苯-氯苯精馏塔工艺设计

1、山东理工大学 毕业设计题 目：苯-氯苯精馏塔及预热器的工艺设计学 院： 化学工程学院 专 业： 化学工程与工艺 学生姓名： 许林鸿 指导教师： 陈磊 毕业设计（论文）时间：2016年3月1日5月30日 共16周中 文 摘 要摘 要本设计完成了工艺计算和设备设计两方面的内容，设计思想依照所学课程化工原理 夏清，贾绍义.化工原理.第2版.天津大学出版社，2012年和化工设备基础 赵军，张有忱，段成红.化工设备基础.第2版.化学工业出版社，2007年。工艺计算确定塔径，塔总高度。设备设计部分，确定换热器的选型，根据化工设计 陈声宗主编，杨泽慧，尹疆副主编.化工设计.第3版.化学工业出版社，2015年

2、确定工艺流程。 设计内容可以概括如下：1.分析设计条件，确定设计方案；2.精馏塔的工艺计算；3.精馏塔及塔板的工艺尺寸计算；4.附属设备选型；5.塔的结构设计和强度校核；6.精馏塔装配图绘制；7.带控制点的工艺流程图设计。本设计没有特殊要求，故选用的是圆筒形裙座，直径为800mm。最后进行了筒体和封头的强度和稳定性计算，各人孔和接管的开孔补强计算，筒体的强度和稳定性以及水压试验的校核，通过校核，确定本设计的塔体壁厚、高度等在设计压力下均符合要求。本设计针对苯-氯苯的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过对精馏塔的运算分析，可以得出精馏塔的工艺流程、生产操作条件

3、及物性参数以及根据分离物性进行选材，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。此外对塔的附属设备分析、计算、物料衡算进行选型设计。使整个生产工艺过程做到经济、实用、效率高、产品精准的目的。关键词：氯苯；精馏；筛板塔II- -英 文 摘 要Abstract The complete design of the main content and process calculation equipment design two aspects, design the main course Chemical Engineering Principle in accordance with wha

4、t they have learned Chemical Equipment Basis calculated and determined technology tower diameter, total height of the tower. Equipment design part, determine the selection of the heat exchanger, according to Chemical Engineering Design determination process. The main design can be summarized as foll

5、ows: 1 analysis and design conditions to determine the design; 2 fractionator process of calculation; calculation of rectification column 3 and tray geometries; 4 ancillary equipment selection; 5 column. structural design and strength check; 6 fractionator assembly drawing; 7 flow chart design with

6、control points. Because of the design are no special requirements, so the choice is cylindrical skirt and a diameter of 800mm. Finally, calculate the strength and stability of the cylinder and head, each hole and took the opening reinforcement calculation, check the strength and stability of the cyl

7、inder and the hydrostatic test, by checking to determine the design of the tower wall thickness, height, etc. are under design pressure to meet the requirements. The design for benzene - rectification problem chlorobenzene analysis, selection, calculation, accounting, graphics and so on, is more com

8、plete rectification design process. By fractionator operation analysis can be drawn from the distillation column process to produce operating conditions and physical parameters as well as the selection was based on the separation, so as to ensure the smooth and efficient distillation process as much

9、 as possible to improve. Further analysis of ancillary equipment tower, calculation, mass balance conducted selection and design. So that the whole production process to achieve economic, practical, efficient, accurate product purpose.Keywords: chlorobenzene; distillation; sieve column目 录目 录摘 要. IAb

10、stract（英文摘要）. II目 录. III第一章 设计方案简介. 1 引言. 1 1.1塔板与设计方案简介. 11.1.1 塔板性质. 1 1.1.2 设计方案的确定. 2第二章 精馏塔的设计. 3 2.1精馏塔的物料衡算. 3 2.1.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率. 3 2.1.2原料液、塔顶以及塔釜的平均摩尔质量. 3 2.1.3物料衡算、热量衡算. 3 2.2塔板数的确定. 32.2.1理论板数NT的求取. 32.2.2确定操作的回流比R. 42.2.3实际板数的求取. 5 2.2.3.1求精馏塔的气液相负荷. 5 2.2.3.2求操作线方程. 5 2.3精馏塔的工艺条件及有

11、关物性数据的计算. 5 2.3.1操作压力的计算. 5 2.3.2操作温度的计算. 6 2.3.3平均摩尔质量的计算. 6 2.3.4平均密度的计算. 7 2.3.4.1气相平均密度计算. 7 2.3.4.2液相平均密度计算. 72.3.5液相平均表面张力的计算. 8 2.3.6液体平均粘度的计算. 82.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算. 9 2.4.1塔径的计算. 9 2.4.2塔高的计算. 102.5塔板主要工艺尺寸的计算. 10 2.5.1溢流装置的计算. 10 2.5.2塔板布置的计算. 112.6塔板的流体力学验算. 11 2.6.1气体通过筛板压降和的验算. 11 2.6.2液面落差雾

12、沫夹带量的验算. 12 2.6.3面落差.漏液的验算. 12 2.6.4面落差.液泛的验算. 122.7塔板性能图. 13 2.7.1漏液线（气相负荷下限线）. 13 2.7.2液沫夹带线. 14 2.7.3相负荷下限线. 14 2.7.4相负荷上限线. 15 2.7.5泛线. 15 2.7.6精馏塔的管口直径. 16 2.7.6.1塔顶蒸汽出口管径. 16 2.7.6.2回流液管径. 16 2.7.6.3加料管径. 16 2.7.6.4料液排出管径. 16 2.7.6.5饱和蒸汽管径. 16第三章 换热器的设计. 17 3.1标准列管式原料预热器的选型设计. 17 3.1.1 U型管式原料预

13、热器的选型设计. 17 3.1.1.1基本数据的查取. 17 3.1.2.2流径的选择. 17 3.1.1.3热负荷的计算. 17 3.1.1.4传热温度差计算. 17 3.1.1.5选K值，估算传热面积. 18 3.2初选换热器型号. 18III- 3.2.1核算压降. 18 3.2.1.1管程压降. 18 3.2.1.2壳程压降. 19 3.2.2核算传热系数. 19 3.2.2.1管程对流传热系数. 19 3.2.2.2壳程对流传热系数（凯恩法）. 19 3.2.2.3污垢热阻. 19 3.2.2.4总传热系数. 19第四章 设计结果汇总. 22结论. 24参考文献. 25致谢与声明.

14、26IV-第一章 设计方案简介第一章 设计方案简介前言通过课程设计。要求学生了解程序设计的基本内容，掌握其方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。课程设计是增强工程观念，培养学生独立工作的有益实践。又由于塔设备在石油、化工、医药、煤炭等行业中应用广泛，其合理的设计受到极大关注，所以塔课程设计实践必不可少。精馏塔作为石油化工行业最常用的化工设备之一，在当今工业中发挥了极其重要的作用。精馏塔通过物质的传质传热，将塔的进料中的物质分离，从而在塔顶和塔底分别获得人们需要的高浓度物质。苯与氯苯的分离，必

15、须经过各种加工过程，炼制成多种在质量上符合使用要求的产品。氯苯的作用是涉及国防和民生的各个领域。染料、医药工业用于制造苯酚、硝基氯苯、苯胺、硝基酚等有机中间体。橡胶工业用于制造橡胶助剂。农药工业用于制造DDT， 涂料工业用于制造油漆。 轻工工业用于制造干洗剂和快干油墨，化工生产中用作溶剂和传热介质，分析化学中用作化学试剂。事实上，作为传统工业中发展较为成熟的技术之一，精馏塔设计分离技术发展至今，已经相当成熟，并且早已付诸实践和应用。1.1塔板与设计方案简介 1.1.1塔板性质此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，

16、并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大2040%，塔板效率高1015%，压力降低3050%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达2025mm），导向筛板等多种形式。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑生产能力大、操作弹性大、流体流动的阻力小、结构简单、耐腐蚀、方便操作等要求。事实上，对于现有

17、的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分工业塔常用的筛孔孔径为38mm，按正三角形排列空间距与孔径的比为2.55近年来有大孔径（1025mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。筛板塔的特点如下：（1）结构简单、制造维修方便。（2）生产能力大，比浮阀塔还高。（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。 1.1.2设计方案

18、的确定1.精馏方式：采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。3.塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。4.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。5.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热

19、。6.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 24- -第二章 精馏塔的设计第二章 精馏塔的设计2.1精馏塔的物料衡算 2.1.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率 苯的摩尔质量MA=78.11kg/mol 氯苯的摩尔质量MB=112.56kg/mol 原料液摩尔分率= 塔顶摩尔分率塔底摩尔分率2.1.2原料液、塔顶以及塔釜的平均摩尔质量原料液：MF=78.110.636+（10.636）112.56=90.65kg/kmol塔顶：MD=78.110.99

20、3+（10.993）112.56=78.35kg/kmol塔釜：MW=78.110.014+（10.014）112.56=112.07kg/kmol2.1.3物料衡算、热量衡算 年产量15万吨，一年300天，一天24小时原料处理量 W=（150000*1000）/（300*24*112.56）=61.70kg/mol F=D+W 0.636F=0.993D+0.014W可得F=169.2kmol/h D=107.50kmol/h2.2塔板数的确定 2.2.1理论板数NT的求取苯-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4，利用泡点方程和露点方

21、程求取依据，将所得计算结果列表2-1如下：表2-1温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710由化工手册化工手册.北京：化学工业出版社.2010年查得苯-氯苯的气液平衡数据，绘出图，如下图2-2；图解得块（不含釜）。其中，精馏段4块，提馏段7块,第5块为加料板位置。图2-2（苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解）2.2.2确定操作的回流比R将表2-1中数据作图得曲

22、线及曲线。在图上，因，查得=0.893，而xq=xF=0.636，xD=0.993。故有：所以进料版第5块，理论塔板数为11块（含釜）。精馏段4块，提馏段7块.2.2.3实际板数的求取 2.2.3.1求精馏塔的气液相负荷L=RD=0.7782107.5=28.2683.6565Kmol/h；V=(R+1)D=(0.7782+1)107.5=191.1565Kmol/h；L=L+F=83.6363+169.2=252.8565Kmol/hV=V=191.1565Kmol/h 2.2.3.2求操作线方程精馏段操作线：提馏段操作线为过(0.014,0.014)和(0.636,0.893)两点的直线。

23、求全塔效率： 把=0.993、=0.636、=0.3891代入上式中得=4.78由全塔效率公式 =0.6360.16+0.3640.205=0.17638把、代入全塔效率公式得，=0.51精馏段实际板层数:提留段实际板层数：实际总塔板数：（不含釜） 2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2.3.1操作压力的计算塔顶操作压力：每层塔板压降：进料板压力：KPa精馏段平均压力：提馏段平均压力： 2.3.2操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法算出泡点温度，其中苯和氯苯的饱和蒸汽压，由安托尼方程计算，计算结果如下：图2-3（温度组成图）通过图2-3（温度组成图）易估读出塔顶温度：通过试

24、差得加料板温度为93塔底温度132精馏段平均温度 提馏段平均温度 全塔平均温度 2.3.3平均摩尔质量的计算塔顶：，查平衡曲线（见图2-2），得kg/kmolkg/kmol进料板：查平衡曲线（见图2-2），得 ,kg/kmol kg/kmol精馏段：kg/kmolkg/kmol塔底： kg/kmol kg/kmol提馏段： kg/kmol kg/kmol2.3.4平均密度的计算 2.3.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即精馏段：KPa Kg/m3 提馏段：KPa Kg/m3 2.3.4.2液相平均密度计算液相平均密度依计算，即 塔顶：由查得：进料板：由查得：进料板液相质量分率：

25、塔底：查得： 苯质量分数： 精馏段液相平均密度为： 提馏段液相平均密度为： 2.3.5液相平均表面张力的计算塔顶液相的平均表面张力：（82）;进料板液相的平均表面张力：(93)塔底液相的平均表面张力：(132)精馏段液相的平均表面张力：提馏段液相的平均表面张力： 2.3.6液体平均粘度的计算液相平均粘度：塔顶液相平均粘度计算：（82） ，解出：进料板液相平均粘度计算：（93），解出：塔底液相平均粘度计算：（132），解出：精馏段液相平均粘度计算： 提馏段液相平均粘度计算：2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 2.4.1塔径的计算（1）精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为计算取板间距，板上液层高

26、度，则故查表可得：取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆算后为：D=1.5m塔截面积为：实际空塔气速为： 2.4.2塔高的计算 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：Z精=(N-1)H=(8-1)0.4=2.8m提馏段有效高度为：Z提=(N-1)H=(12-1)0.4=4.4m在进料板上方开一人孔，在孔进料板（提馏段）下方开一人孔，其高度均为0.8m。故精馏塔有效高度为：Z=Z精+Z提+0.8*2=2.8+4.4+1.6=8.8m2.5塔板主要工艺尺寸的计算根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。 2.5.1溢流装置的计算采用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，且

27、不设进口堰。溢流堰长（出口堰长）取溢流堰高度对平直堰，近似取E=1降液管的宽度和降液管的面积由，查图得，即：，液体在降液管内的停留时间5s故降液管设计合理。降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：0.006m，故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度，一般都大于50mm 2.5.2塔板布置的计算1.塔板布置：选用筛板塔边缘区宽度：一般为50-75mm，D 2m时，可达100mm。安定区宽度确定取，。开孔区面积式中：开孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。每层塔板的开孔数（孔）每层塔板的

28、开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速2.6塔板的流体力学验算 2.6.1气体通过筛板压降和的验算1气体通过干板的阻力压降 由 查图5-10得出，液柱式中为孔流系数。2.气体通过板上液层的压降液柱式中充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：m/s动能因子:查图得（一般可近似取）。3.气体克服液体表面张力产生的压降液柱4.体通过每层筛板的压降（单板压降）和液柱0.7kPa（设计允许值） 2.6.2液面落差雾沫夹带量的验算1.5故在本设计中无明显漏液。 2.6.4面落差.液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度成立，故在本设

29、计中不会发生液泛现象。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。 液体表面张力的阻力的计算精馏段液体表面张力所产生的阻力液柱提镏段液体表面张力所产生的阻力液柱精馏段每层压降： 0.7kPa提馏段每层压降: 0.7kPa故满足设计要求。2.7塔板性能图 2.7.1漏液线（气相负荷下限线）漏液点气速 ,整理得：整理得： 在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表2-4：表2-40.00050.0010.010.0150.740.760.860.9依据表中数据作出漏液线1 2.7.2液沫夹带线 式中：= 将已知数据代入式：得：

30、 在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表2-5：表2-50.00050.0050.010.0150.023.0562.6202.2912.0171.772 2.7.3相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006 m作为最小液体负荷标准由=；取E=1,得：代入数据得：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下下限线3 2.7.4相负荷上限线作出与气体流量无关的垂直液相负荷线4 2.7.5泛线=+; =+；=；=+将以上式子整理并将已知数据代入得：故在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表2-6：表2-60.00050.0050.010.0150.022.782.472.

31、121.650.84依据表中数据作出液泛线5依据以上各方程，可作出筛板塔的负荷性能图如下图2-7。在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由下图2-7可查得故操作弹性为图2-7（筛板塔的负荷性能图） 2.7.6精馏塔的管口直径 2.7.6.1塔顶蒸汽出口管径 依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取1220m/s。 2.7.6.2回流液管径 回流量前已算出，回流液的流速范围为0.20.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取12.5 m/s。 2.7.6.3加料管径 料液由高位槽自流，流速可取0.40.8

32、 m/s；泵送时流速可取1.52.5m/s。 2.7.6.4料液排出管径 塔釜液出塔的流速可取0.51.0m/s。 2.7.6.5饱和蒸汽管径 蒸汽流速：295kPa：2040 m/s；2950 kPa：80 m/s。 第三章 换热器的设计第三章 换热器的设计3.1标准列管式原料预热器的选型设计 3.1.1 U型管式原料预热器的选型设计 3.1.1.1基本数据的查取 苯的定性温度：自化工手册4查得苯在定性温度下的物性数据为：r830.2kg/m3，m=3.7210-4Pas，C=1.78kJ/kg，l=0.118W/m。由饱和水蒸汽表查出200kPa的饱和水蒸气温度为120水的定性温度：自化工

33、手册4查得水在定性温度下的物性数据为：r938 kg/m3，m2.27510-4Pas，C4.263 kJ/kg，l0.6862W/m， Pr=1.415。 3.1.2.2流径的选择为了利用壳体散热，增强冷却效果，决定苯走壳程，水走管程。 3.1.1.3热负荷的计算因换热过程为冷却过程，故热负荷应取热流体苯的放热量。又因为对该过程而言，热损失越大越有利于冷却，所以在确定冷却水用量时可不考虑热损失。Q=qm,hCh(T1T2)=130001.835（94-25） =4.57102kW冷却水用量 3.1.1.4传热温度差计算依照前言中的加热方案，该原料预热器拟采用U形管式换热器。故传热推动力如下：

34、先求逆流时的平均温度差：计算R和P由R和P查化工手册4图4-9a，0.950.8，故选用单壳程、偶数管程可行。Dtm=Dtm0.9573.3369.66 3.1.1.5选K值，估算传热面积参照化工手册4表4-4，取K=450W/m2 3.2初选换热器型号 由于两流体温差小于50，可选用固定管板式换热器，由固定管板式换热器的标准系列，初选换热器型号为：G10001.6170。主要参数如下表3-1：表3-1外壳直径4000mm公称压力4.0MPa公称面积12.9m2实际面积11.022 m2管子规格252.5mm管长3000mm管子数28管程数4管子排列方式正方形管程流通面积0.0048m2管间距32mm采用此换热器，则要求过程的总传热系数为3.2.1核算压降 3.2.1.1管程压降Ft1.4，Ns1，Np4管程流速 对于钢管，取管壁粗糙度e0.1mm e/d=0.1/20=0.005查化工手册4莫狄