天津大學化工原理課程設計(苯—氯苯精餾過程)

1、化工原理課程設計設計題目：苯氯苯精餾過程板式塔設計姓 名： 學 號： 學 院： 專 業(yè)： 應用化學 2012年9月10日33目 錄設計主要內(nèi)容1一 設計方案的確定及流程說明2二 精餾塔的物料衡算2三 精餾塔板數(shù)的確定2四 精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算2五 精餾塔主要工藝尺寸計算2六 精餾塔塔板的工藝尺寸2七 精餾塔塔板的流體力學驗算2八 精餾塔塔板的負荷性能圖2九 精餾塔輔助設備選型與計算2十、設計結(jié)果概要2設計總結(jié)和評述2參考文獻2設計主要內(nèi)容一 設計方案的確定及流程說明1、操作壓力蒸餾操作可在常壓，加壓，減壓下進行。應該根據(jù)處理物料的性能和設計總原則來確定操作壓力。例如對于熱敏感物料，

2、可采用減壓操作。本次設計為一般物料因此，采用常壓操作。2、進料狀況進料狀態(tài)有五種：過冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣，過熱氣。但在實際操作中一般將物料預熱到泡點或近泡點，才送入塔內(nèi)。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點進料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設計和制造上也叫方便。本次設計采用泡點進料即q=1。3、加熱方式蒸餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式，若塔底產(chǎn)物基本上就是水，而且在濃度極稀時溶液的相對揮發(fā)度較大。便可以直接采用直接加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內(nèi)只需安裝鼓泡管，不需安裝龐大的傳熱面，這樣，操作費用和設備費用均可節(jié)省一些，然而，直接蒸

3、汽加熱，由于蒸汽的不斷涌入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下。塔釜中易于揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數(shù)稍微有增加。但對有些物系。當殘液中易揮發(fā)組分濃度低時，溶液的相對揮發(fā)度大，容易分離故所增加的塔板數(shù)并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。4、冷卻方式塔頂?shù)睦鋮s方式通常水冷卻，應盡量使用循環(huán)水。只有要求的冷卻溫度較低，考慮使用冷卻鹽水來冷卻。本實驗用循環(huán)水。因此，根據(jù)上敘設計方案的討論及設計任務書的要求，本設計采用常壓操作，泡點進料，間接蒸汽加熱以及水冷的冷卻方式。本設計任務為分離苯氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾方法，設計中采用泡點進料，將混合料液經(jīng)預

4、熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜部分采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲罐。工藝流程圖見附圖。查閱有關(guān)資料得知苯和氯苯的一些性質(zhì)如下：1.苯和氯苯的物理性質(zhì)表1.1苯和氯苯的物理性質(zhì)項目分子式相對分子質(zhì)量沸點臨界溫度/。c臨界壓力/kpa苯 （A）C6H678.1180.1288568334氯苯（B）C6H5 Cl112.56131.8359.245202.苯氯苯的氣液相平衡數(shù)據(jù)表1.2苯氯苯的氣液相平衡數(shù)據(jù)沸點溫度t/苯的組成沸點溫度t/苯的

5、組成液相氣相液相氣相80.02111200.1290.378900.690.9161300.01950.07231000.4470.785131.8001100.2670.613.組成飽和蒸氣壓表1.3苯氯苯的組成飽和蒸氣壓溫度/8090100110120130131.8/mmhg(苯)760102513501760225028402900/mmhg(氯苯)1482052934005437197604.液相密度表1.4苯氯苯的液相密度溫度8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985表1.5純組分在任何溫度下的密度可由下式

6、計算：苯氯苯其中：溫度，5.液相粘度表1.5苯氯苯液體粘度溫度()6080100120140苯（MP.S）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（MP.S）0.5150.4280.3630.3130.2746. 組分的表面張力表1.6苯-氯苯液體表面張力溫度/8085110115120131dyn/cm苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4二 精餾塔的物料衡算1、原料液及塔底產(chǎn)品含苯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=112.56kg/kmol2、平均摩爾質(zhì)量3、物料衡算依題意：

7、以300天計，一天24小時，有：總物料衡算：苯物料衡算：聯(lián)立解得： 三 精餾塔板數(shù)的確定1、理論板數(shù)NT的求取苯氯苯物系屬于理想物系，可采用階梯圖解法求取NT，步驟如下：（） 根據(jù)苯氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取x-y依據(jù)，天津地區(qū)大氣壓為101.08kpa（約758mmHg），得下表：表3.1苯氯苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)T/8090100110120130131.8mmHg苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760兩相摩爾分率1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.0001.0000.9130.78

8、50.6130.3760.0720.000設計中塔內(nèi)壓力接近常壓，課使用表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)。（2）確定操作回流比將表3.1中數(shù)據(jù)作圖3.1，得x-y曲線。泡點進料，q=1,在x-y圖上，xq=xF=0.6837，做q線交平衡線于q點，讀得yq=0.915，則最小回流比為：取操作回流比為（3）氣液相負荷 精餾段： 提餾段：（4）操作線方程精餾段：提餾段： （5）圖解法求理論板層數(shù)精餾段操作線方程過點a（,）即（0.993，0.993）和點b（0，0.597），連接ab即得精餾段操作線，ab交q線于點d（0.684，0.850），提餾段操作線方程過點c（,）即點（0.0043，0.004

9、3）和點d，連接cd即得提餾段操作線。自a點開始在操作線和平衡線之間作階梯線，求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)：（包括再沸器），精餾段3.3塊，提餾段4.9塊，第4塊為進料板位置。圖3.1苯氯苯的氣液平衡x-y圖2、實際板層數(shù)NP的求解（1）全塔效率根據(jù)表1繪出t-x-y圖（圖3.2）。圖3.2苯氯苯的氣液平衡t -x-y圖由圖查得進料溫度為91.8，在此平均溫度下根據(jù)基礎數(shù)據(jù)，用線性插值法查的該溫度下組分黏度為：，。液相平均密度：實際塔板效率：（2）實際塔板數(shù)（近似取兩操作段塔板效率相同）精餾段：塊，取7塊提餾段：塊，取塊總塔板數(shù)塊（不包括再沸器）四 精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算1、平均壓強取每

10、層塔板壓降：塔頂操作壓力：進料板壓力：塔底操作壓力：精餾段平均壓力：提餾段平均壓力：2、平均溫度采用圖解法，分別繪出塔頂、進料板、塔底苯氯苯系統(tǒng)T-x-y圖；由=0.9930, =0.6837，=0.0043,查相應圖根據(jù)與泡點線的交點可得：塔頂溫度tD=84.20C 進料板溫度tf=94.30C 塔釜溫度tW=137.1精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：全塔平均溫度： 3、平均摩爾質(zhì)量塔頂： ，（查相平衡圖）進料板：由圖解理論板得，（查相平衡圖）塔底：由，查平衡曲線得精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量4、平均密度（1）汽相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段：提餾段：（2） 液相平均密度

11、液相平均密度依下式計算，即(為質(zhì)量分率)利用表1.4中數(shù)據(jù)，采用線性內(nèi)插法得：時，（）時，（）時，（）塔頂液相平均密度進料板液相平均密度塔底液相平均密度精餾段液相平均密度提餾段液相平均密度5、液體的平均表面張力液相平均表面張力依下式計算：塔頂，由，查表1.6，用線性插值法查的該溫度下組分表面張力為：；進料板，由，查表1.6得：；塔底，由，查表1.6得：；精餾段液體平均張力為：提餾段液體平均張力為：6、液體的平均粘度液體的平均粘度依下式計算：塔頂，由，查表1.5，用線性插值法查的該溫度下：；進料板，由，查表1.5得：；塔底，由，查表1.5得：；精餾段液體平均粘度為：提餾段液體平均粘度為：五 精餾

12、塔主要工藝尺寸計算1塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為提餾段的氣、液相體積流率為由C的計算要用到C20，需要從史密斯關(guān)聯(lián)圖查取精餾段橫坐標提餾段橫坐標取板間距HT =0.40m,板上液層高度hL=0.06m ( 對常壓塔一般HThL=0.40-0.06=0.34m查史密斯關(guān)聯(lián)圖，得精餾段 C20=0.070 =取安全系數(shù)為0.6(一般0.60.8),則空塔氣速u=0.61.322=0.793m/s，圓整為標準塔徑D=400mm提餾段 C20=0.067=取安全系數(shù)為0.7(一般0.60.8),則空塔氣速u=0.71.126=0.788m/s，圓整為標準塔徑D=400mm實際空塔氣速為 2、塔

13、高的計算精餾塔的有效高度精餾段：提餾段：在進料板上方開一人孔，提餾段中開一個人孔，其高度為0.8m，則有效高度為六 精餾塔塔板的工藝尺寸1、 溢流裝置的計算（） 堰長lw （2）溢流堰高度hw由選用平直堰，堰上液層高度hOW由下式計算，即近似取 E=1 ，則精餾段提餾段取板上清液層高度 故精餾段提餾段（3）弓形降液管寬度和截面積由 查弓形降液管參數(shù)圖得 驗算液體在降液管中停留時間精餾段 提餾段 故降液管設計合理（4）降液管底隙高度h0 精餾段取提餾段取選用凹形受液盤,深度=0.05m2、 塔板布置（1）D800mm，故采用整塊式。（2）邊緣區(qū)寬度確定精餾段和提餾段均取 （3）開孔區(qū)面積Aa的計

14、算按此式計算：其中 故（4）篩孔計算及其排列由于所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為篩孔數(shù)目n為個開孔率為 精餾段氣體通過閥孔的氣速為提餾段氣體通過閥孔的氣速為七 精餾塔塔板的流體力學驗算1、 塔板壓降（1）干板阻力計算干板阻力由下式計算 由 查干篩孔流量系數(shù)圖得故精餾段 提餾段（2）氣體通過液層的阻力計算氣體通過液層的阻力由式計算精餾段查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得故提餾段查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得故（3）液體表面張力的阻力計算液體表面張力產(chǎn)生的阻力由下式計算，即精餾段液柱提餾段液柱氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算，即精餾段液柱提餾段液柱氣體通過每層塔板的

15、壓降為精餾段（設計允許值）提餾段（設計允許值）2、 液面落差對于篩板塔，頁面落差很小，且本設計的塔徑和流量均不大，故可忽略液面落差影響。3、 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應服從下式關(guān)系：苯氯苯物系屬一般物系，取，則精餾段而 板上不設進口堰，可由下式計算，即液柱液柱此時，提餾段而 板上不設進口堰，可由下式計算，即液柱液柱此時，綜上，在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。4、 漏液對篩板塔，漏液點氣速可由下式計算，即精餾段實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為,在1.52范圍內(nèi)提餾段實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為,在1.52范圍內(nèi)故在本設計中無明顯漏液。5、 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算，即故精餾段提餾段在本設計中液沫夾帶量

16、在允許范圍內(nèi)。八 精餾塔塔板的負荷性能圖1、 漏液線前已求得故據(jù)此可作出與液體流量無關(guān)的水平漏液線。2、 液沫夾帶線 以為限，求關(guān)系如下：故 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表表8.1 液沫夾帶線數(shù)據(jù)，0.000030.00020.00040.0007，0.8140.7850.7610.742由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線。3、 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。由取E1，則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線。4、 液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限，由式代入數(shù)據(jù)得據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線。

17、5、 液泛線令由 聯(lián)立得忽略，將與，與，與的關(guān)系代入上式，并整理得式中 ； ；將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 故在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表 表8.3 液泛線數(shù)據(jù)，0.000030.00020.00040.0007，1.2441.1871.1401.082由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。根據(jù)以上各線的方程，可作出篩板的負荷性能圖，如下圖 ： 圖8.1 篩板的負荷性能圖在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即即作出操作線。由上圖可看出，該篩板的操作上線為液沫夾帶控制，下限為漏液控制。由上圖查得 故操作彈性為九 精餾塔輔助設備選型與計算1預熱器(E-103)F=6.518 t1=-5

18、 t1=40苯:Cp=31.65 kcal/(kmol) 10 Cp= 35.77 kcal/(kmol)氯苯:Cp=35.42 kcal/(kmol) 90 Cp=38.99kcal/(kmol)進口: 取固定管板式換熱器。2再沸器(E-105立式虹吸式兩只)蒸發(fā)量V=7.506kmol/h 在130左右，氯苯汽化熱熱損失按5%計算 =158.7-131.5=27.2 總傳熱系數(shù)k取600W/m2S=1.5S=7.15m2 S取 查，得型號20020003 .氯苯冷卻器（E-106）冷卻量大約131下，氯苯的汽化熱 熱損失5%， 總傳熱系數(shù) 取故可選擇規(guī)格為5M(2732000)的單程固定管

19、板列管式冷卻器。4 .全冷凝器（E-109）冷凝量大約80下，苯的汽化熱 熱損失5%， 總傳熱系數(shù) 取故可選擇規(guī)格為5M(2732000)的雙程固定管板列管式冷卻器。5.苯冷卻器（E-111）冷卻量大約80下，苯的汽化熱 熱損失5%， 總傳熱系數(shù) 取故可選擇規(guī)格為5M(2732000)的單程固定管板列管式冷卻器。十、設計結(jié)果概要序號項目精餾段數(shù)值提餾段數(shù)值1平均溫度tm ,89.25115.72平均壓力Pm ,kPa106.98111.783氣相流量Vs ,（m3/s）0.05870.06034液相流量Ls ,（m3/s）0.00008490.0002885實際塔板數(shù)166有效段高度Z,m67

20、塔徑,m0.40.48板間距,m0.80.89降液管形式弓形弓形10堰長,m0.320.3211堰高,m0.076990.0732012板上液層高度,m0.08470.089313堰上液層高度,m0.009560.0095614降液管底隙高度,m0.070990.0672015安定區(qū)寬度,m20.0716邊緣區(qū)寬度,m0.0517開孔區(qū)面積,m20.047818篩孔直徑,m0.00319篩孔數(shù)目39420孔中心距,m0.00921開孔率,%10.0822空塔氣速,m/s0.46623篩孔氣速,m/s12.18212.51424穩(wěn)定系數(shù)1.9941.99525每層塔板壓降,Pa716.70797.9126負荷上限液沫夾帶控制液沫夾帶控制27負荷下限漏液控制漏液控制28氣相負荷上限,m3/s0.750.7529氣相負荷下限,m3/s0.120.1230操作彈性6.256.25表10.1 篩板塔設計計算結(jié)果設計總結(jié)和評述1、通過這次課程設計，我有了很多收獲。首先，通過這一次的課程設計，我進一步鞏固和加深了所學的基本理論、基本概念和基本知識，培養(yǎng)了自己分析和解決與本課程有關(guān)的具體原理所涉及的實際問題的能力。對化工原理設計有了更加深刻的理解，為后續(xù)課程的學習奠定了堅實的基礎。而且，通過這次課程設計使我充分認識到化工原理課程的重要性和實用性，也讓