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1、, 广东石油化工 学院 学 院化工原理课程设计题目:7万吨/年苯氯苯连续精馏塔浮阀塔的设计 指导教师 ：李 燕 成绩 评阅教师 姓名 梁 海 滨 班级 化 工 10-7 班 学号 10014020720 完成时间 2013-1-13 目录化工原理课程设计任务书。4设计计算书。5一、设计方案的确定及流程说明.。5 1.1设计方案的思考。5 1.2设计方案的特点。5 1.3工艺流程的确定。5 1.4设计方案的确定及工艺流程的说明。6 1.5符号说明。6二、塔的工艺计算.。8 2.1物料衡算。8 2.1.1全塔的物料衡算。8 2.1.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率。8 2.2理论塔板数的求取。8 2
2、.2.1梯级图解法（MT法）求取。8 2.2.2 确定操作的回流比R。9 2.2.3求精馏塔的汽、液相负荷。10 2.3实际塔板数。12 2.3.1全塔效率。122.4精馏塔主要物性。13 2.4.1平均压强。13 2.4.2 平均温度。13 2.4.3平均分子量。14 2.4.4平均密度。142.4.4.1液相平均密度。142.4.4.2汽相平均密度。152.4.5 液体的平均表面张力。162.4.6 液体的平均粘度。16 2.4.6.1 塔顶液相平均粘度。172.4.6.2 进料板液相平均粘度。172.4.6.3 塔底液相平均粘度。182.4.7 气液相体积流量。18三、塔和塔板的工艺尺寸
3、设计。193.1塔高，塔高及塔径的确定并圆整。193.2塔板结构尺寸的确定。203.2.1 溢流装置.。203.2.2溢流堰长（出口堰长）。213.2.3出口堰高。213.2.4 降液管的宽度和降液管的面积。223.2.5 降液管的底隙高度。223.2.6 塔板的分块。233.2.7边缘区宽度确定.。233.2.8开孔区面积计算.。233.2.9 浮阀数计算及其排列。233.3塔板的流体力学验算；绘出塔板的负荷性能图。253.3.1塔板压降。253.3.2 液泛计算。273.3.3雾沫夹带的计算。29 3.3.4 雾沫夹带上限线。313.3.5液泛线。323.3.6 液相负荷上限线。343.3
4、.7气体负荷下限线（漏液线）。343.3.8 液相负荷下限线。34四、辅助设备选型与计算。364.1塔顶冷凝器.。364.2塔底再沸器。374.3塔顶空间。384.4塔底空间。384.5人孔数目。384.6 塔高。38五、接管尺寸计算。405.1 进料管.。405.2 回流管。405.3 塔顶蒸汽接管。415.4 釜液排出管。415.5 塔釜进气管。42七、设计结果汇总表。42八、对本设计的评述。43参考文献。44化工原理课程设计任务书(一)设计题目 ：苯氯苯连续精馏塔浮阀塔的设计(二)设计任务及操作条件工艺参数：原料含苯48 (质量分数，下同)塔顶产品中苯含量为：不小于99，塔底残液中含苯为
5、：不高于2。该塔的生产能力为： 质量流量=7万吨/年，每年按300天计算,每天24小时连续运转。基本条件：顶压强为4kPa(表压)，单板压降0.7kPa，进料状态：自选，再沸器采用低压蒸汽加热0.5MPa，R=（1.22）Rmin。二、设计内容：1、设计方案的确定及流程说： 确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制的主要仪表，并对操作条件和主要设备做简要说明。2、塔的工艺计算：物料衡算、理论板数、实际板数、热量衡算、精馏塔主要物性。3、塔和塔板的工艺尺寸设计：1）塔高、塔高及塔径的确定并圆整；2）塔板结构尺寸的确定；3）塔板的流体力学验算；绘出塔板的负荷性能图。4
6、、辅助设备选型与计算：1）塔顶冷凝器的热负荷和冷却水用量；2）塔底再沸器的热负荷和水蒸汽用量；5、接管尺寸计算；6、绘制塔板结构图（大号坐标纸）、绘制装置工艺流程图、塔设备结构简图；7、设计结果概要或设计一览表；8、对本设计的评述或有关问题的分析讨论。三、设计要求：1、设计完成后，设计说明书一份。设计说明书包括：封面、目录、设计任务书、设计计算书、设计结果汇总表、塔板的负荷性能图、塔板结构图、装置工艺流程图、塔设备结构简图、参考文献及设计自评表等。2、设计计算书主要包括：设计内容四、参考文献格式：作者 题名 书刊名 出版地 出版者 出版日期 参考章节 五、参考书目:1、 姚玉英 . 化工原理
7、,上册,1版.天津:天津大学出版社,19992、 柴诚敬.化工原理课程设计. 1版.天津:天津大学出版社,19943、 匡国柱.化工单元过程及设备课程设计. 1版.北京:化学工业出版社,20024、 李功祥.常用化工单元设备设计.1版.广州:华南理工大学出版社,2003设计计算书一、设计方案的确定及流程说明:1.1设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格25100mm、高度0.51.5m，每段塔节可设置12个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升
8、蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温300范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示1.2设计方案的特点浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对
9、比，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。1.3工艺流程的确定原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔F1型浮阀塔，塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。以下是浮阀精馏塔工艺简图：1.4设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料（q=1），将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至
10、塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.5符号说明：Aa塔板开孔区面积，m2Af降液管截面积，m2A0阀孔总面积，m2At塔截面积，m2c0流量系数，无因次C计算umax时的负荷系数，m/sd 填料直径，md0筛孔直径，mD 塔径，mDL液体扩散系数，m2/sDV气体扩散系数，m2/sev液沫夹带量，kg(液)/kg(气) E液流收缩系数，无因次ET总板效率，无因次F气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2)F0阀孔气相动能因子，g重力加速度，9.8m/s2h填料层分段高度
11、，mh1进口堰与降液管间的水平距离，mhc与干板压降相当的液柱高度，m液柱hd与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，mhf塔板上鼓泡层高度，mhl与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱hL板上清液层高度，mhmax允许的最大填料层高度，mh0降液管的低隙高度，mhOW堰上液层高度，mhW出口堰高度，mhW进口堰高度，mh与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱H板式塔高度，mHB塔底空间高度，mHd降液管内清液层高度，mHD塔顶空间高度，mHF进料板处塔板间距，mHOG气相总传质单元高度，mHP人孔处塔板间距，mHT塔板间距，mH1封头高度，H2裙座高度，lW堰长，mLh液体体积流量，m3/h
12、Ls液体体积流量，m3/hLw润湿速率，m3/（mh）m相平衡常数，无因次n阀孔数目NT理论板层数P操作压力，PaP压力降，PaPP气体通过每层筛板的压降，Par鼓泡区半径，mu空塔气速，m/suF泛点气速，m/su0气体通过阀孔的速度，m/su0，min漏液点气速，m/su0液体通过降液管底隙的速度，m/sVh气体体积流量，m3/hVs气体体积流量，m3/hwL液体质量流量，/hwV气体质量流量，/hWc边缘无效区宽度，mWd弓形降液管宽度，mx液相摩尔分数X液相摩尔比y气相摩尔分数Y气体摩尔比Z填料层高度 ，m充气系数，无因次空隙率，无因次液体在降液管内停留时间s粘度，Pas密度，kg/m
13、3表面张力，N/m开孔率或孔流系数，无因次填料因子，l/m液体密度校正系数，无因次下标max最大的min最小的L液二、塔的工艺计算2.1物料衡算2.1.1全塔的物料衡算料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。5712.1.2 平均摩尔质量2.1.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有： ,全塔物料衡算： 釜液处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 2.2理论塔板数的求取2.2.1苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取，步骤如下：1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用
14、泡点方程和露点方程求取依据，将所得计算结果列表如下： 表3-1 相关数据计算温度/8090100110120130140苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710相对挥发度5.135135 54.6075094.44.1436463.949933.815789本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。平均相对挥发度，
15、则，汽液平衡方程为：2.2.2 确定操作的回流比R将表3-1中数据作图得曲线。图3-1 苯氯苯混合液的xy图在图上，因，查得，而，。故有：考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：2.2.3求精馏塔的汽、液相负荷 精馏段操作线：提馏段操作线：提馏段操作线为过和两点的直线。采用图解法求理论板层数,在x-y图上作平衡曲线和对角线，并依上述方法作精馏段操作线和提镏段。从开始，在精馏段操作线与平衡线之间绘由水平线和铅垂线构成的梯级。当梯级跨过两操作线交点时，则改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点为止。用Excel作图，各梯级的坐标如下XY0.99
16、30.9930.9833330.9930.983330.98655560.9679890.98655560.9679890.97632630.9436340.97632630.9436740.96008930.9049750.96008930.9048750.93431640.8445260.93431640.8455260.89401740.752780.89401740.752780.83285340.6174520.83285340.6174520.74263460.4267710.74263460.4263710.52957080.1586420.52957080.1586420.19
17、24850.313850.1924850.0313850.0322619X0.0280.0039720.03226190.0039720图3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解按上法图解得到：总理论板层数 块（包括再沸器）加料板位置 2.3实际塔板数2.3.1全塔效率选用公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPas的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。 查图一，由=0.993 =0.028查得塔顶及塔釜温度分别为：=80.22 =129.17，全塔平均温度 =(+)/2=(80.22+129.17)/2=104.70表3-4 苯-氯苯温度粘度关系表温度204
18、06080100120140苯 粘度mPas0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯 粘度mPas0.750.560.440.350.280.240.根据表3-4，利用差值法求得：，。精馏段：块，取块提馏段：块，取块2.4精馏塔主要物性2.4.1平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：塔底： 精馏段平均压强提镏段平均压强2.4.2 平均温度利用表3-1数据，由拉格朗日差值法可得塔顶温度 ,加料板 ，塔底温度 ，精馏段平均温度 提镏段平均温度 2.4.3平均分子量精馏段： 液相组成：，气相组成：，所以 提镏段：液相组成：，气相组成：，所以 2.4
19、.4平均密度 2.4.4.1液相平均密度 表4-1 组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130140苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ： 推荐：氯苯 ： 推荐：式中的t为温度，塔顶：进料板： 塔底： 精馏段：提镏段：2.4.4.2汽相平均密度精馏段：提镏段：2.4.5 液体的平均表面张力表5-1 组分的表面张力温度8085110115120131A苯21.220.617.316.816.315.3B氯苯26.125.722.722.221.620.4液体平均表面张
20、力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由，用内插法得， , 进料板液相平均表面张力的计算由，用内插法得， , 塔底液相平均表面张力的计算由，用内插法得， , 精馏段液相平均表面张力为提镏段液相平均表面张力为2.4.6 液体的平均粘度 表三 不同温度下苯氯苯的粘度 温度t，6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用 表示2.4.6.1 塔顶液相平均粘度，2.4.6.2 进料板液相平均粘度，2.4.6.3 塔底液相平均粘度， ，,2.4.7 气液相体积流量精馏段：汽相体积流
21、量汽相体积流量液相体积流量液相体积流量提镏段：汽相体积流量汽相体积流量液相体积流量液相体积流量三、塔和塔板的工艺尺寸设计3.1塔高，塔高及塔径的确定并圆整精馏段：初选塔板间距及板上液层高度，则：按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：m/s取安全系数为0.8，则空塔气速为 精馏段的塔径 按标准塔径圆整取提镏段：初选塔板间距及板上液层高度，则：按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：m/s取安全系数为0.8，则空塔气速为精馏段的塔径按标准塔径圆整取3.2塔板结构尺寸的确定3.2.1 溢流装置因塔径为1
22、.6m，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。3.2.2溢流堰长（出口堰长）取精馏段堰上溢流强度,满足强度要求。提镏段堰上溢流强度,满足强度要求。3.2.3出口堰高对平直堰精馏段：由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：（满足要求）验证： (设计合理)提镏段：由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：（满足要求）验证： (设计合理)3.2.4 降液管的宽度和降液管的面积由，查化工原理下册P166图3-10得，即：，。 液体在降液管内的停留时间精馏段：（满足要求）提镏段：（满足要求）3.2.5 降液管的底隙高度精馏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜
23、小于0.020.025m，本结果满足要求） 故合理提镏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求） 故合理选用凹形受液盘，深度3.2.6 塔板的分块本设计塔径为，故塔板采用分块式，塔板分为4块。3.2.7边缘区宽度确定 取 3.2.8开孔区面积计算 其中： 故 3.2.9 浮阀数计算及其排列精馏段：预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速，即F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心则排间距考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用0.071
24、m,而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数实际孔速 阀孔动能因数为所以阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范围内，故此阀孔实排数适用。此开孔率在10%14%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。提镏段：预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速即F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心则排间距考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用0.066m,而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数实际孔速 阀孔动能因数为所以阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范
25、围内，故此阀孔实排数适用。此开孔率在10%14%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。阀孔排列3.3塔板的流体力学验算；绘出塔板的负荷性能图3.3.1塔板压降精馏段（1）计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即（2） 计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和氯苯混合液，液相为油，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式（3）计算液体表面张力所造成的静压头降 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为 在265530Pa内，故此压强数适用提镏段：(1)计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干
26、板静压头降，即(2)计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和氯苯混合液，液相为油，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式(3)计算液体表面张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为在265530Pa内，故此压强数适用3.3.2 液泛计算式精馏段：(1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算(2)液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中(3)板上液层高度：则 为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求(4) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大
27、于35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计可见，所夹带气体可以释出。提镏段：(1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算(2)液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中(3)板上液层高度：，则为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求(4) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计可见，所夹带气体可以释出。3.3.3雾沫夹带的计算判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积精馏段：苯和氯苯混合液可按正常
28、物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式及提镏段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式及为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。塔板负荷性能图3.3.4 雾沫夹带上限线对于苯氯苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率 (亦为上限值),利用式和便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有精馏段：整理后得即 即为负荷性能图中的线(y1)此式便
29、为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 2.4312.345 2.236 2.128 2.0199 1.912 提镏段：整理后得即 即为负荷性能图中的线(y1) 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 2.6192.534 2.429 2.323 2.219 2.113 3.3.5液泛线由式， 联立。即式中， ，板上液层静压头降 从式知，表示板上液层高度，。所以板上液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可用式则 式中阀孔气速与体积流量有如下关系 精馏段：式中各参数已知或已计算出，即；代入上式。整理后便可得与的关系，即 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 3.41 3.13 2.86 2.522.03 1.25 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。提镏段：；代入上式整理后便可得与的关系，即 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0