫度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985純組分在任何溫度下的密度可由下式計算苯 推薦：氯苯 推薦：式中的t為溫度，。3.組分的表面張力（mn/m）溫度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4雙組分混合液體的表面張力可按下式計算：（為a、b組分的摩爾分率）4.氯苯的汽化潛熱常壓沸點下的汽化潛熱為35.3×1

4、03kj/kmol。純組分的汽化潛熱與溫度的關系可用下式表示：（氯苯的臨界溫度：）5. 其他物性數(shù)據(jù)可查化工原理附錄。目 錄 一、前言1 二、產(chǎn)品與設計方案簡介2（一）產(chǎn)品性質、質量指標2（二）設計方案簡介2（三）工藝流程及說明2 三、工藝計算及主體設備設計3（一）全塔的物料衡算3 1料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率3 2平均摩爾質量3 3料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率3（二）塔板數(shù)的確定3 1理論塔板數(shù)的求取3 2實際塔板數(shù)4 1）全塔效率.4 2）實際塔板數(shù).5（三）塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算5 1平均壓強5 2平均溫度5 3平均分子量6 4平均密度6 5液體的平均表面張力7 6

5、液體的平均粘度7（四）精餾段的汽液負荷計算8（五）塔和塔板主要工藝結構尺寸的計算8 1塔徑8 2塔板工藝結構尺寸的設計與計算9 3塔高.13（六）塔板上的流體力學驗算14 1氣體通過篩板壓降和的驗算14 2霧沫夾帶量的驗算15 3漏液的驗算15 4液泛的驗算16（七）塔板負荷性能圖161霧沫夾帶線（1）162液泛線（2）173液相負荷上限線（3）184漏液線（氣相負荷下限線）（4）185液相負荷下限線（5）19（八）精餾塔的設計計算結果匯總一覽表20（九）精餾塔的附屬設備與接管尺寸的計算21（十）主要符號說明22 四、對設計過程的評述和感受23苯-氯苯分離過程板式精餾塔設計計算書一前言課程設計

6、是本課程教學中綜合性和實踐性較強的教學環(huán)節(jié)，是理論聯(lián)系實際的橋梁，是使學生體察工程實際問題復雜性、學習化工設計基本知識的初次嘗試。通過課程設計，要求學生能綜合利用本課程和前修課程的基本知識，進行融會貫通的獨立思考，在規(guī)定的時間內完成指定的化工設計任務，從而得到化工工程設計的初步訓練。通過課程設計，要求學生了解工程設計的基本內容，掌握化工設計的程序和方法，培養(yǎng)學生分析和解決工程實際問題的能力。同時，通過課程設計，還可以使學生樹立正確的設計思想，培養(yǎng)實事求是、嚴肅認真、高度責任感的工作作風。課程設計是增強工程觀念，培養(yǎng)提高學生獨立工作能力的有益實踐。本設計采用連續(xù)精餾分離苯-氯苯二元混合物的方法。

7、連續(xù)精餾塔在常壓下操作，被分離的苯-氯苯二元混合物由連續(xù)精餾塔中部進入塔內，以一定得回流比由連續(xù)精餾塔的塔頂采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。氯苯純度不低于99.8%，塔頂產(chǎn)品苯純度不低于98%（質量分數(shù)）。高徑比很大的設備稱為塔器。塔設備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設備之一。它可使氣（或汽）液或液液兩相之間進行緊密接觸，達到相際傳質及傳熱的目的。常見的、可在塔設備中完成的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收，氣體的濕法凈制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕、減濕等。在化工或煉油廠中，塔設備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量質量生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保

8、護等各個方面都有重大的影響。據(jù)有關資料報道，塔設備的投資費用占整個工藝設備投資費用的較大比例。因此，塔設備的設計和研究，受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。作為主要用于傳質過程的塔設備，首先必須使氣（汽）液兩相充分接觸，以獲得較高的傳質效率。此外，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的需要，塔設備還得考慮下列各項傳質效率。此外，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的需要，塔設備還得考慮下列各項要求：（1）生產(chǎn)能力大在較大的氣（汽）液流速下，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞正常操作的現(xiàn)象。（2）操作穩(wěn)定、彈性大。當塔設備的氣（汽）液負荷量有較大的波動時，仍能在較高的傳質效率下進行穩(wěn)定的操作。并且塔設備應保證能長期連續(xù)操作。（3）流

9、體流動的阻力小。即流體通過塔設備的壓力降小。這將大大節(jié)省生產(chǎn)中的動力消耗，以及降低經(jīng)常操作費用。對于減壓蒸餾操作，較大的壓力降還使系統(tǒng)無法維持必要的真空度。（4）結構簡單、材料耗用量小、制造和安裝容易。這可以減少基建過程中的投資費用。（5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調節(jié)和檢修。事實上，對于現(xiàn)有的任何一種塔型，都不可能完全滿足上述所有要求，僅是在某些方面具有獨到之處根據(jù)設計任務書，此設計的塔型為篩板塔。篩板塔是很早出現(xiàn)的一種板式塔。五十年代起對篩板塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設計方法。與泡罩塔相比，篩板塔具有下列優(yōu)點：生產(chǎn)能力大2040%，塔板效率高10

10、15%，壓力降低3050%，而且結構簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝、維修都較容易。從而一反長期的冷落狀況，獲得了廣泛應用。近年來對篩板塔盤的研究還在發(fā)展，出現(xiàn)了大孔徑篩板（孔徑可達2025mm），導向篩板等多種形式。篩板塔盤上分為篩孔區(qū)、無孔區(qū)、溢流堰及降液管等幾部分工業(yè)塔常用的篩孔孔徑為38mm，按正三角形排列空間距與孔徑的比為2.55近年來有大孔徑（1025mm）篩板的，它具有制造容易，不易堵塞等優(yōu)點，只是漏夜點低，操作彈性小。篩板塔的特點如下：（1）結構簡單、制造維修方便。（2）生產(chǎn)能力大，比浮閥塔還高。（3）塔板壓力降較低，適宜于真空蒸餾。（4）塔板效率較高，但比浮閥塔稍低。（5）

11、合理設計的篩板塔可是具有較高的操作彈性，僅稍低與泡罩塔。（6）小孔徑篩板易堵塞，故不宜處理臟的、粘性大的和帶有固體粒子的料液。二產(chǎn)品與設計方案簡介（1） 產(chǎn)品性質、質量指標 產(chǎn)品性質：有杏仁味的無色透明、易揮發(fā)液體。密度1105g/cm3。沸點1316。凝固點-45。折射率15216(25)。閃點294。燃點6378，折射率15246，粘度(20)0799mpa·s，表面張力3328×10-3nm溶解度參數(shù)95。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多數(shù)有機溶劑，不溶于水。易燃，蒸氣與空氣形成爆炸性混合物，爆炸極限1. 3-71(vol)。溶于大多數(shù)有機溶劑，不溶于水。常溫下不受空氣

12、、潮氣及光的影響，長時間沸騰則脫氯。蒸氣經(jīng)過紅熱管子脫去氫和氯化氫，生成二苯基化合物。有毒在體內有積累性，逐漸損害肝、腎和其他器官。對皮膚和粘膜有刺激性對神經(jīng)系統(tǒng)有麻醉性，ld502910mgkg，空氣中最高容許濃度50mgm3。遇高溫、明火、氧化劑有燃燒爆炸的危險。質量指標：氯苯純度不低于99.8%，塔頂產(chǎn)品苯純度不低于98%，原料液中苯38%。（以上均為質量分數(shù)）（2） 設計方案簡介 對于苯-氯苯的分離，本設計采用篩板塔進行連續(xù)精餾。原料經(jīng)預熱器預熱至泡點溫度后進入塔內進行精餾操作。塔內采用常壓操作，用間接蒸汽加熱。塔底設置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至泡點下一部分回流入塔，其余部分經(jīng)

13、產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲灌。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。（3） 工藝流程及說明 原料預熱器苯氯苯混合液 精餾塔回流液液體蒸汽再沸器全凝器氯苯苯冷卻器2冷卻器1貯槽（98%苯）貯槽（99.8%氯苯）說明：苯、氯苯混合料夜經(jīng)原料預熱器加熱至泡點后，送入塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽向再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至貯槽。3、 工藝計算及主體設備設計（一）全塔的物料衡算 1料夜及塔底產(chǎn)品含苯的摩爾分率 苯和氯苯的相對摩爾質量分別為78和112.5kg/kmol。 2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量3原料液及

14、塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以300天，一天以24小時計，有：，全塔物料衡算： f=102.25kg/hd=72.69kg/hw=29.56kg/h（二）塔板數(shù)的確定1理論塔板層數(shù)的確定苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法求取，步驟如下：第 4 頁 共 23 頁1）由已知的t-表，以及泡點方程xa=（p-p°b）/（p°a-p°b） 和露點方程yn=p°a/p（p=101.3kpa),得到t-x-y的關系，如表一：t/8090100110120130131.8xa10.680.440.260.130.020yb10.920.7

15、80.600.380.070據(jù)表一繪出圖，如圖一。 圖一2）求最小回流比rmin及確定操作的回流比r在圖上，因，查得，而，。故有：取r=2rmin，故有r=0.5。3）求理論塔板數(shù)nt 精餾段操作線：在圖一上，畫精餾段操作線與q=1相交于一點e。又因為點c(,)已知，連接c、e兩點，并且做對角線。最后做梯級圖，得到nt=9.5。其中精餾段理論塔板數(shù)為2層，提餾段為6.5層（不包括再沸器），第三層為加料板。2實際塔板數(shù)1）全塔效率第 5 頁 共 23 頁依式 et=0.17-0.616lgm根據(jù)塔頂塔底液相組成，利用內插法，求得全塔平均溫度tm。計算如下：xd=0.986，td=90-（90-8

16、0）*（0.986-0.68）/（1-0.68）=80.4375。xw=0.002，tw=130+（131.8-130）*（0.02-0.002）/0.02=131.62tm=(td+tw)/2=106.03該溫度下進料液相粘度為:查化原附錄十五，知=0.29；根據(jù)化原設計手冊p103表16，計算得=0.255+（0.255-0.233）*（106.03-100）/(100-110)=0.242。所以，該溫度下進料液相平均粘度為lgm =0.702 +0.298 =0.702*0.242+0.298*0.29 =0.256 et=0.17-0.616lg0.256=0.5352） 實際塔板數(shù)n

17、 精餾段n精=2/0.535=3.744層 提餾段n提=6.5/0.535=12.1513層（三）塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算以精餾段為例進行計算1平均壓強塔頂操作壓力：每層塔板壓降：進料板壓力：pf=105.4+0.7*n精=108.2精餾段平均壓力：pm=(pd+pf)/2=106.82平均溫度 由下面兩個式子， pd=pa°xa+pb°xb=105.4 pf=pa°xa+pb°xb=108.2 經(jīng)多次試差，得 td=81.5 tf=91.5 tm=86.53平均分子量 塔頂：xd=y1=0.986,x1=0.925 = 進料板：y=0

18、.333x+0.657 x1=0.925 y2=0.965x1=0.925精餾操作線平衡線x2=0.835 y3=0.935平衡線 x3=0.733所以 yf=0.935 xf=0.733精餾段平均摩爾質量計算：4平均密度1)液相平均密度計算塔頂=912.13-1.1886td=815.26kg/m3=1124.4-1.0657td=1037.55kg/m3進料板 由進料板液相組成xa=0.733得 aa=0.733*78/（0.733*78+0.267*112.5）=0.66 tf=91.5 =912.13-1.1886*91.5=803.3731=1124.4-1.0657*91.5=10

19、26.8885精餾段液相平均密度為2)氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即5液體的平均表面張力 1)塔頂td=81.5 xa=0.986 xb=0.014 =21.2-(21.2-20.6)*(81.5-80)/(85-80)=21.02 =26.1-(26.1-25.7)*(81.5-80)/(85-80)=25.98 =21.082)進料板 tf=91.5 xa=0.702 xb=0.298同理算出，=19.74 =24.92 =21.05 精餾段液相的平均表面張力： 6液體的平均粘度 1)塔頂 td=81.5 xa=0.986 xb=0.014 2)進料板 tf=91.5 xa=0

20、.702 xb=0.298同理算出， 故，精餾段液相平均粘度計算 （4） 精餾段的汽液負荷計算v=(r+1)d=109.035kmol/hl=rd=36.35kmol/hlh=3.6m3/h（5） 塔和塔板主要工藝結構尺寸的計算1塔徑取板間距，板上液層高度，則查smith圖得， smith圖由下式計算取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標準塔徑圓算后為 實際空塔氣速為 2塔板工藝結構尺寸的設計與計算1）溢流裝置采用單溢流弓形降液管、平形受液盤及平直溢流堰，且不設進進口堰。溢流堰長（出口堰長）溢流堰高度由，2.5=3.6/0.782.5=6.7m查液流收縮系數(shù)圖得，e=1.025 液流收縮系數(shù)圖由

21、 =0.0081故 降液管的寬度和降液管的面積由，查弓形降液管的寬度與面積圖得，故 ，。液體在降液管內的停留時間 弓形降液管的寬度與面積圖降液管的底隙高度取液體通過降液管底隙的流速由下式計算 2） 塔板布置邊緣區(qū)寬度與安定區(qū)寬度 開孔區(qū)面積 式中開孔數(shù)和開孔率取篩孔的孔徑，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度，且取。故孔心距。每層塔板的開孔數(shù) 每層塔板的開孔率=ao/aa=0.907/3.02=10.1(應在515%，故滿足要求) 每層塔板的開孔面積 氣體通過篩孔的孔速。塔板布置圖如下，3塔高1）塔頂空間hd 考慮到塔頂要安裝除霧器的問題，應留有足夠空間，故取hd=1.2m.。2）塔底空間hb

22、塔底要有一部分貯液，且貯液與塔底第一塊塔板間也要有一定的空間。故，取hb=3m。3） 人孔 經(jīng)計算，共有17層塔板。一般每隔6-8層塔板設一個人孔，故取2個人孔，分別設在第六層和第十二層。人孔直徑取0.45m，人孔處板間距取0.6m。4） 進料處板間距hf取2倍的板間距，即0.8m。5) 實際總塔高h=z+hd+hb+np*hp+nf*hf=(17-1-np-nf)ht+hd+hb+np*hp+nf*hf=11.4m。 精餾塔結構圖（6） 塔板上的流體力學驗算1氣體通過篩板壓降和的驗算1） 氣體通過干板的阻力壓降 由 查干篩孔的流量系數(shù)圖得出，。 干篩孔的流量系數(shù)圖 2） 氣體通過板上液層的壓

23、降 動能因子 查充氣系數(shù)與動能因子關聯(lián)圖，取板上液層充氣系數(shù)為0.61 充氣系數(shù)與動能因子關聯(lián)圖 1故求得 3）氣體克服液體表面張力產(chǎn)生的壓降故 （設計允許值）2霧沫夾帶量的驗算式中：=2.5×0.06=0.153漏液的驗算篩板的穩(wěn)定性系數(shù)故在本設計中無明顯漏液。4液泛的驗算為防止降液管發(fā)生液泛，應使降液管中的清液層高度苯氯苯物系屬于一般物系，取=0.5而板上不設進口堰，則成立，故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。通過流體力學驗算，可認為精餾段塔徑及塔板各工藝結構尺寸合適。（7） 塔板負荷性能圖1液沫夾帶線（1）以氣為限，求關系如下 （a）式中： （b） （c） 將式（b）（c）代入（a）

24、中，得到解得 （1）在操作范圍內，任取幾個值，依式（7-2）算出對應的值列于下表： 表一0.00070.0040.0060.0071.6961.4691.3661.319 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（1）2液泛線（2） （e） （f） （g） （h）將（f）（g）（h）及=0.5,ht=0.4,hw=0.052代入（e）中得到， (2)在操作范圍內，任取幾個值，依式（7-4）算出對應的值列于下表： 表二0.00070.0040.0060.0071.6971.5241.4141.354依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2）3液相負荷上限線（3）取液體在降液管中的停留時間為4s，作出與氣體流量無關的垂直液相

25、負荷線（3）4 漏液線（氣相負荷下限線）（4）將 =0.052+0.787ls2/3，代入漏夜點氣速式， ao=0.0770m.在操作范圍內，任取幾個值，依式算出對應的值列于下表： 表三0.00070.0040.0060.0070.4880.5250.5410.548依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線4。5液相負荷下限線(5)由取平堰，堰上液層高度為0.006m作為液相負荷下限條件。取e=1.0，根據(jù)how=(2.84/1000)e(3600ls,min/lw)2/3,得到。據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下下限線5。依據(jù)以上各方程，可作出篩板塔的負荷性能圖如下在負荷性能圖上，做出操作點a，連接oa

26、,即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為霧沫夾帶控制，下限為漏液控制。由下圖三可查得vs，min=0.48m3/svs，max=1.62m3/s故操作彈性為vs，max/vs，min=1.62/0.48=3.375m3/s精餾塔負荷圖（8） 精餾塔的設計計算結果匯總一覽表 項 目符 號單 位計 算 結 果平均壓強pmkpa106.8平均溫度tm86.5平均流量氣相m3/s0.85液相m3/s0.001全塔效率0.535實際塔板數(shù)塊4板間距m0.4塔段的有效高度zm6.4塔徑dm1.2空塔氣速um/s0.75塔板液流型式單溢流型溢流裝置溢流管型式弓形堰長m0.78堰高m0.052降液管寬度m0.146底隙高度m0.032板上清液層高度m0