苯氯苯二元物系板式連續(xù)精餾塔

1、化工原理課程設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目苯-氯苯二元物系板式連續(xù)精餾塔設(shè)計一座苯-氯苯連續(xù)板式精餾塔,要求年產(chǎn)36432噸純度為97%的苯,塔底釜液中苯含量為1%,原料液中含苯65%（以上均為質(zhì)量百分數(shù))。二、操作條件(1)塔頂壓強:4kPa（表壓）(2)進料熱狀況:飽和蒸汽進料(3)回流比:R=2R(4)單板壓降不大于0.7kPa三、設(shè)備形式篩板塔四、設(shè)計工作日每年330天,每天24小時連續(xù)運行五、廠址青海省大氣壓約為77.31kPa的遠離城市的郊區(qū)六、設(shè)計要求1. 概述2. 設(shè)計方案的確定及流程說明3. 塔的工藝計算4. 塔和塔板主要工藝尺寸的確定（1）.塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）.塔

2、板的流體力學(xué)驗算（3）.塔板的負荷性能圖5. 設(shè)計結(jié)果一覽表6. 對本設(shè)計的評述表1 苯和氯苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量M沸點（K）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（atm）苯A氯苯B78.11112.6353.3404.9562.1632.448.344.6表2 苯和氯苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105,mmHg757.62889.261020.91185.651350.41831.7，mmHg147.44179.395211.35253.755296.16351.35510.8180.6780.5430.4400.276y10.9570.9110.8470.7820.665溫度

3、110115120125130131.75,mmHg23132638.52964335537464210，mmHg406.55477.125547.7636.505725.317600.1850.1310.08790.04540.01150y0.5630.4560.3430.2010.05660表3 液體的表面張力溫度6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32表4 苯與氯苯的液相密度溫度()6080100120140苯,kg/836.6815.0792.5768.9744.1氯苯,kg

4、/1064.01042.01019.0996.4972.9表5 液體粘度µ溫度()6080100120140苯（mP.s）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（mP.s）0.5150.4280.3630.3130.274表6 Antoine常數(shù)組分ABC苯6.0231206.35220.24氯苯7.13382182.68293.767第一章 設(shè)計方案的確定及流程說明苯和氯苯混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。流程圖如下：第3章 塔的物料衡算1、 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分

5、率二、平均分子量MF=0.728×78.11+（1-0.728）×112.6=87.49kg/kmolMD=0.979× 78.11+(1-0.979) × 112.6=78.83 kg/kmolMW=0.014 ×78.11+(1-0.014) × 112.6=112.11 kg/kmol3、 物料衡算塔頂出料 D=58.35kmol/h總物料衡算F=D+W（1）易揮發(fā)組分物料衡算0.728F=0.979*58.35+0.014W（2）聯(lián)立（1）、（2）解得： F=78.87 kmol/h W=20.52 kmol/hD=58.35

6、kmol/h四、物料衡算表進料量F，kg/h塔頂出料量D，kg/h塔底出料量W，kg/h690046002300合計69006900第四章 塔板數(shù)的確定一、理論塔板數(shù)NT的求取苯-氯苯屬理想物系，可采用M-T圖解法求NT。1、求最小回流比Rmin操作回流比R因飽和蒸汽進料，在x-y圖對角線上自點e(0.728,0.728)作平行線即為q線，該線與平衡線的交點坐標為yq=0.728,xq=0.36.此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標，故取操作回流比R=2Rmin=2×0.682=1.3643、求理論板數(shù)NT精餾段操作線方程為按M-T圖解法在x-y圖上作梯級得：NT=（7-1）層（

7、不包括塔底再沸器）。其中精餾段理論板數(shù)為2層，提餾段為3層，第層3為加料板。3、全塔效率ET 根據(jù) 根據(jù)塔頂、塔底液相組成查t-x-y圖，求得塔平均溫度為102.4，該溫度下進料液相平均粘度為： =0.728×0.245+(1-0.728)×0.350 =0.274mPas4、實際板層數(shù)Np 精餾段 N精=2/0.516=3.876取4層 提餾段 N提=3/0.516=5.8 取6層第五章 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算一、操作壓強Pm 塔頂壓強PD=4+77.31=81.3kPa，取每層塔板壓降P=0.7 kPa，則進料板壓強PF=81.3+0.7×4=84.1 k

8、Pa，塔底壓強為PW=84.1+0.7×6=88.3kPa，則精餾段平均操作壓強為提餾段平均操作壓強為二、溫度tm根據(jù)操作壓強，依下式兩式試差計算操作溫度：和試差結(jié)果，塔頂tD=74.8，進料板tF=95.3，塔底tW=124.9。則精餾段平均溫度tm，精=提餾段平均溫度tm，提=三、平均分子量Mm塔頂 xD=y1=0.979 x1=0.614MVDm=0.979×78.11+（1-0.979）×112.6=78.83kg/kmolMLDm=0.614×78.11+（1-0.614）×112.6=91.42kg/kmol進料板 yF=0.728

9、 xF=0.34MVFm=0.728×78.11+（1-0.728）×112.6=87.49kg/kmolMLFm=0.34×78.11+（1-0.34）×112.6=100.87kg/kmol塔底 y1=0.063 x1=xw=0.014MVWm=0.063×78.11+（1-0.063）×112.56=110.39kg/kmolMVWm=0.0143×78.11+（1-0.0143）×112.56=112.07kg/kmol則精餾段平均分子量：MVm（精）MLm（精）提餾段平均分子量：MVm（提）MVm（提）四

10、、平均密度m1、液相密度Lm依式 1/Lm=aA/LA+aB/LB（a為質(zhì)量分率）塔頂LmD=826.44kg/m3進料板，由加料板液相組成xA=0.34LmF=952.38kg/m3塔底LmW=987.7kg/m3故精餾段平均液相組成：Lm（精）=（826.44+952.38）/2=889.41kg/m3提餾段平均液相組成：Lm（提）=（952.38+987.7）/2=970.04kg/m32、氣相密度Vm五、液體表面張力mm，頂=0.979×21.91+(1-0.979)×24.32=21.96mN/mm，進=0.34×19.42+(1-0.34)×

11、22.08=21.176mN/mm，底=0.0143×15.92+(1-0.0143)×18.91=18.87mN/m則精餾段平均表面張力為：m，精提餾段平均表面張力為：m，提六、液體粘度LM L頂=0.979×0.327+(1-0.979)×0.451=0.329mPasL進 =0.34×0.267+(1-0.34)×0.378=0.340mPas L底=0.0143×0.207+(1-0.0143)×0.303=0.302mPas則精餾段平均液相粘度為 L(精)提餾段平均液相粘度為 L(提)第六章 氣液相負荷計

12、算一、精餾段氣液負荷計算m3/sL=RD=1.364×58.35=79.59kmol/hm3/sLh=8.60m3/h二、提餾段氣液負荷計算m3/sL´=L+qF=L=79.59kmol/hm3/sLh=8.74 m3/h第七章 塔和塔板主要工藝尺寸計算一、塔徑D1、精餾段塔徑 初選板間距，取板上液層高度，故；查Smith關(guān)聯(lián)圖得C20=0.071；依校正物系表面張力為時的C可取安全系數(shù)為0.60，則故按標準,塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速0.67m/s。2、提餾段塔徑 初選板間距，取板上液層高度，故；查Smith關(guān)聯(lián)圖得C20=0.068；依校正物系表面張力為時的C ,即

13、可取安全系數(shù)為0.60，則故按標準,塔徑圓整為1.0m,則空塔氣速0.682m/s。為統(tǒng)一精餾段和提餾段塔徑，取為D=1.6m。二、溢流裝置采用單溢流,弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進口堰。各項計算如下：1、精餾段溢流裝置計算（1）、溢流堰長取堰長為0.66D，即0.66×1.61.056m（2）、出口堰高由，查流體收縮系數(shù)計算圖知E=1.03故（3）、降液管的寬度與降液管的面積由查弓形降液管的寬度與面積圖得，故，由下式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即s>5s，符合要求）（4）、降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速2、提餾段溢流裝置計算（1）、溢流堰

14、長取堰長為0.66D，即0.66×1.61.056m（2）、出口堰高由，查流體收縮系數(shù)計算圖，知E1.03,故（3）、降液管的寬度與降液管的面積由查弓形降液管的寬度與面積圖得，故，由下式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即s（）5s，符合要求）（4）、降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速三、塔板布置1、精餾段塔板布置（1）、取邊緣區(qū)寬度Wc0.055 m,安定區(qū)寬度，（2）、開孔區(qū)面積其中，2、提餾段塔板布置（1）、取邊緣區(qū)寬度Wc0.075m,安定區(qū)寬度，（2）、開空區(qū)面積其中，四、篩孔數(shù)與開孔率1、精餾段取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距塔

15、板上的篩孔數(shù)，塔板上開孔區(qū)的開孔率（在515%范圍內(nèi)）每層板上的開孔面積m2氣體通過篩孔的氣速為篩孔排列圖見坐標紙，實排孔,經(jīng)校核，滿足篩板的穩(wěn)定性系數(shù)要求。2、提餾段取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距塔板上的篩孔數(shù)，篩孔排列圖見坐標紙，實排6022，但經(jīng)校核，篩板的穩(wěn)定性系數(shù)不滿足要求，故在適當位置堵孔2492，實開3530。m2則（在515%范圍內(nèi)）氣體通過篩孔的氣速為五、塔的有效高度Z精餾段 提餾段 精餾段與進料板間的距離可以取0.4m，故塔的有效高度Z=0.4+0.8+0.4=1.2m第七章 篩板的流體力學(xué)驗算一、精餾段篩板的流體力學(xué)驗算1.氣體通過篩板壓強相

16、當?shù)囊褐叨萮p(1)、干板壓降相當?shù)囊褐叨?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.84（2）、氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨扔沙錃庀禂?shù)與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)0.56（3）、克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋蕟伟鍓航?二、提餾段篩板的流體力學(xué)驗算1、干板壓降相當?shù)囊褐叨?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.842、氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋?由充氣系數(shù)與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)0.673、克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨?，故單板壓?二、霧沫夾帶量的驗算1、精餾段霧沫夾帶量的驗算 故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。2、提餾段霧沫夾帶量的驗算 故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過

17、量霧沫夾帶。三、漏液的驗算1、精餾段漏液的驗算篩板的穩(wěn)定性系數(shù)故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。2、提餾段漏液的驗算篩板的穩(wěn)定性系數(shù)故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。四、液泛驗算1、精餾段液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度， m取，則故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。2、提餾段液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度， mm取，則故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認為此精餾塔塔徑及各項工藝尺寸是適合的。第九章 塔板負荷性能圖一、精餾段塔板負荷性能圖1、霧沫夾帶線（1）式中 （a）近似取E1.0, 故 （$b） 取霧沫夾帶極限值為。已知，并將代

18、入得整理得：在操作范圍內(nèi)任取幾個值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表中LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.8121.7671.7211.6791.654依表中數(shù)據(jù)在VSLS圖中作出霧沫夾帶線(1)。2、液泛線（2）由得，近似取.0，（已算出），故將，及以上各式代入得整理得 在操作范圍內(nèi)任取幾個值，依上式計算Vs值列于下表中 LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.8911.8251.7611.6951.654依表中數(shù)據(jù)在VSLS圖中作出液泛線（2）。3、液相負荷上限線（3）取液體在降液管中停留時間為4秒，由下

19、式液相負荷上限線（3）在VSLS圖中為與氣相流量無關(guān)的垂線。4、漏液線（氣相負荷下限線）（4）由，代入漏液點氣速式（前已算出），代入上式并整理得此即氣相負荷下限線，在操作范圍內(nèi)任取幾個值，依上式計算相應(yīng)的值，列于下表LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.2431.2741.3051.3331.352依表中數(shù)據(jù)作氣相負荷下限線（4）。5、液相負荷下限線（5） 取平堰、堰上液層高度作為液相負荷下限條件，取則 整理上式得依此值在VSLS圖中作線即為液相負荷下限線（5）。將以上5條線標繪于圖中，即為精餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操

20、作點，OP為操作線。OP線與（1）線的交點相應(yīng)相負荷為，OP線與氣相負荷下限線（4）的交點相應(yīng)氣相負荷為。圖見坐標紙?？芍驹O(shè)計塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。精餾段的操作彈性一、提餾段塔板負荷性能圖1、霧沫夾帶線（1）式中 （a）近似取E1.0, 故 （b） 取霧沫夾帶極限值為。已知，并將代入得整理得：在操作范圍內(nèi)任取幾個值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表中LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.7281.6141.5721.4741.412依表中數(shù)據(jù)在VSLS圖中作出霧沫夾帶線(1)。2、液泛線（2）由得，近似取.0，（已算出），故將，及以上

21、各式代入得 整理得 在操作范圍內(nèi)任取幾個值，依上式計算Vs值列于下表中 LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.9621.8031.6641.4511.426依表中數(shù)據(jù)在VSLS圖中作出液泛線（2）。3、液相負荷上限線（3）取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式液相負荷上限線（3）在VSLS圖中為與氣相流量無關(guān)的垂線。4、漏液線（氣相負荷下限線）（4）由，代入漏液點氣速式（前已算出），代入上式并整理得此即氣相負荷下限線，在操作范圍內(nèi)任取幾個值，依上式計算相應(yīng)的值，列于下表LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s0.4770.4970.5120.5250.537依表中數(shù)據(jù)作氣相負荷下限線（4）。5、液相負荷下限線（5） 取平堰、堰上液層高度作為液相負荷下