苯-氯苯_化工原理課程設(shè)

1、 課程設(shè)計(jì) 題 目:處理能力為50000t/y的苯氯苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名: 周 戴 院系名稱: 化學(xué)與生物工程學(xué)院 班 級(jí): 生物工程0801班 指導(dǎo)老師：方 芳 課程設(shè)計(jì)成績?cè)u(píng)定表課程設(shè)計(jì)評(píng)分（按下表要求評(píng)定）評(píng)分項(xiàng)目設(shè)計(jì)說明書質(zhì)量（50分）圖紙質(zhì)量（30分）任務(wù)完成情況（10分）學(xué)習(xí)態(tài)度（10分）合計(jì)（100分）得分指導(dǎo)教師評(píng)語指導(dǎo)教師簽名：年 月 日教研室主任審核意見教研主任簽名：年 月 日操作條件（1）精餾塔頂?shù)膲簭?qiáng)4kpa(表壓)，單板壓降壓：（2）進(jìn)料熱狀態(tài) （3）回流比： 2 （4）冷凝器冷卻劑：水，冷卻劑溫度： ; （5）再沸器加熱劑：飽和水蒸氣，加熱劑溫度：p=2

2、at(表壓) 熱損失：q1=5%qb（6）每年按300天計(jì)，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。（7）廠址：長沙地區(qū)。課題要求及工作進(jìn)度任務(wù)要求：（1）原料液中氯苯含量：質(zhì)量分率=38%（質(zhì)量），其余為苯。（2）產(chǎn)品純度為99.8%（質(zhì)量）的氯苯。（3）塔頂餾出液中氯苯含量不得高于2.0%（質(zhì)量）。（4）生產(chǎn)能力：50000t/y氯苯產(chǎn)品，年開工300天。（5）對(duì)精餾過程進(jìn)行描述（6）精餾塔的物料衡算。（7）塔板數(shù)的確定（8）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（9）精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算（10）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算工作進(jìn)度設(shè)計(jì)計(jì)算：12天圖紙繪制：12天編寫設(shè)計(jì)說明書：23天化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、

3、設(shè)計(jì)題目苯氯苯連續(xù)精餾篩板塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)苯，氯苯純組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)溫度，80 90 100 110 120 130 131.8p0i0.133-1kpa苯760 1025 1350 1760 2250 2840 2900氯苯148 205 293 400 543 719 760三，設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件（一）設(shè)計(jì)任務(wù) （1）原料液中氯苯含量：質(zhì)量分率=38%（質(zhì)量），其余為苯。 （2）產(chǎn)品純度為99.8%（質(zhì)量）的氯苯。 （3）塔頂餾出液中氯苯含量不得高于2.0%（質(zhì)量）。 （4）生產(chǎn)能力：50000t/y氯苯產(chǎn)品，年開工300天。（二）操作條件（1）精餾塔頂壓強(qiáng)： 4.0kpa（表壓

4、）（2）進(jìn)料熱狀態(tài) （3）回流比： （4）單板壓降壓：（5）冷凝器冷卻劑：水，冷卻劑溫度： ; （6）再沸器加熱劑：飽和水蒸氣，加熱劑溫度：p=2at(表壓) 熱損失：q1=5%qb四、設(shè)計(jì)內(nèi)容（1）對(duì)精餾過程進(jìn)行描述（2）精餾塔的物料衡算。（3）塔板數(shù)的確定（4）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（5）精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算（6）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算目錄第一章 流程及生產(chǎn)條件的確定和說第一節(jié) 概述-81.1設(shè)計(jì)方案簡介 -81.2設(shè)計(jì)方案的確定和說明 -81.2.1裝置流程的確定 -91.2.2操作壓力的選擇 -91.2.3進(jìn)料熱狀況的選擇 -91.2.4加熱方式的選擇 -91.2.5

5、回流比的選擇 -9第二節(jié) 精餾塔的物料衡算 -91. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)-102. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量-103. 物料衡算 -11第三節(jié) 塔板數(shù)的確定 -111.塔頂溫度的確定 -112.q值的計(jì)算 -113.塔釜溫度確定 -114.相平衡方程 -1141求最小回流比與操作回流比 -1142求精餾塔的汽掖相負(fù)荷 -1143求操作線方程 -1144逐板計(jì)算法求理論板數(shù) -115.總理論板數(shù) -126實(shí)際板數(shù)的求取 -12 第二章 精餾塔工藝計(jì)算第一節(jié) 精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 -121操作壓力計(jì)算 -122.操作溫度 -123平均摩爾質(zhì)量 -134平均

6、密度計(jì)算 -134.1氣相平均密度計(jì)算 - 134.2液相平均密度計(jì)算 -135液體平均表面張力 -146液體平均黏度 -15第三章 精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算第一節(jié)精餾塔的塔體的工藝尺寸計(jì)算 -151塔徑計(jì)算 -15第二節(jié)提餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算-152.1操作壓力計(jì)算 -162.2 操作溫度計(jì)算 -172.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 -172.4平均密度計(jì)算 -172.41氣相平均密度計(jì)算 -172.42液相平均密度計(jì)算 -172.5液體表面張力計(jì)算 -182.6液體平均黏度計(jì)算 -19第三節(jié)提餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算3.1塔徑的計(jì)算 -193.2.提餾塔有效高度的計(jì)算 -20第四節(jié)塔板主要工藝尺

7、寸 -204.1溢流裝置計(jì)算 -214.1.1堰長 -214.1.2溢流堰高度-214.1.3弓行降液管寬度和截面積-214.1.4降液管底隙高度及受液盤深度為 -214.2.塔板布置 -224.2.1塔板分布 -224.2.2邊緣區(qū)寬度確定 -2024.2.3開孔區(qū)面積按式計(jì)算 -224.2.4篩孔計(jì)算及其排列 -22 第四章 設(shè)計(jì)結(jié)果列表 -29第五章 設(shè)計(jì)結(jié)果與討論和說明 -31第一節(jié) 設(shè)計(jì)結(jié)果自我評(píng)價(jià) -31第二節(jié) 設(shè)計(jì)結(jié)果及小組討論 -31第六章 結(jié)束語 -31第七章 參考文獻(xiàn)-34符號(hào)說明英文字母a閥孔的鼓泡面積m2af 降液管面積 m2at 塔截面積 m2b 操作線截距c 負(fù)荷系

8、數(shù)（無因次）c0 流量系數(shù)（無因次）d 塔頂流出液量 kmol/hd 塔徑 md0 閥孔直徑 met 全塔效率（無因次）e 液體收縮系數(shù)（無因次） 物沫夾帶線 kg液/kg氣f 進(jìn)料流量 kmol/hf0 閥孔動(dòng)能因子 m/sg 重力加速度 m/s2ht 板間距 mh 塔高 mhd 清液高度 mhc 與平板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhd 與液體流徑降液管的壓降相當(dāng)液柱高度 mhr 與氣體穿過板間上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhf 板上鼓泡高度 mhl 板上液層高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v堰上液層高度 mhp 與板上壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊簩痈叨?mh與克服液體表面張力的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?mh2v

9、溢液堰高度 mk 物性系數(shù)（無因次）ls 塔內(nèi)下降液體的流量 m3/slw 溢流堰長度 mm 分子量 kg/kmoln 塔板數(shù)np 實(shí)際塔板數(shù)nt 理論塔板數(shù)p 操作壓強(qiáng) pap壓強(qiáng)降 paq 進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)r 回流比rmin最小回流比u 空塔氣速 m/sw 釜?dú)堃毫髁?kmol/hwc 邊緣區(qū)寬度 mwd 弓形降液管的寬度 mws 脫氣區(qū)寬度 mx 液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率y 氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分率z 塔高 m希臘字母相對(duì)揮發(fā)度粘度 cp密度 kg/m3表面張力下標(biāo)r 氣相l(xiāng) 液相l(xiāng) 精餾段q q線與平衡線交點(diǎn)min最小max最大a 易揮發(fā)組分b 難揮發(fā)組分化工原理課程設(shè)計(jì) -篩板塔的設(shè)

10、計(jì)第一章 流程及生產(chǎn)條件的確定和說明第一節(jié) 概述精餾塔是現(xiàn)在化工廠中必不可少的設(shè)備，因此出現(xiàn)了很多種的精餾塔。塔設(shè)備按其結(jié)構(gòu)形式基本可分為兩類：板式塔和填料塔。其中，浮閥塔是內(nèi)置一定數(shù)量的閥，浮閥可根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，可以避免漏夜降低氣速。浮閥塔保留了泡罩塔的操作彈性大的優(yōu)點(diǎn)并且浮閥塔板的生產(chǎn)能力大于泡罩塔板。因此發(fā)展很快。所以做分離苯氯苯的課程選擇了篩板塔。1.1設(shè)計(jì)方案簡介 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-氯苯混合物連續(xù)精餾。設(shè)計(jì)中采用25進(jìn)料,將原料通過預(yù)熱器加熱至25送入精餾塔內(nèi).塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜用再沸器加

11、熱水至飽和過熱水蒸氣狀態(tài)，送至塔內(nèi)，塔釜塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)如下表：工藝條件數(shù)據(jù)進(jìn)料溫度25進(jìn)料組成（含氯苯w%）38%餾出液組成（含氯苯w%）2%產(chǎn)品純度（含氯苯w%）99.8%生產(chǎn)能力t/y(按氯苯計(jì)）50000r2 12設(shè)計(jì)方案的確定和說明1.2.1裝置流程的確定 精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器，精餾釜（再沸器）、冷凝器等設(shè)備。精餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)精餾和間接精餾兩種流程。連續(xù)精餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)精餾為主。 精餾是通過物料在塔內(nèi)的多次部分氣化與多系部分冷凝實(shí)現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器將余熱帶走。另外，為保持塔的操作穩(wěn)

12、定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波動(dòng)的影響。 塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器全凝器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。塔頂分凝器對(duì)上升蒸汽有一定的增濃作用，若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用分凝器。總之，確定流程時(shí)要較全面、合理地兼顧設(shè)備、操作費(fèi)用、操作控制及安全諸因素。1.2.2操作壓力的選擇精餾過程按操作壓力不同，分為常壓精餾、減壓精餾和加壓精餾。本實(shí)驗(yàn)采用的是常壓精餾。1.2.3進(jìn)料熱狀況的選擇 精餾操作有五種進(jìn)料熱狀況，進(jìn)料熱狀況不同，影響塔內(nèi)各層塔板的氣、液相負(fù)荷。工業(yè)上多采用接近泡點(diǎn)液體進(jìn)料和飽和液體（泡點(diǎn)）進(jìn)料，通常用釜

13、殘液預(yù)熱原料。若工藝要求減少釜塔的加熱量，以避免釜溫過高，料液產(chǎn)生聚合或結(jié)焦，則應(yīng)采用氣態(tài)進(jìn)料。1.2.4加熱方式的選擇 精餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱，例如精餾釜?dú)堃褐械闹饕M分是水，且在低濃度下輕組分的相對(duì)揮發(fā)度較大時(shí)宜用直接整齊加熱，其優(yōu)點(diǎn)是可以利用壓力較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費(fèi)用，并省掉間接加熱設(shè)備。但由于直接蒸汽的加入，對(duì)釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需要在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求。1.2.5回流比的選擇回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原因是使設(shè)備費(fèi)和操作費(fèi)用之和最低。設(shè)計(jì)時(shí)，應(yīng)根

14、據(jù)實(shí)際需要選定回流比，也可參考同類生產(chǎn)的經(jīng)驗(yàn)值選定。必要時(shí)可選用若干個(gè)r值，利用吉利蘭圖（簡捷法）求出對(duì)應(yīng)理論板數(shù)n，作出nr曲線，從中找出適宜操作回流比r，也可作出r對(duì)精餾操作費(fèi)用的關(guān)系線，從中確定適宜回流比r。第二節(jié) 精餾塔的物料衡算1、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 ma=78.11kg/kmol氯苯的摩爾質(zhì)量 mb=112.5 6kg/kmol 2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3. 物料衡算塔釜產(chǎn)品總物料衡算：氯苯物料衡算：第三節(jié) 塔板數(shù)的確定1. q=02. 理論板數(shù)的確定2.1.1 全塔平均相對(duì)揮發(fā)度的求取； 根據(jù) 我們先求取塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度：（試差法） 利用安

15、托尼公式：假設(shè)溫度為90攝氏度： 假設(shè)溫度為80攝氏度： 假設(shè)溫度為85攝氏度： 假設(shè)溫度為81.8攝氏度： 與接近故此時(shí)的溫度為塔頂?shù)呐蔹c(diǎn)溫度； 用相同的方法求取塔底的露點(diǎn)溫度和相對(duì)揮發(fā)度：全塔平均相對(duì)揮發(fā)度為：相平衡方程為； 把相對(duì)揮發(fā)度代入上式得操作條件下的相平衡方程： 因?yàn)?q=0 r=22.4精餾塔的氣液相負(fù)荷精餾段液體流量 精餾段氣體流量 提餾段液體流量 提餾段氣體流量2.5求操作線方程精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：相平衡方程：2.6求理論板數(shù)：逐板計(jì)算法（塔頂全凝器） 應(yīng)用精餾方程： 第一塊塔板： 第二塊塔板： 第三塊塔板： 第四塊塔板： 此時(shí) 換用提留段方程：第五塊塔板：

16、依次得到： 此時(shí) 即為提留段所需的板數(shù)。 所需要的總的理論板數(shù)為：92.8總板效率 2.9.實(shí)際板數(shù)的求取精餾段實(shí)際板數(shù)：提餾段實(shí)際板數(shù)：第二章 精餾塔工藝計(jì)算第一節(jié) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力：p d=101.3+4=105.3kpa每層塔板壓降：kpa進(jìn)料板壓力：pf =105.3+0.79=111.6kpa精餾段平均壓力：p精 =(105.3+111.6)/2=108.45kpa塔底操作壓力：pw111.6+0.711119.3 kpa提餾段平均壓力：p提(111.6+119.3)/2=115.45kpa2 操作溫度計(jì)算依據(jù)操作力，由泡點(diǎn)方程通過試差法

17、計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯，氯苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計(jì)算。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂因是泡點(diǎn)溫度：81.8進(jìn)料板溫度：102塔底溫度：tw=139.9精餾段平均溫度：(81.8+102)/2=91.9提餾段平均溫度：tm= (102+139.9)/2=120.953平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算y1 = xd =0.986由相平衡方程算得x1 =0.9420.98678.11+(1-0.986)112.56=78.59kg/koml0.94278.11+(1-0.942)112.56=80.11kg/koml進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算yf =0.785 由氣液平衡方程得 xf=0.457mvfm=0

18、.78578.11+(1-0.785)112.56=85.52 kg/komlmlfm=0.45778.11+(1-0.457) 112.56=96.82 kg/koml塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算xw=0.0029 由氣液平衡方程得 yw = 0.0125 mvwm=0.012578.11+(1-0.0125) 112.56=112.13 kg/komlmlwm=0.002978.11+(1-0.0029) 112.56=112.46kg/koml精餾段平均摩爾質(zhì)量mvm=(78.59+85.52)/2=82.06 kg/komlmlm=(80.11+96.82)/2=88.47kg/koml提餾段

19、平均摩爾質(zhì)量4平均密度計(jì)算(1)氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，則精餾段：=2.932提餾段：3.482（2）液相平均密度計(jì)算塔頂液相平均密度的計(jì)算由 81.8查手冊(cè)得苯塔頂81.8812.1進(jìn)料板102791.4塔底139.9744.1氯苯塔頂81.81039.1進(jìn)料板102925.3塔底139.9870.7a.塔頂平均密度=815.66進(jìn)料液相質(zhì)量分率a苯 =0.369進(jìn)料板平均密度=870.93精餾段液相平均密度 =(815.66+870.93)/2=843.30b.塔釜平均密度=870.40提餾段液相平均密度(870.40+870.93)/2=870.675、液體表面張力計(jì)算苯

20、()塔頂81.821.02進(jìn)料板10218.63塔底139.914.17氯苯塔頂81.819.81進(jìn)料板10217.53塔底139.913.29液相平均張力計(jì)算塔頂液相平均表面張力的計(jì)算=0.98621.02+0.01419.81=21.003進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算=0.45718.63+（1-0.457）17.53=18.03塔底液相平均表面張力的計(jì)算0.002914.17+（1-0.0029）13.2913.293精餾段液相平均表面張力為=(21.003+18.03)/2=19.52提餾段液相平均表面張力為(18.03+13.293)/2=15.666、液體平均黏度計(jì)算苯 ()塔頂8

21、1.80.298進(jìn)料板1020.251塔底139.90.184氯苯()塔頂81.80.307進(jìn)料板1020.262塔底139.90.200液相平均黏度依下式計(jì)算塔頂液相平均黏度計(jì)算lg=0.986lg0.298+（1-0.986）lg0.307解得 = 0.2981進(jìn)料板液相平均黏度計(jì)算lg=0.457lg0.251+（1-0.457）lg0.262=0.2569精餾段液相平均黏度為=(0.2981+0.2569)/2=0.2775塔釜液相平均黏度計(jì)算lg=0.0029lg0.184+（1-0.0.0029）lg0.200解得 = 0.2000提餾段液相平均黏度=（0.2569+0.2000）

22、/2=0.2285第三章 精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算第一節(jié) 精餾塔的塔體的工藝尺寸計(jì)算1塔徑的計(jì)算精餾段的汽、液相體積流率為=3.5381=0.0088由計(jì)算取板間距=0.50m,板上液高度=0.06m-=0.5-0.06=0.44m查圖得 c20 = 0.096取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為1.132m/s=1.995m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為2.0m塔截面積為 at = d2 / 4 = 3.1416 實(shí)際空塔氣流為 u = vs / at = 3.5381 / 3.1416 = 1.1262.提餾塔有效高度的計(jì)算（9-1）0.5=4.0m提餾段有效高度為=（11-1）0.5=5.0m在進(jìn)料板上方開一人孔，

23、其高度為0.8m，故精餾塔有效高度為4.0+5.0+0.8=9.8第四節(jié) 塔板主要工藝尺寸計(jì)算五、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1、溢流裝置計(jì)算 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管1，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：（1） 堰長?。?） 溢流堰高度由 選用平直堰，堰上液層高度由式計(jì)算近似取取板上清液高度 故 （3）弓形降液管寬度和截面和 由=0.66查圖11.19得0.0722 0.124故=0.0722=0.07223.1415=0.22681m=0.1241d=0.1242.0=0.248m依式5-9驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即=12.895s故設(shè)計(jì)合理（4） 降液管底隙高度 =0.08m/s=0.0

24、833m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤深度為=50mm 一般都大于50mm2、 塔板布置塔板分布因故塔板采用分塊塊式5塊4.2.2邊緣區(qū)寬度確定取0.08m =0.06m4.2.3開孔區(qū)面積按式計(jì)算，即其中=1-（0.248+0.08）=0.672r=1-0.06=0.96m=2.3799（4） 篩孔計(jì)算及排列本設(shè)計(jì)所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按三角形排列，取孔中心距篩孔數(shù)目為 開孔率為 氣體通過閥孔得氣速為 第五章 設(shè)計(jì)結(jié)果列表序號(hào)項(xiàng)目符號(hào)單位數(shù)值1精餾實(shí)際塔板數(shù)n塊9提餾實(shí)際塔板數(shù)n塊112板間距htm0.53塔徑dm24實(shí)際空塔氣速vm/s1.1265精餾塔有效高度hm4.0提餾塔有效高度hm5.06精餾溢流形式/單溢流提餾溢流形式/單溢流7精餾降液管形式/弓形提餾降液管形式/弓形8精餾堰長lwm1.32 提餾堰長lwm1.329精餾堰高h(yuǎn)wm0.03637提餾堰高h(yuǎn)wm0.0363710弓形降液管寬度wdm0.024811弓形降液管面積afm20.226812降液管停留時(shí)間s12.8913降液管底隙高度h0m0.083314凹形受液盤深度m0.05015塔板分塊/516