苯-氯苯精馏系统的设计【毕业论文+CAD图纸全套】

买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 化工课程设计说明书 作 者 : 学 号： 学院 (系 ): 专 业 : 题 目 : 苯 指导者： 评阅者： 年 月 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 任务书 一 设计题目 苯 氯苯精馏系统设计 二 设计任务 1 处理能力： 150000 吨 /年； 2 进料组成：苯含量 50%(质量，下同 )； 3 工艺要求：塔顶氯苯含量不高于 2%，塔底苯含量不高于 1%； 4 操作条件：常压，泡点进料； 5 设备型式：浮阀塔。 三 设计内容 1 设计方案的确定和流程说明 2 精馏塔的工艺设计 3 精馏塔的结构设计 4 精馏塔的强度设计 5 其他主要设备的选型 四 设计要求 1 设计说明书一份； 2 设计图纸： a 工艺流程图一张 (采用 ； b 主要设备总装配图一张 ( 3 答辩。 五 设计完成时间 20* 文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 目录 前言 1 流程的确定及设计方案 1 1 塔板类型 1 2 加料方式 1 3 进料状况 1 4 塔顶冷凝方式 2 5 回流方式 2 6 加热方式 2 7 操作压力 2 一 精馏塔的设计计算 3 1 基本数据 3 塔物料衡算 . 3 种定性温度 . 4 度 . 4 度 . 6 面张力 . 7 对挥发度 . 9 2 回流比的确定 9 小回流比 . 9 际回流比 . 10 3 各段气液流量 13 4 塔板数的确定 14 论塔板数 . 14 际塔板数 . 15 5 塔径的初步设计 16 二 塔板的设计计算 17 1 溢流装置 17 长 . 17 口堰高 . 17 液管 . 18 2 塔板的设计 18 阀的数目与排列 . 19 体通过浮阀塔板的压降 . 21 泛 . 22 沫夹带 . 22 3 塔的负荷性能图 24 沫夹带线 . 24 液线 . 25 相下限 . 25 相上限 . 25 泛线 . 25 三 塔附件 29 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 1 接管 29 料管 . 29 流管 . 29 釜出料管 . 30 顶蒸汽出料管 . 30 釜进气管 . 30 兰的选择 . 30 2 塔顶吊柱 31 3 除沫器 31 4 筒体与封头 32 体 . 32 头 . 33 5 裙座 33 6 人孔 34 孔 . 34 强 . 34 四 塔的总体高度 35 1 塔顶部空间高度 5 2 进料板高度 5 3 设置有人孔的塔板间距 6 4 封头高度 6 5 裙座高度 6 6 塔底空间高度 6 7 总高度 H 36 五 塔所受的载荷 36 1 重力载荷 36 筒体重量 . 36 塔板重量 . 36 保温层重量 . 37 扶梯与平台 . 37 塔总重估算 . 37 2 风载荷 37 六 塔的其它附属设备 38 1 原料预热器的选择 38 2 泵的选取 38 3 冷凝器和再沸器 39 参考文献 41 课程设计小结 42 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 前言 塔设备是化学工业，石油化工，生物化工，制药等生产过程中广泛采用的传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡形式或喷射形式通过塔板上的液层，正常条件下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，它具有结构简单，安装方便，压降低，操作弹性大，持液量小等优点，被广泛的使用。 本设计的目的是分离苯 氯苯混合液，且处理量较 大，故选用板式塔。 流程的确定及设计方案 1 塔板类型 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 精馏塔的塔板类型共有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。 浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，阀片可随气流量大小而上下浮动，故操作弹性大，气液接触时间长，因此塔板效率高。 本设计采用浮阀塔板。 2 加料方式 加料方式共有两种：高位槽加料和泵直接加料。 采用泵直接加料，结构简单，安装方便，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。故本设计采用泵直接加料。 3 进料状况 进料方式一般有两种：冷液进料及泡点进料。 对于冷液进料，当进料组成一定时，流量也一定，但受环境影响较大；而采用泡点进料，不仅较为方便，而且不受环境温度的影响，同时又能保证精馏段与提馏段塔径基本相等，制造方便。故本设计采用泡点进料。 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 4 塔顶冷凝方式 苯与氯苯不反应，且容易冷凝，故塔顶采用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后的回流液和产品无需进一步冷却，选用全凝器符合要求。 5 回流方式 回流方式可分为重力回流和强制回流。 本设计处理 量较大，所需塔板数多，塔较高，为便于检修和清理，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。 6 加热方式 加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。直接蒸气加热在一定回流比条件下，塔底蒸气对回流液有稀释作用，从而会使理论塔板数增加，设备 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 费用上升。故本设计采用间接蒸气加热方式。 7 操作压力 苯和氯苯在常压下相对挥发度相差比较大，因此在常压下也能比较容易分离，故本设计采用常压精馏。 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 一 精馏塔的设计计算 1 基本数据 塔物料衡算 苯摩尔质量 苯摩尔质量 料液组成 尔分数，下同）： 0 . 5 / 7 8 . 1 10 . 5 / 7 8 . 1 1 0 . 5 / 1 1 2 . 5=9% （ 1 1） 塔顶组成 0 . 9 8 / 7 8 . 1 10 . 9 8 / 7 8 . 1 1 0 . 0 2 / 1 1 2 . 5= （ 1 2） 塔底组成 0 . 0 1 / 7 8 . 1 10 . 0 1 / 7 8 . 1 1 0 . 9 9 / 1 1 2 . 5= （ 1 3） 原料液的平均摩尔质量 M： M= （ 1 4） 进料量 F： F=150000000/7200kg/h=h 物料衡算式： F=D+W （ 1 5） 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 （ 1 6） 其中 D 为塔顶产品流量， h;W 为塔釜残液流量， h 联立解得： D=h, W=h 表 1：苯，氯苯不同温度下的饱和蒸汽压 温度 80 90 100 110 120 130 苯 2： 温度 80 90 100 110 120 130 131.8 x 1 y 1 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 1 1 种定性温度 图 1： 文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 利用图 1 中数据，采用图解法求得以下温度 进料温度 同理求得： 塔顶温度 塔底 温度 则精馏段平均温度 提馏段平均温度 度 表 3：苯，氯苯不同温度下的液相密度 kg/温度 80 90 100 110 120 130 苯 817 805 793 782 770 757 氯 苯 1039 1028 1018 1008 997 985 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 2 对于混合液体的密度 （其中 （ 1 7） 对于混合气体的密度0p p （其中 （ 1 8） （ 1）精馏段 液相组成 气相组成 则液相 平均摩尔质量 （ 1 9） 气相平均摩尔质量 （ 1 10） 由表 3 数据 1 2 0 1 1 0 1 1 1 . 9 1 1 1 07 7 0 7 8 2 7 8 2 苯得 苯 =779.6 kg/文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 同理 1 2 0 1 1 0 1 1 1 . 9 1 1 1 09 9 7 - 1 0 0 8 1 0 0 8氯得 氯 =1005.8 kg/m3 1 = （ 1 11） - 11 0 . 1 7 7 2 0 . 8 2 2 87 7 9 . 6 1 0 0 5 . 8 得 0 V 1p M T M 2 7 3 . 1 5 9 2 . 7 12 2 . 4 T p 2 2 . 4 T 2 2 . 4 ( 2 7 3 . 1 5 1 1 1 . 9 1 ) =kg/ 2）提馏段 液相组成 气相组成 则液相平均摩尔质量 （ 1 12） 3 3 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 则气相平均摩尔质量 （ 1 13） 由表 3 数据 9 0 - 8 0 8 6 . 8 6 - 8 08 0 5 - 8 1 7 8 1 7 苯得 苯 ， =kg/理 9 0 - 8 0 8 6 . 8 6 - 8 01 0 2 8 - 1 0 3 9 1 0 3 9 氯得 氯 ， =kg/m3 =- . 7 0 1 8 0 . 2 9 8 2 8 6 4 . 4 2 k g / 8 . 7 7 1 0 3 1 . 4 5 0 0 V 2p M T M 2 7 3 . 1 5 8 0 . 0 52 2 . 4 T p 2 2 . 4 T 2 2 . 4 ( 2 7 3 . 1 5 8 6 . 8 6 ) =kg/文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 度 表 4：苯，氯苯不同温度下的黏度 温度 20 40 60 80 100 苯 苯 20 140 160 180 200 220 240 260 用内差法求得精馏段与提馏段平均温度下苯与氯苯的粘度 1 2 0 1 0 0 1 1 1 . 9 1 1 0 00 . 2 1 5 0 . 2 5 5 0 . 2 5 5苯得 苯 =文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 2 1 2 0 1 0 0 1 1 1 . 9 1 1 0 00 . 3 1 3 - 0 . 3 6 3 0 . 3 6 3 氯得 氯 =精馏段粘度 1= 苯 氯 (1- （ 1 14） 1 0 0 - 8 0 8 6 . 8 6 - 8 00 . 2 5 5 - 0 . 3 0 8 0 . 3 0 8 苯得 苯 ， =1 0 0 - 8 0 8 6 . 8 6 - 8 00 . 3 6 3 - 0 . 4 2 8 0 . 4 2 8 氯得 氯 ， =提馏段粘度 2= 苯 氯 (1- （ 1 15） 面张力 表 5：苯，氯苯不同温度下的表面张力 mM/m 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 温度 60 80 100 120 140 160 180 苯 苯 元有机物 水溶液表面张力可用下列各式计算 : 1 / 4 1 / 4 1 / 4m s w w s o o （ 1 16） 注：w o + x V （ 1 17） w o oo w w o + x V （ 1 18） sw （ 1 19） so （ 1 20） ) （ 1 21） 2 / 3 2 / 3oo . 4 4 1 ( ) （ 1 22） A=B+Q （ 1 23） 2 （ 1 24） sw （ 1 25） 1 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 3 式中下角标， w,o,s 分别代表水，有机物及表面部分， xw,vw,主体部分的摩尔体积， w, 机物的表面张力， q 值决定于有机物的型式及分子 大小。所以对于苯 氯苯体系， q=1。 （ 1）精馏段 11 2 0 - 1 0 0 1 1 1 . 9 1 1 0 0 1 7 . 1 1 d y n . c . 4 9 - 1 8 . 8 5 - 1 8 . 8 5 苯苯11 2 0 - 1 0 0 1 1 1 . 9 1 1 0 0 2 2 . 5 1 d y n . c . 4 2 - 2 1 . 5 7 - 2 1 . 5 7 氯氯vw= w=M 氯 / 03/ 1 26） vo= o=M 苯 / （ 1 27） - 0 . 4 4 4 7 ) 2 2 . 1 90 . 8 7 20 . 4 4 4 7 3 1. 7 7 B l g 0 . 8 7 2 0 . 0 5 9 5 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 2 / 3 2 / 31 1 7 . 8 6 5 3 1 . 7 7Q 0 . 4 4 1 6 3 . 5 8 8 2 2 . 1 9 0 . 4 1 07 4 . 1 9 2 7 3 . 1 5 1 A=B+Q=立方程组 2 得 =+ 得 2）提馏段 11 2 0 - 1 0 0 1 1 1 . 9 1 - 1 0 0 2 0 . 3 5 d y n . c . 4 9 - 1 8 . 8 5 - 1 8 . 8 5 苯苯11 2 0 - 1 0 0 1 1 1 . 9 1 - 1 0 0 2 5 . 4 8 d y n . c . 4 2 - 2 1 . 5 7 - 2 1 . 5 7 氯氯V w= w=M 氯 / 03/ 1 28） 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 2 V o= o=M 甲 / （ 1 29） - wo( 1 0 . 0 6 9 7 ) 1 9 . 4 7 6 . 2 8 30 . 0 6 9 7 4 1 . 3 6 B l g 6 . 2 8 3 0 . 7 9 8 2 / 3 2 / 31 1 6 . 3 0 4 4 1 . 3 6Q 0 . 4 4 1 6 0 . 4 9 7 1 9 . 4 7 0 . 2 9 49 1 . 0 7 2 7 3 . 1 5 1 A=B+Q=立方程组 2 得 =+ 得 对挥发度 (1)精馏段 - 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 由 查得： 则 1= （ 1 30） (2)提馏段 - 由 查得： 则 2= （ 1 31） 2 回流比的确定 小回流比 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 图 2： 苯 氯苯的平衡曲线图 由表 1 中数据做出苯 氯苯的平衡曲线如图 1 所示，可知此平衡 曲线为非正常曲线，塔中各段相对挥发度相差较大， 故采用图解法计算最小回流比及理论塔板数。 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 从点（ xF,平衡曲线作切线，交纵坐标于一点 ,该点即为最小回流比条件下精馏段操作线的截距。 即D m i nm i . 7 1 2 R 0 . 3 8 5 际回流比 在实际操作中，常取最小回流比的（ 作为实际回流比，在本设计系统中，经过核算，考虑到设备费用与操作费用，实际 回流比取 的最小回流比。 即： R = k：实际回流 R 的取值 k ,4 文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 4 分别以表 6 中的 R 值作图，求出各自的塔板数。 图3： R = 1.2 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 图 4： R = 1.4 ： R = 1.6 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 图 6： R = 1.8 ： R = 2.0 +1)图 图 8： +1)图 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 得到最佳回流比： R = 各段气液流量 （ 1）精馏段 液相流量 L： L=R D=s （ 1 32） 气相流量 V： V=（ R+1） D=（ ） s（ 1 33） 液相体积流量 0 4 . 3 6 0 . 0 2 2 8L 0 . 0 0 2 4 8 m / 6 . 6 3 （ 1 34） 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 气相体积流量 2 . 7 1 0 . 0 6V 1 . 8 9 3 m / 9 3 6 （ 1 35） （ 2）提馏段 由前言中所述，本系统为泡点进料，则： 液相流量 L ： L =L+s （ 1 36） 气相流量 V： V=V=s （ 1 37） 液相体积流量 3 5 . 9 4 0 . 0 8 5 5L 0 . 0 0 8 5 m / 4 . 4 2 （ 1 38） 气相体积流量 3 0 . 0 5 0 . 0 6V 1 . 7 7 m / 7 1 1 （ 1 39） 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 表 5 精馏段，提馏段数据结果汇总 精馏段 提馏段 平均温度 t/ 均液相摩尔质量 ML/均气相摩尔质量 MV/均液相密度 L/均气相密度 V/度 /文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 表面张力 /均气相组成 y 均液相组成 x 相摩尔流量 L/相体积流量 L/相摩尔流量 V/相体积流量 V/对挥发度 塔板数的确 定 论塔板数 本系统平衡线为非正常曲线，故采用图解法求理论板数 精馏段操作线方程： n n . 6 1 2 1 1 0 . 9 8 6y x x 0 . 3 7 9 7 x 0 . 6 1 1 6R 1 R 1 0 . 6 1 2 1 1 + 1 0 . 6 1 2 1 1 1 提馏段操作线方程： m 1 m w m mL W 0 . 0 8 5 5 0 . 0 2 5 6y x x x 0 . 0 1 4 3 4 1 . 4 2 7 4 x 0 . 0 0 6 1L W L W 0 . 0 8 5 5 - 0 . 0 2 5 6 0 . 0 8 5 5 0 . 0 2 5 6 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 如图 9 所示 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 图 9： R 最优时 平衡线与操作线 图 分别在图中做出两条操作线，在平衡线与操作线之间画阶梯，从图中看出，共得到理论板数 (不 包括再沸器 )，加料板在第 5 块板。 即 =4 块 =5 块 际塔板数 已知 O式 塔板效率 L) 其中 为平均相对挥发度， （ 1）精馏段 0 . 2 4 5 . 4 9 ( 4 . 3 7 2 0 3 0 9 ) 0 . 4 5 5 （ 1 40） N 8 . 7 8 8 9E 0 . 4 5 5 精精块 （ 2）提馏段 0 . 2 4 5 . 4 9 ( 4 . 9 3 6 0 2 9 0 ) 0 . 4 4 8 （ 1 41） N 1 1 . 1 4 1 2E 0 . 4 4 8 提提块 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 4 则实际塔板数 +12=21 块，加料板在第 13 块板 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 全塔效率E 4 2 . 8 6 %N 2 1 5 塔径的初步设计 塔内气液流量已知，则塔径与塔内气液流速有关 求流速有经验式 u=(.8) a （ 1 42） 其中 为平均密度， C 为负荷因子， m/s。 C 值可由 联 图查得：在关联图中，横坐标为 12；参数 映液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（ 板间距， 对于常压塔， 设计取 设计塔板数较多，而且生产负荷波动不大，故板间距取较小值即可，根据标准，（ 1）精馏段 12= 120 . 0 2 2 8 9 5 6 . 6 3 0 . 0 2 40 . 0 6 2 . 9 3 6 6= 图得： C 作修正： 0 . 2 0 . 2 . 9 5C C 0 . 0 6 8 0 . 0 6 8 62 0 2 0 （ 1 43） 则 m a 6 . 6 3 2 . 9 3 6u 0 . 0 6 8 6 1. 2 3 7 m / 9 3 6 .6 s 1114V 4 1 . 8 9 3D 1 . 8 0 2 3 . 1 4 0 . 7 4 2 （ 1 44） 经过圆整， 800 空塔气速 m/s 塔板面积 1/4) 2）提馏段 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 5 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 12= 120 . 0 8 5 5 8 6 4 . 4 2 0 . 0 8 60 . 0 6 2 . 7 1 1 6=图得： C 作修正： 0 . 2 0 . 2 . 3 3C C 0 . 0 6 4 0 . 0 6 52 0 2 0 （ 1 45） 则m a 4 . 4 2 - 2 . 7 1 1u 0 . 0 6 5 1 . 1 5 6 m / 7 1 1.6 s 2224V 4 1 . 8 9 3 4D 1 . 8 0 3 . 1 4 0 . 6 9 3 4 （ 1 46） 经过圆整， 800 空塔气速 m/s 塔板 面积 1/4) 塔板的设计计算 1 溢流装置 长 设计的系统液体流量 L,L均比较小，所以采用单流型塔板，溢留堰选择平直堰。为提高塔板面积的利用率，采用弓形降液管。 对于弓形降液管，有 D 为保证有一定的溢流量，系数取 = 2 1） 口堰高 hw hw= （ 2 2） 堰上液高度 式确定：23 8 4 0 0 l （ 2 3） 其中 E 为液体收缩系数，对于苯 氯苯系统， E 1 （ 1）精馏段 23 8 4 8 . 9 4 1 3h E 0 . 0 1 0 5 0 0 1 . 2 6 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 5 买文档就送您 纸全套， Q 号交流 401339828 或 11970985 则堰高 105=(2) 提馏段 23 8 4 6 . 4 7 0h E 0 . 0 2 3 8 0 0 1 . 2 6 则堰高 =液管 a 降液管的有关参数 可查图得到 0 查图得： 其中 弓形宽度， 弓形面积， 22 . 0 9 0 2 2 . 5 4 0 . 2 2 9 m , W 0 . 1 4 1. 8 0 . 2 5 2 m b 停留时间 则精馏段 . 2 2 9 0 . 4 3 6 . 8 8 s 5 . 0 0 2 4 8 （ 2 4） 提馏段 . 2 2 9 0 . 4 1 0 . 7 7 s 5 . 0 0 8 5 （ 2 5） c 降液管底隙高度 液管底隙流速 s 对于精馏段10