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1、 課程設(shè)計(jì)說明書 題 目: 苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計(jì) 院(系): 化學(xué)化工學(xué)院 專業(yè)年級: 化學(xué)2012級 姓 名: 王*** 學(xué) 號: 121****** 指導(dǎo)教師: 李**副教授 2015年10月 目錄 1緒論 1 2 設(shè)計(jì)方案確定與說明 1 2.1設(shè)計(jì)方案的選擇 1 2.2

2、工藝流程說明 2 3 精餾塔的工藝計(jì)算 2 3.2精餾塔的操作工藝條件和相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 3 3.2.1精餾塔平均溫度 4 3.2.2氣、液相的密度的計(jì)算 4 3.2.3混合液體表面張力 6 3.2.4混合物的黏度 7 3.2.5相對揮發(fā)度 8 3.2.6 氣液相體積流量計(jì)算 8 3.3塔板的計(jì)算 9 3.3.1操作線方程的計(jì)算 9 3.3.2實(shí)際塔板的確定 10 3.4塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸計(jì)算 11 3.4.1塔徑的計(jì)算 11 3.4.2溢流裝置 13 3.4.3 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 15 3.5 精餾塔塔板的流體力學(xué)計(jì)算 17 3.5.1精

3、餾塔塔板的壓降計(jì)算 17 3.5.2淹塔 18 3.6 塔板負(fù)荷性能計(jì)算 18 3.6.1 霧沫夾帶線 18 3.6.2 液泛線 19 3.6.3 液相負(fù)荷上限 20 3.6.4 漏液線 20 3.6.5 液相負(fù)荷下限 21 3.6.6塔板負(fù)荷性能圖 21 4 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表 23 5工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖 24 6設(shè)計(jì)評述 25  1緒論 　　精餾塔作為石油化工行業(yè)最常用的化工設(shè)備之一，在當(dāng)今工業(yè)中發(fā)揮了極其重要的作用。精餾塔通過物質(zhì)的傳質(zhì)傳熱，將塔的進(jìn)料中的物質(zhì)分離，從而在塔頂和塔底分別獲得人們需要的高濃度物質(zhì)。苯與氯苯的分離，必須經(jīng)過各種加工過

4、程，煉制成多種在質(zhì)量上符合使用要求的產(chǎn)品工業(yè)上最早出現(xiàn)的板式塔是篩板塔和泡罩塔。篩板塔出現(xiàn)于1830年，很長一段時(shí)間內(nèi)被認(rèn)為難以操作而未得到重視。泡罩塔結(jié)構(gòu)復(fù)雜，但容易操作，自1854年應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)以后，很快得到 推廣，直到20世紀(jì)50年代初，它始終處于主導(dǎo)地位。第二次世界大戰(zhàn)后，煉油和化學(xué)工業(yè)發(fā)展迅速，泡罩塔結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價(jià)高的缺點(diǎn)日益突出，而結(jié)構(gòu)簡單的篩板塔重新受到重視。50年代起，篩板塔迅速發(fā)展成為工業(yè)上廣泛應(yīng)用的塔型。與此同時(shí)，還出現(xiàn)了浮閥塔，它操作容易，結(jié)構(gòu)也比較簡單，同樣得到了廣泛應(yīng)用。而泡罩塔的應(yīng)用則日益減少，除特殊場合外，已不再新建。60年代以后，石油化工的生產(chǎn)規(guī)模不斷擴(kuò)大，大

5、型塔的直徑已超過 10m。為滿足設(shè)備大型化及有關(guān)分離操作所提出的各種要求，新型塔板不斷出現(xiàn)，已有數(shù)十種。 工業(yè)生產(chǎn)對塔板的要求主要是：①通過能力要大，即單位塔截面能處理的氣液流量大。②塔板效率要高。③塔板壓力降要低。④操作彈性要大。⑤結(jié)構(gòu)簡單，易于制造。在這些要求中，對于要求產(chǎn)品純度高的分離操作，首先應(yīng)考慮高效率；對于處理量大的一般性分離（如原油蒸餾等），主要是考慮通過能力大。為了滿足上述要求，近30年來，在塔板結(jié)構(gòu)方面進(jìn)行了大量研究，從而認(rèn)識(shí)到霧沫夾帶通常是限制氣體通過能力的主要因素。在泡罩塔、篩板塔和浮閥塔中，氣體垂直向上流動(dòng)，霧沫夾帶量較大，針對這種缺點(diǎn)，并為適應(yīng)各種特殊要求，開發(fā)了多

6、種新型塔板。 本文的主要設(shè)計(jì)內(nèi)容可以概括如下：1.設(shè)計(jì)方案的選擇及流程 ；2.工藝計(jì)算； 3.浮閥塔工藝尺寸計(jì)算；4.設(shè)計(jì)結(jié)果匯總；5.工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖 2 設(shè)計(jì)方案確定與說明 2.1 設(shè)計(jì)方案的選擇 　 　塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯(cuò)流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)中以錯(cuò)流式為主，常用的錯(cuò)流式塔板有：泡罩塔板，篩孔塔板，浮閥塔板。泡罩塔板是工業(yè)上應(yīng)用最早的塔板，其主要的優(yōu)點(diǎn)是操作彈性較大，液氣比范圍較大，不易堵塞；但由于生產(chǎn)能力及板效率底，已逐漸被篩孔塔板和浮閥塔板所替代。篩孔塔板優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低，板上液面落差小，氣體壓強(qiáng)底，生產(chǎn)能力大；其缺點(diǎn)是篩孔易堵

7、塞，易產(chǎn)生漏液，導(dǎo)致操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降。而浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了前述兩種塔板的優(yōu)點(diǎn)。浮閥塔板結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，造價(jià)底；塔板開孔率大，故生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時(shí)間長，故塔板效率較高。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對液體負(fù)荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時(shí)會(huì)使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計(jì)資料更易得到，而且更可靠。浮閥塔更適合塔徑不很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。 因此，本次設(shè)計(jì)選用浮閥式板式精餾塔。 2.2工藝流程說明 精

8、餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等,為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中用泵直接送入塔原料，苯、氯苯混合原料液經(jīng)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后經(jīng)分配器 一部分回流，一部分經(jīng)過冷卻器后送入產(chǎn)品儲(chǔ)槽，塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后為冷卻水循環(huán)利用。 3 精餾塔的工藝計(jì)算 3.1全塔的物料衡算 F：原料液流量 (kmol/s) ：原料組成(kmol%) D：塔頂產(chǎn)品流量(kmol/s) ：塔頂組成(kmol%) W：塔底殘液流量(km

9、ol/s) ：塔底組成(kmol%) 　料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯的摩爾分?jǐn)?shù)計(jì)算 苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11kg/mol和112.61kg/mol。 平均摩爾質(zhì)量 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率 依題給條件：一年以300天。一天以24小時(shí)計(jì)，有 F=900010[0.44112.5＋1-0.44/78.1130024=138.51kmol/h 全塔物料衡算： 總物料衡算　　　F = D + W 苯物料衡算　　　0.44F=0.02D+0.98W 聯(lián)立解得　　　F=138.51kmo

10、l/h D=78.09kmol/h W=60.59kmol/h 3.2精餾塔的操作工藝條件和相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 表3-1常壓下苯—氯苯氣液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系 溫度/℃ 液相 氣相 溫度/℃ 液相 氣相 80.02 1 1 120 0.129 0.378 90 0.69 0.916 130 0.0195 0.0723 100 0

11、.447 0.785 131.8 0 0 110 0.267 0.61 3.2.1精餾塔平均溫度 利用表3-1中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值法可求得、、。 （1） ：℃ （2） ：℃ （3） ： ℃ （4） 精餾段平均溫度：℃ （5） 提餾段平均溫度：℃ 3.2.2氣、液相的密度的計(jì)算 已知：混合液密度：（質(zhì)量分率，為平均相對分子質(zhì)量），不同溫度下苯和氯苯的密度見表3-2。 表3-2 不同溫度下苯和氯苯的密度（） 溫度

12、 80 90 100 110 120 130 苯 817 805 793 782 770 757 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 混合氣密度： （1）精餾段： ℃ 液相組成： 氣相組成： 所以 （2）提餾段： ℃ 液相組成： 氣相組成： 所以 求得在和溫度下苯和氯苯的密度。 ℃

13、 同理可得： ℃， 在精餾段，液相密度： 氣相密度： 在提餾段，液相密度： 氣相密度： 3.2.3 混合液體表面張力 不同溫度下苯和氯苯的表面張力見下表。 表3-3 苯和氯苯不同溫度下的表面張力（） 溫度（℃） 80 85 110 115 120 131 σ 苯 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3 氯苯 26.1 25.7 2

14、2.7 22.2 21.6 20.4 精餾段℃ 苯的表面張力： 氯苯的表面張力； 聯(lián)立方程組 代入求得： 提餾段℃ 苯的表面張力； 氯苯的表面張力： 聯(lián)立方程組 代入求得： 求得 3.2.4混合物的黏度 查化工原理附錄11可得 ℃， ℃， 精餾段黏度： 提餾段黏度： 3.2.5 相對揮發(fā)度 精餾段揮發(fā)度：由得

15、 所以 相對揮發(fā)度 提餾段揮發(fā)度：由得 所以 相對揮發(fā)度 3.2.6 氣液相體積流量計(jì)算 在圖上，因，查得，而， 故有： 取 ? 精餾段： L=RD=1.1878.09=92.15kmol/h=0.0256kg/s V=(R+1)D=1.18+178.09=170.24kg/h=0.0473kg/s 已知： 則有質(zhì)量流量： L1=ML1L=104.9392.15=9669.30kg/h

16、 V1=MV1V=110.44170.24=18801.31kg/h 體積流量：LS1=L1ρL1=9669.30833.33=11.60m/h=0.0032m/s VS1=V1ρV1=18801.313.73=5040.57m/h=1.40 m/s ? 提餾段： 因本設(shè)計(jì)為飽和液體進(jìn)料，所以。 L=L+qF=0.0256+1138.513600=0.064kmol/s V=V+q-1F=0.0473kmol/s 已知： 則有質(zhì)量流量：L2=ML2L=86.360.064=5.53kg/s V2=MV2V=97.370.0473

17、=4.6kg/s W=L2-V2=0.92kg/s 體積流量： 3.3塔板的計(jì)算 3.3.1操作線方程的計(jì)算 精餾段操作線方程： 提餾段操作線方程： 表3-4 相關(guān)數(shù)據(jù)表 溫度，（℃） 80 90 100 110 120 130 131.8 兩相摩爾分率 x 1 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0 y 1 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 0 圖3-1

18、 苯-氯苯精餾塔理論塔板數(shù)圖解 3.3.2實(shí)際塔板的確定 作圖得精餾段理論板數(shù)為3.7塊 提餾段理論板數(shù)為5.8塊 （1） 精餾段 已知： 所以：塊，取實(shí)際板數(shù)為8塊 （2） 提餾段 已知： 所以：塊 取實(shí)際板數(shù)為12塊 全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：塊 全塔效率 加料板位置在第10塊板。 3.4 塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸計(jì)算 3.4.1塔徑的計(jì)算 （1）精餾段 由，式中C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出： 橫坐標(biāo)數(shù)值： 初取板間距：通常板間距取，則取，板上液層高度， 則

19、 圖3-2 史密斯關(guān)聯(lián)圖 查史密斯關(guān)聯(lián)圖可得： 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為1.6m 橫截面積： 實(shí)際空塔氣速： （2）提餾段 橫坐標(biāo)數(shù)值： 取板間距，則有 查圖可知, 根據(jù)頂標(biāo)準(zhǔn)圓整為1.60m。橫截面積： 空塔氣速： 3.4.2 溢流裝置 （1）堰長 當(dāng)溢流堰為單流程并無輔堰時(shí)，堰長和塔徑比一般為。 取 （2）出口堰高 采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。 堰上液高度按公式

20、 近似取 ?精餾段： ?提餾段： （3）弓形降液管的寬度和橫截面積 圖3-3 由 查上圖得， 則： 驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間： 精餾段： 提餾段： 停留時(shí)間，所以降液管可使用。 （4）降液管底隙高度 精餾段： 取降液管底隙的流速，則有 取 提餾段： 取降液管底隙的流速，則有 取 因?yàn)椴恍∮?0mm，故滿足要求。 3.4.3 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 （1） 塔板分布

21、 本塔塔徑為，采用分塊式塔板，查下表得。塔板為4塊。 表3-5 不同塔徑的分塊式塔板數(shù) 塔徑mm 800～1200 1400～1600 1800～2000 2200～2400 塔板分塊數(shù) 3 4 5 6 （2） 浮閥數(shù)目與排列 ? 精餾段： 取閥孔動(dòng)能因子，則孔速為： 取浮閥塔盤的閥徑，一般取閥孔的直徑與閥徑的比值為 ，所以取閥孔孔徑 每層塔板上浮閥數(shù)目為： 塊（采用型浮閥） 取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度。 計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即： 其中 所

22、以 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距 排間距一般取 則排間距： 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板。而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分豉泡面積，因此排間距不宜采用77mm，而應(yīng)小些，故取mm，按，以等腰三角形叉排方式作圖，取塔盤外圍浮閥的閥孔中心到塔壁的距離為80mm,與進(jìn)口堰、溢流堰的距離為90mm,剛開孔部分的長邊為，短邊為 所以作圖可得浮閥數(shù)為205個(gè)。 按重新計(jì)算孔速和閥孔動(dòng)能因數(shù)。 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9～13范圍內(nèi)。 塔板開孔效率 ? 提餾段 取閥孔動(dòng)能因數(shù)，則 每層塔板上浮閥數(shù)目為：塊

23、按，估算排間距為 取，排得閥數(shù)為179個(gè)。 按重新計(jì)算孔速和閥孔動(dòng)能因數(shù) 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9~13范圍內(nèi)。 塔板開孔效率 3.5 精餾塔塔板的流體力學(xué)計(jì)算 3.5.1 精餾塔塔板的壓降計(jì)算 氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)計(jì)算 ? 精餾段 干板阻力： 因?yàn)?，故? 板上充氣液層阻力： 取 液體表面張力所造成的阻力： 此阻力很小，楞忽略不計(jì)，因此氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹椋? ? 提餾段 干板阻力： 因，故： 板上充氣液層阻力：取 液體表面張力所造成的阻力：

24、 此阻力很小，可以忽略不計(jì)，因此與單板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋? 3.5.2 淹塔 為了防止發(fā)生淹塔的現(xiàn)象，要求控制降液管中清液的高度。 ? 精餾段 單層氣體通過塔板降液管所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋? 液體通過液體降液管的壓頭損失： 板上液層高度： 取，已選定 則 可見，所以符合防止淹塔的要求。 ? 提餾段 單板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋? 液體通過液體降液管的壓頭損失： 板上液層高度：，則 取，則 可見，所以符合防止淹塔的要求。 3.6 塔板負(fù)荷性能計(jì)算

25、 3.6.1 霧沫夾帶線 由此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率80%計(jì)算： ? 精餾段： 整理得：，即 由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值算出。 ? 提餾段： 整理得：，得 精餾段 提餾段 3.6.2 液泛線 ? 精餾段： 整理得 ? 提餾段： 整理得 在操作范圍內(nèi)任取

26、若干個(gè)值，算出相應(yīng)的值 精餾段 提餾段 3.6.3 液相負(fù)荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于s。 液體降液管內(nèi)停留時(shí)間s 以s作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則： 3.6.4 漏液線 根據(jù)，其中： 精餾段 同理可得，提餾段 0.01 0.02 0.03 精餾段 0.736 0.736 0.740 精餾段 0

27、.790 0.790 0791 3.6.5 液相負(fù)荷下限 取堰上液層高度為作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相 流量無關(guān)的豎直線 取，則 由以上作出塔板負(fù)荷性能圖。 3.6.6塔板負(fù)荷性能圖 圖3-4 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 圖3-5 提餾段塔板負(fù)荷性能圖 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： ?在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。 ?塔板的氣相負(fù)荷上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由

28、漏液控制。 ?按固定的液氣比，由圖可以查出塔板的氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限。 所以：精餾段操作彈性;提餾段操作彈性。 浮閥塔的工藝計(jì)算結(jié)果見下表。 表3-6 浮閥塔工藝計(jì)算結(jié)果 項(xiàng)目 符號 單位 計(jì)算數(shù)據(jù) 備注 精餾段 提餾段 塔徑 m 1.6 1.6 分塊式塔板 等腰三角形叉排，同一橫排 板間距 m 0.45 0.45 塔板類型 單溢流弓形降液管 空塔氣速 m/s 0.7 0.7 堰長 m 1.12 1.12 堰高 m 0.0469

29、 0.0396 板上液層高度 m 0.0131 0.0204 降液管底隙高度 m 0.04 0.07 浮閥數(shù) 205 179 閥孔氣速 m/s 5.44 6.23 浮閥動(dòng)能因子 10.50 11.28 孔心距 m 0.075 0.075 排間距 m 0.07 0.08 單板壓降 Pa 539.00 535.37 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 s 25.30 13.64 降液管內(nèi)清液層高度 m 0.127 0.12 泛點(diǎn)率 % 58.21 55.87 氣相負(fù)荷上限

30、 m3/s 7.01 3.72 氣相負(fù)荷下限 m3/s 0.88 0.31 操作彈性 7.97 9.07 4 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表 序號 項(xiàng)目 精餾段 提餾段 1 平均溫度 tm ℃ 87.87 112.26 2 氣相流量 Vs m3/s 1.4 1.4 3 液相流量 Ls m3/s 0.00322 0.00597 4 實(shí)際塔板數(shù) 8 12 5 精餾塔塔徑 m 1.6 1.6 6 板間距 m 0.45 0.45 7 溢流形式 單溢流 單溢流 8

31、降液管形式 弓形 弓形 9 堰長 m 1.12 1.12 10 堰高 m 0.0469 0.0396 11 板上液層高度 0.06 0.06 12 堰上液層高度 m 0.0131 0.0204 13 降液管底隙高度 m 0.04 0.07 14 安定區(qū)寬度 m 0.1 0.1 15 邊緣區(qū)寬度 m 0.06 0.06 16 開孔區(qū)面積 m2 1.72 1.72 17 閥孔直徑 m 0.04 0.04 18 閥孔數(shù)目 205 179 19 孔中心距 m 0.075 0.075 20 排間距 m 0.

32、07 0.08 21 開孔率 ％ 12.87 11.2 22 空塔氣速 m/s 0.70 0.70 23 篩孔氣速 m/s 5.44 6.23 24 每層塔板壓降 kPa 0.539 0.535 25 泛點(diǎn)率 % 58.32 55.87 26 負(fù)荷上限 0.0163 0.0163 27 負(fù)荷下限 0.000952 0.000952 28 操作彈性 7.97 9.07 5工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖 5.1工藝流程圖 圖5-1板式精餾塔的工藝流程簡圖 6設(shè)計(jì)評述 本文設(shè)計(jì)了一個(gè)常壓浮閥精餾塔，分離

33、原料中含氯苯為0.45（以下皆為質(zhì)量分率）的苯－氯苯混合液，其中混合液進(jìn)料量為138.38kmol/h，進(jìn)料溫度為80.34攝氏度，要求獲得0.98的塔頂產(chǎn)品和0.02的塔釜產(chǎn)品,再沸器用2atm的水蒸汽作為加熱介質(zhì),塔頂全凝器采用冷水為冷凝介質(zhì)。通過查閱資料，相互討論，相互學(xué)習(xí)，對板式精餾塔的設(shè)計(jì)有了初步想法。在最小回流比的求取中，我們利用苯－氯苯溶液體系的汽液相平衡數(shù)據(jù)，用AutoCAD作圖，再做切線求出最小回流比。據(jù)回流比進(jìn)行物料衡算可以得到摩爾流量、密度、溫度等參數(shù)，再通過翻閱大量的資料進(jìn)行物性數(shù)據(jù)處理、塔板計(jì)算、結(jié)構(gòu)計(jì)算、流體力學(xué)計(jì)算、畫負(fù)荷性能圖以及計(jì)算接管壁厚對浮閥塔展開了全方面的設(shè)計(jì)，最后選擇離心泵、換熱器等設(shè)備進(jìn)行設(shè)備流程圖和設(shè)備裝備圖的繪制。