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1、化工原理课程设计报告精馏塔设计学院专业班级学号指导教师天津大学 2023 级本科生化工原理课程设计目录苯-氯苯分别过程板式精馏塔设计任务3一设计题目3二操作条件3三塔设备型式3四工作日3五厂址3六设计容3设计方案4一工艺流程4二操作压力4三进料热状态4四加热方式4精馏塔工艺计算书5一全塔的物料衡算5二理论塔板数确实定5三实际塔板数确实定7四精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算8五塔体工艺尺寸设计10六塔板工艺尺寸设计12七塔板流体力学检验14八塔板负荷性能图17九接收尺寸计算19十附属设备计算21设计结果一览表24设计总结26参考文献26天津大学 2023 级本科生化工原理课程设计苯-氯苯精馏塔
2、的工艺设计苯-氯苯分别过程精馏塔设计任务一设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为 99.6%的氯苯 140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于 0.1%。原料液中含氯苯为 22%以上均为质量%。二操作条件1. 塔顶压强 自选；2. 进料热状况自选；3. 回流比自选；4. 塔底加热蒸汽压强 自选；5. 单板压降不大于 0.9kPa； 三塔板类型板式塔或填料塔。四工作日每年 300 天，每天 24 小时连续运行。五厂址厂址为地区。六设计容1. 设计方案确实定及流程说明2. 精馏塔的物料衡算； 3.塔板数确实定；4. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；5. 精馏塔主要工艺尺寸；326.
3、 精馏塔塔板的流体力学验算；7. 精馏塔塔板负荷性能图；8. 精馏塔关心设备选型与计算；9. 设计结果概要或设计一览表；10. 带掌握点的生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图；11. 设计总结和评述；设计方案确实定一、工艺流程苯和氯苯原料液经换热器由塔釜液预热至泡点连续进入精馏塔，塔顶蒸气经塔顶冷凝器 冷凝后，一局部馏分回流，一局部馏分作为产物连续采出；塔底液的一局部经塔釜再沸器气 化后回到塔底，另一局部连续采出。塔顶设置全凝器，塔釜设置再沸器，进料及回流液的输送承受离心泵。本设计承受筛板塔，因其构造简洁、易于加工、造价低廉，且具有处理力量大、塔板效率高、压降较低、适用于黏度不大的物系的分别等优
4、点。二、操作压力精馏过程按操作压力可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。确定操作压力时，必需根 据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性的综合考虑。一般优先使用常 压精馏，对热敏性物料或混合物泡点过高的物系，宜承受减压精馏。对于沸点低、在常压下 为气态的物料，应在加压下进展精馏在本方案所涉及的浓度围，苯和氯苯的相对挥发度相差 较大，易于分别，而且苯和氯苯在操作条件下均非热敏性物质，因此选用一般的常压精馏， 并实行连续操作的方式。三、进料热状态进料热状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有亲热的关系。q 值增加，则冷凝器负荷降低，再沸器负荷增加。对于低温精馏，承受较高 q 值更经济
5、；对于高温精馏，当D/F 值较大时，宜承受较小的q 值；当D/F 值较大时，宜承受q 值较大的气液混合物。本方案承受泡点进料。四、加热方式塔釜的加热方式通常分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。当塔底产物近于纯水且在浓度很低时溶液的相对挥发度仍较大时，可承受直接蒸汽加热。本方案承受间接蒸汽加热，塔釜设置再沸器。饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此本方案承受饱和水蒸气作为加热剂。天津大学 2023 级本科生化工原理课程设计精馏塔工艺计算书一、全塔的物料衡算苯的摩尔质量氯苯的摩尔质量进料及塔顶、塔底产品中苯的摩尔分数进料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量塔底产品量依据总物料衡算式及苯的物料衡算式联立求
6、得32二、理论塔板数确实定苯-氯苯属抱负体系，承受图解法求理论板数。由手册查得不同温度下苯和氯苯的饱和蒸气压数据，依据查阅气象资料可知地区年平均气压为101.6kPa。计算塔顶压力对应的汽液平衡数据，绘制x-y 图。图 1 图解法求理论板数本工艺承受泡点进料，进料热状况 q=1。q 线与平衡曲线的交点坐标为xq= 0.836，yq= 0.961。最小回流比取操作回流比精馏段气相及液相负荷提馏段气相及液相负荷精馏段操作线方程提馏段操作线方程T承受图解法求理论板数。求解结果为总理论板数 N= 16，其中精馏段理论板数 NT,精= 9，提馏段理论板数NT,提= 6不含再沸器，进料板位置 NF= 10
7、。设全塔效率ET= 0.5，则精馏段实际板数N精= 9 / 0.5 = 18，提馏段实际板数N提= 6 /0.5 = 12，总板数N = 18不含再沸器。三、实际塔板数确实定前已得出，塔顶压力则塔底压力由 Antoine方程及泡点方程通过试差法分别计算塔顶和塔底的温度泡点。计算得塔顶温度塔底温度则全塔平均温度由手册查得此温度下苯的黏度。氯苯的黏度进料液的黏度相对挥发度通过 Oconnell法估算全塔效率该数值低于假设值，故通过迭代重计算。最终得到满足精度要求的全塔效率值按此值计算得精馏段实际板数N = 19，提馏段实际板数 N = 13，总板数 N = 32不含精提再沸器。四、精馏塔的工艺条件
8、及相关物性数据的计算依据塔顶压力及单板压降，可计算进料板压力1 操作压力及塔底压力精馏段平均压力天津大学 2023 级本科生化工原理课程设计提馏段平均压力2 操作温度通过前文所述的泡点温度计算方法求取下，对应的进料板泡点温度前已求得塔顶温度以及下，对应的塔底泡点温度精馏段平均温度提馏段平均温度3 平均摩尔质量塔顶查平衡曲线得气相平均摩尔质量液相平均摩尔质量进料板由图解法第 10 块理论板为进料板。查平衡曲线得对应的气液相组成为32气相平均摩尔质量液相平均摩尔质量塔底查平衡曲线得气相平均摩尔质量液相平均摩尔质量精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量4 密度精馏段气相平均密度提馏段气相平均密度塔顶由
9、手册查得天津大学 2023 级本科生化工原理课程设计进料板则苯的质量分数塔底则则精馏段液相平均密度提馏段液相平均密度塔顶5 外表力进料板则则32塔底则精馏段平均外表力提馏段平均外表力五、塔体工艺尺寸设计1 塔径精馏段气液相流量分别为取塔板间距，板上液层高度，则查 Smith 关联图得，则负荷因子最大允许气速取塔板间距，板上液层高度，则取安全系数为 0.6，则空塔气速提馏段气液相流量分别为查 Smith 关联图得，则负荷因子最大允许气速取安全系数为 0.6，则空塔气速按标准塔径圆整，取。塔截面积为精馏段实际空塔气速提馏段实际空塔气速2 塔高塔板间距HT取 0.80m。塔顶空间高度HD塔底空间高度
10、HB取 2 倍塔板间距，即 1.60m。按下式计算。塔釜储液高度其中，塔釜料液停留时间 取 30min，查手册可知DN 3200mm 的封头容积为 0.635m3。塔底页面至最下层塔板间距h2取 2.065m，则间距可保证足够的工作空间。全塔开 6 个人孔，分别位于塔顶、第7 块板、第13 块板、进料板、第26 块板和塔釜，塔板塔的有效高度六、塔板工艺尺寸设计1 溢流装置塔径为 3.2m，应选用单溢流弓形降液管及凹形受液盘。取，则溢流堰堰长精馏段选用平直堰，Francis公式中液流收缩系数近似取。堰上层液高度由查手册得到降液管宽度与塔径之比及降液管截面积与塔截面积之比堰高度则液体在降液管中的停
11、留时间取液体通过降液板底隙的流速，则底隙高度故降液管设计合理取，则溢流堰堰长提馏段选用平直堰，Francis公式中液流收缩系数近似取。堰上层液高度堰高度由查得则停留时间取液体通过降液板底隙的流速，则底隙高度故降液管设计合理2 板面组成安定区宽度取，边缘区宽度取。因塔径较大，承受分块式塔板，塔板分为7 块。开孔区面积Aa用下式计算精馏段同理，可算得提馏段3 筛孔设计选取厚度的碳钢塔板，筛孔直径。精馏段和提馏段的筛孔均按正三角形排列，取筛孔中心距。精馏段 筛孔数目开孔率气体通过阀孔的气速同理可得提馏段七、塔板流体力学检验1 塔板压降由查得流量系数。则精馏段干板阻力塔板压降包括干板阻力、板上液层的有
12、效阻力及液体外表力引起的阻力。干板阻力同理，提馏段干板阻力气体通过液层的阻力精馏段以塔截面面积与降液区面积之差为基准计算的气体速度查手册得，充气系数，则板上液层的有效阻力气相动能因子提馏段液体外表力引起的阻力精馏段提馏段由以上各项分别计算得精馏段和提馏段的塔板压降精馏段提馏段均满足设计任务书给定的要求2 漏液精馏段漏液点气速实际孔速稳定系数提馏段漏液点气速实际孔速稳定系数3 液沫夹带精馏段鼓泡层高度依据 Hunt 关联式算得液沫夹带量提馏段鼓泡层高度液沫夹带量为防止塔发生液泛，降液管液层高度 应听从关系式，苯-氯苯物系属一般物系，取安全系数。精馏段和提馏段液沫夹带量均位于允许围。4 液泛精馏段
13、满足提馏段满足故精馏段和提馏段均不会发生液泛。八、塔的负荷性能图1 漏液线带入数据得，精馏段漏液线方程提馏段漏液线方程以为限，由2 液沫夹带线以上各式联立求得精馏段液沫夹带线方程提馏段液沫夹带线方程3 液泛线由以上各式联立，得精馏段液泛线方程提馏段液泛线方程对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，即4 液相负荷下线精馏段提馏段图 2 精馏段负荷性能图5 液相负荷上线精馏段和提馏段液体在降液管中停留时间 的下限分别取 10s 和 8s，由可得，精馏段提馏段由上述五条线可分别作出精馏段和提馏段的负荷性能图。图 3 提馏段负荷性能图九、接收尺寸计算1 进料管道 进料体积流量利用泵输送料液，取
14、液体流速选用的无缝钢管，实际流速则管径2 塔顶回流液管道塔顶回流液体积流量利用泵输送回流液，取液体流速选用的无缝钢管，实际流速则管径3 塔底料液排出管道塔底产品体积流量取液体流速选用的无缝钢管，实际流速则管径4 塔顶蒸气出口管道塔顶蒸气体积流量取气体流速选用的无缝钢管，实际流速则管径5 塔底蒸气进口管道塔底蒸气体积流量取气体流速选用的无缝钢管，实际流速则管径十、关心设备计算将 20 的原料液预热至泡点温度，加热介质承受 113 饱和水蒸汽0.16MPa，1 原料预热器冷凝液在饱和温度下流出。选定原料液走管程，加热蒸汽走壳程。壳程加热蒸汽定性温度管程流体定性温度依据定性温度查取有关物性数据。水的
15、汽化潜热水蒸气的密度苯及氯苯的恒压热容则原料液的恒压热容原料液的质量流量则热流量为平均传热温差加热蒸汽用量设总传热系数传热面积选用碳钢换热管，取管流速考虑 15%面积裕度，则单管程换热管数所需换热管长度为圆整为 6m。可按单管程设计，换热管数塔顶蒸气为 81.5 的饱和蒸汽，冷却水进出口温度分别设为20 和 30 。冷却水走管程，2 回流冷凝器塔顶蒸气走壳程。壳程蒸汽定性温度管程流体定性温度依据定性温度查取有关物性数据。冷却水的比热苯及氯苯的蒸发潜热则塔顶蒸气的蒸发潜热蒸气的质量流量则热流量为平均传热温差冷却水用量设总传热系数传热面积选用碳钢换热管，取管流速考虑 15%面积裕度，则单管程换热管
16、数所需换热管长度为圆整为 4.5m。承受单管程构造，换热管数塔釜液温度 141.8 ，承受 158.7 的饱和蒸汽加热0.6MPa。依据温度查取有关物化性质。3 塔釜再沸器水的汽化潜热水蒸气的密度苯及氯苯的蒸发潜热则塔顶蒸气的蒸发潜热釜液质量流量热流量设总传热系数传热面积拟用碳钢换热管，管长，则换热管数计算数据工程符号单位精馏段提馏段精馏塔平均温度t86.3116.5平均压力pkPa114.2128.5气相流量Vsm3/s9.9849.611设计结果一览表液相流量Lsm3/s0.014320.04662实际塔板数N1913不含再沸器塔板间距HTm0.80.8塔高Hm30塔径Dm1.8空塔气速u
17、m/s1.241.20塔板溢流类型单溢流单溢流降液管类型弓形降液管凹形受液盘弓形降液管凹形受液盘溢流堰长度lwm2.0802.176溢流堰高度hwm0.0660.049溢流堰宽度Wdm0.4100.454堰上液层高度howm0.0240.051工程符号单位降液管底隙高度hmo精馏段0.034计算数据续表提馏段0.071板上液层高度hLm0.090.10筛孔直径d0mm55孔中心距tmm12.512.5筛孔数n4511543645开孔率%14.5114.51开孔区面积Aam26.1035.904筛孔气速u0m/s11.2711.22单板压降降液管中停留时间液沫夹带量稳定系数kPasekg /kg
18、V液气K0.73132.80.005221.580.89311.60.005991.61液相负荷上限Ls maxm3/s0.046960.06760液相负荷下限Ls,minm3/s0.001770.00186气相最大负荷Vs,maxm3/s21.5213.94气相最小负荷Vs,minm3/s5.695.81操作弹性预热器热负荷 预热器换热面积预热器换热管径预热器换热管长关心设备MWm2 mm m3.782.9368.762.40预热器换热管数146冷凝器热负荷MW11.68冷凝器换热面积m2298.1冷凝器换热管径mm冷凝器换热管长m4.5冷凝器换热管数938再沸器热负荷MW11.26再沸器换
19、热面积m2744.1再沸器换热管径mm工程符号单位计算数据续表再沸器换热管长m6再沸器换热管数1579接收进料管管径mm塔顶回流管管径mm釜液排出管管径mm塔顶蒸气出口管径mm塔底蒸气进口管径mm设计总结此次化工原理课程设计的任务是在给定的操作条件下设计一连续精馏塔，对苯-氯苯体系进展分别，并对所设计的设备进展优化与改进。由于是第一次进展课程设计，缺乏相 关阅历，在过去的两周中，我们遇到了种种挑战。由于对产品纯度的要求较高，在确定理论塔板数的过程中，无论是逐板计算法或是图解法，都需要投入很大的工作量，并且要求我们 对相关的计算机软件如 Excel、Origin 等的操作技能有所要求。设计过程中
20、需要用到的原料的热力学参数需要从手册中查取或通过进一步计算得到，在此过程中，我们对其理化性 质及其影响因素有了更多的生疏。课程设计是一种把理论学问同实践应用相结合的良好的学习方式。在这次课程设计过程 中，我们对自己的专业有了更加感性和理性的生疏，了解了工程设计的根本容，把握了化工 设计的主要程序和方法，增加了分析和解决工程实际问题的力量。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培育实事、严峻认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能天津大学 2023 级本科生化工原理课程设计力的训练和培育严谨的科学作风。参考文献1 贾绍义，柴诚敬，化工原理课程设计, ：大学，20232 柴诚敬，国亮，化工流体流淌与传热，：化学工业，20233 贾绍义，柴诚敬，化工传质与分别过程, ：化学工业，20234 匡国柱，史启才，化工单元过程及设备课程设计，：化学工业， 20235 黄璐，王保国，化工设计，：化学工业，20236 化工设备设计全书编辑委员会，：科学技术，198832