化工原理設計李河

1、設計題目 ：苯氯苯分離過程板式精餾塔設計化工原理課程設計任務書1課程設計的內容和要求（包括原始數(shù)據(jù)、技術要求、工作要求等）：（一）設計題目設計一座苯氯苯連續(xù)精餾塔， 要求年產純度為 99.0%的氯苯 341100 噸/年，塔頂餾出液中含氯苯不得高于 2%，原料液中含氯苯 30%（以上均為質量分數(shù)）（二）操作條件（ 1）塔頂壓力 4kPa(表壓 )（ 2）進料熱狀態(tài) 泡點進料（ 3）回流比 自選（ 4）塔底加熱蒸汽壓力 0.5MPa（ 5）單板壓降 0.7kPa（三）塔板類型篩板或浮閥塔式（ F1 型）（四）工作日每年 300 天，每天 24 小時連續(xù)運行（五）廠址廠址為天津地區(qū)（六）設計內容（

2、 1）精餾塔的物料衡算（ 2）塔板數(shù)的確定（ 3）精餾塔的工藝條件及有關物理數(shù)據(jù)的計算（ 4）精餾塔的塔體工藝尺寸計算（ 5）塔板主要工藝尺寸的計算化工原理課程設計任務書2對課程設計成果的要求包括圖表、實物等硬件要求：設計方案簡介工藝流程草圖及說明工藝計算及主體設備設計設計結果概要或設計一覽表附圖參考文獻3主要參考文獻：1 姚玉英等 . 化工原理下冊，天津：天津大學出版社， 19992 柴誠敬等 . 化工原理課程設計 . 天津：天津科學技術出版社， 19943 匡國柱，史啟才等 . 化工單元過程及設備課程設計 . 北京：化學工業(yè)出版社， 20024 化學工程手冊編輯委員會 . 化學工程手冊氣液

3、傳質設備 . 北京：化學工業(yè)出版社，19895 劉乃鴻等 . 工業(yè)塔新型規(guī)整填料應用手冊 . 天津：天津大學出版社， 19934課程設計工作進度計劃：序號起迄日期工作 內容109.12.2509.12.26查閱相關資料209.12.2608.11.27確定設計方案309.12.2709.12.28主要設備工藝設計計算409.12.2809.12.29數(shù)據(jù)核對校正509.12.2909.12.31制作設計說明書并校對主指導教師王步江日期：2009 年 12 月 31 日課程設計說明書設計名稱苯氯苯分離過程板式精餾塔設計設計題目板式精餾塔的設計設計時間2009 年 12 月 31 日2009年12

4、月31日化工原理課程設計說明書目錄一.設計計算 51.設計方案的確定52.精餾塔的物料衡算53.塔板數(shù)的確定54.精餾塔的工藝條件及有關物理數(shù)據(jù)的計算65.精餾塔的塔體工藝尺寸計算86.塔板主要工藝尺寸的計算9二.設計結果 10三.設計體會 11四.參考文獻 11一、【設計計算】（一）設計方案的確定本設計任務為分離苯氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用聯(lián)系精餾塔流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。 該物系屬于易分離物系， 最小回流比較小， 故操作回流比取最小回流

5、比的 2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。（二）精餾塔的物料衡算1. 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量M A =78kg/kmol氯苯的摩爾質量M B =113 kg/kmol0.6 780.687xF0.6 780.4 1130.98 78xD0.9840.98 780.02 1130.005 78xW0.0070.005 780.995 1132. 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾質量M F0.68778(10.687)11388.96kg/kmolM D0.98478(10.984)11378.56kg/kmolM F0.00778(10.007)113112

6、.76kg/kmol3. 物料衡算原料處理量總物料衡算苯物料衡算聯(lián)立解得0.990341100103W416.5 kmol/h300 24 112.76F D 416.50.687F0.984D416.50.007D 953.6kmol/hF1370.1 kmol/h（三）塔板數(shù)的確定1. 理論板層數(shù)的求取苯氯苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由手冊查得苯氯苯物系氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x y 圖求最小回流比及操作回流比。在圖中對角線上，自點（0.687，0.687）作垂線即為進料線(q 線)，該線與平衡線的交點坐標為yq0.917xq 0.6 8 7故最小回流比為xDyq0.9840.917

7、Rminxq0.9170.29yq0.687故取回流比為R2Rmin20.290.58求精餾塔的氣、液相負荷LRD0.58953.6553.1 kmol/hV(R1)D(0.58 1)953.6 1506.7 kmol/hLLF553.1 1370.1 1923.2kmol/hVV1506.7kmol/h,求操作線方程精餾段操作線方程為yRx1xD0.58x10.984 0.367 x 0.623R1R 10.58 10.581提餾段操作線方程為yLxW xW1923.2 x416.50.007 1.276x 0.00194VV1506.71506.7圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，

8、如圖所示（圖見附表）。求解結果為總理論板層數(shù)NT11.5（包括再沸器）進料板位置N F52. 實際板層數(shù)的求法精餾段實際板層數(shù)N 精 =4/0.52=7.7 8提餾段實際板層數(shù)N 提=5.5/0.52=10.5811(四)精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算以精餾段為例進行計算1.操作壓力計算塔頂操作壓力每層塔板壓降進料板壓力精餾段平均壓力2.操作溫度計算PD=101.3+4=105.3kPaP0.7 kPaPF105.30.7 8 110.9 kPapm(1 0.531 1.09)/2 1 0.81依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算泡點溫度，其中苯、氯苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算

9、過程略。計算結果如下：塔頂溫度tD80.4進料板溫度tF89.6精餾段平均溫度tm(80.4 89.6) / 2 85 3. 平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算由 xD y1 0.984 ，查平均曲線得x1 0.924M VDm0.98478(10.984)11378.49 kg/kmolM LDm0.92478(10.924)11380.66 kg/kmol進料板平均摩爾質量計算由圖解理論板得yF0.920查平衡曲線得xF0.680M VFm0.92078(10.920)11380.80 kg/kmolM LFm0.68078(10.680)11389.20 kg/kmol精餾段平均摩爾質

10、量M Vm(78.4980.80) / 279.65kg/kmolM Lm(80.66 89.20) / 284.93kg/kmol4平均密度計算(1)氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即VmPm M Vm108.879.652.91kg/m3RTm8.314 (85273.15)(2)液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1Lmai / i塔頂液相平均密度計算由 tD =80.4，查手冊得A 808.5kg / m3B801.4kg / m 3LDm1808.4kkg / m 30.98 / 808.50.02 / 801.4進料板液相平均密度的計算由 tF=89.6，查手冊得A7

11、79.5kg m3B774.7 kg m 3進料板液相的質量分率a A0.680780.5950.680780.320113LFm1777.6kg / m 30.595 / 779.5 0.405 / 774.7精餾段液相平均密度為Lm808 .4777 .6/ 2793 kg / m 35.液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即Lmxii塔頂液相平均表面張力的計算由 tD =80.4，查手冊得21.51mN / mAB26.25mN / mL D m0 .98621 .510.01426 .2521 .58 mN / m進料板液相平均表面張力的計算由 tF=89.6，查手冊得A2

12、0.01mN / mB25.0mN / m0.68020.010.32025.021.61mN / mLFm精餾段液相平均表面張力為Lm(21.5821.61) / 221.60mN / m6.液體平均粘度計算液體平均粘度依下式計算，即lgLmxi lgi塔頂液相平均粘度的計算由 tD =80.4，查手冊得A0.301mPa sB0.405mPa slgLDm0.986 lg(0.301)0.014lg(0.405)解出LDm0.306mPa s進料板液相平均濃度的計算由 tF=89.6，查手冊得A0.268mPa sB0.370mPa slgLFm0.680 lg(0.268)0.320g(

13、0.370)解出LFm0.297mPa s精餾段液相平均表面張力為Lm0.3060.297 / 20.302mPa s（五）精餾塔的塔體工藝尺寸的計算1. 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為VsVM Vm1506.779.6511.46m3 / s3600 Vm36002.91LsLM Lm553.184.930.0165m3/ s3600 Lm3600793由 umaxCLVV式中 C 由 5-5 計算，其中的 C20 由圖查取，圖的橫坐標為Lh1 / 20.016536001 / 2L793Vh11.4636000.0238V2.91，則取板間距 HT，板上液層高度L=0.40mh =0

14、.06mH ThL 0.400.060.34m查圖 5-1 得C200.2=0.0720.221.60CCL0.0720.0731202020max0.07317932.911.205 m s2.91取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為uumax 0.71.2050.844m/ sD4Vs4 11.464.16mu 3.14 0.844按標準塔徑圓整后為 D 4.1m 塔截面積為ATD 23.144.1213.20m 244實際空塔氣速為u11 .460.858m / s13 .202. 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z 精 =（N 精 1）HT=（ 8 1）× 0.4=2.8mZ

15、 提 =（N 提 1）HT=（ 111）× 0.4=4.0m在進料板上方開一入孔，其高度為0.8m故精餾塔的有效高度為Z=Z 精+Z 提 +0.8=2.8+4.0+0.8=7.6m（六）塔板主要工藝尺寸的計算1. 溢流裝置計算因塔徑 D=2.3m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：（1）堰長 l W取lW 0.66 4.1 2.71m（2）溢流堰高度 hW由hWhLhOW2 選用平直堰，堰上上層液高度hOW 由式 5-7 計算，即2 / 32.84LhhOWE1000l W近似取 E=1，則2.840.01652 / 3hOW36000.022 mE2.71100

16、0取板上清液層高度hL60mm故hW0.06 0.0220.038 m m（3）弓形降液管 W d 和截面積 A f由lW0.66D查圖 5-7 得A f0.0722W d0.124ATD故Af0.0722AT0.072213.20 0.9530m 3Wd0.124D0.124 4.1 0.5084m依式 5-9 驗算液體在降液管中停留時間，即3600A f H T 36000.95300.405sLh0.016523.1s3600故降液管設計合理（4）降液管底隙高度hohoLh3600lW uo取uo 0.09m / s則ho0.016536000.030m36002.710.09hWho

17、0.038 0.0300.008m 0.006m故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度 hW 38mm2.塔布布置（1） 塔板的分塊因 D 800mm，故塔板采用分塊式。查表5-3 得，塔板分為3 塊。（2） 邊緣區(qū)寬度確定取 WsWs0.065m ， Wc0.035m（3） 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積 Aa 按式 5-12 計算，即Aa2x r2x2r 2sin1 x180r其中xDWdWs1.40.50840.0650.13m22rDWc1.40.0350.665m22故Aa2 0.130.46520.1523.140.4652sin 1 0.130.274m 21800.465（4

18、）篩孔計算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，可選用3mm碳鋼板，取篩孔直徑 d o 5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t3d o3 515mm篩孔數(shù)目 n 為n1.155Ao1.155 0.2741407個t20.0152開孔率為do20.00520.90710.1%0.907t0.015氣體通過閥孔的氣速為uoVs3.539127.88m/ sAo0.1010.274二、實驗結果序 號1篩板塔設計計算結果項目平均溫度 tm，數(shù)值852平均壓力 m， kPa108.8P，（m33）3.539氣相流量 V s/s4液相流量 Ls，（m3）0.0051/s5實際塔板數(shù)196有效段高度 Z， m7.67塔徑， m2.38板間距，