笨-氯苯浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计.doc

1、前言设计方案简介本设计任务为分离苯氯苯混合物连续精馏。设计中采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点送入精馏塔内.塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜用再沸器加热水至饱和过热水蒸气状态,送至塔内，塔釜塔底产品经冷却后送至储罐.设计方案的确定和说明装置流程的确定精馏装置包括精馏塔、原料预热器，精馏釜（再沸器）、冷凝器等设备。精馏过程按操作方式的不同,分为连续精馏和间接精馏两种流程。连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主。精馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多系部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器

2、将余热带走。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响.塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后继装置使用气态物料,则宜用分凝器。总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。操作压力的选择精馏过程按操作压力不同,分为常压精馏、减压精馏和加压精馏。本实验采用的是常压精馏.进料热状况的选择精馏操作有五种进料热状况,进料热状况不同,影响塔内各层塔板的气、液相负荷.工业上多采用接近泡点液体进料和饱和液体（泡点)进

3、料，通常用釜残液预热原料。若工艺要求减少釜塔的加热量，以避免釜温过高，料液产生聚合或结焦,则应采用气态进料。加热方式的选择精馏大多采用间接蒸汽加热,设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如精馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接整齐加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下,釜液浓度相应降低,故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原因是使设备费和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要

4、选定回流比，也可参考同类生产的经验值选定。必要时可选用若干个R值，利用吉利兰图（简捷法）求出对应理论板数N，作出NR曲线，从中找出适宜操作回流比R，也可作出R对精馏操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R。塔设备的选取精馏塔是现在化工厂中必不可少的设备，因此出现了很多种的精馏塔。塔设备按其结构形式基本可分为两类：板式塔和填料塔。其中，浮阀塔是内置一定数量的阀,浮阀可根据气体的流量自行调节开度，可以避免漏夜降低气速。浮阀塔保留了泡罩塔的操作弹性大的优点并且浮阀塔板的生产能力大于泡罩塔板。因此发展很快.所以做分离苯氯苯的课程选择了筛板塔。目录前言-1设计任务书-4第一章 精馏塔的基础工艺设计 1。1

5、全塔物料衡算-5 1。2塔板数的确定-10第二章 塔径的设计 2。1各段塔径的计算-14 2。2溢流装置的计算-16 2.3塔板布置及浮阀数目与排列-18 2。4塔板流动性能的校验-21第三章 塔板负荷性能设计 3.1物沫夹带线关系式- 25 3.2降液管液泛线关系式-26 3。3液相负荷上限线关系式-27 3。4 严重漏液线关系式-27 3。5 液相负荷下限线关系式- 27第四章 精馏塔的结构设计 4。1封头- 28 4.2塔底空间- 28 4.3人孔- 28 4。4塔顶空间- 28 4。5塔总体高度设计- 29第五章 附属设备设计 5.1接管计算-29 5.2换热器计算- 31参考文献-

6、37课程设计个人小结- 38化工原理课程设计任务书  一 设计题目 浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计二 工艺条件生产能力:22500吨/年（料液)年工作日：300天原料组成:45。87苯，54.13氯苯（质量分率，下同）产品组成:馏出液 97苯，釜液2%苯操作压力:塔顶压强为常压进料温度:泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比： 自选三 设计内容1 确定精馏装置流程,绘出流程示意图、塔器设备图。2 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3 主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4 流

7、体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性.5 主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。四 设计结果总汇五 主要符号说明六 参考文献第一章 精馏塔的基础数据设计1。1 全塔物料衡算：1。1.1精馏塔的物料衡算：(1）将进料组成由质量分数转化为摩尔分数 所以料液含苯的摩尔分数为：塔顶产品含苯摩尔分数：塔底产品含苯摩尔分数:常压下苯氯苯气液平衡组成（摩尔)与温度关系（kPa）(kPa)相对挥发度80。1101.3219.730.99970。99995。1481。1104。4820.470.96210。99235

8、。1087。5126。5825.810。74910.93604.9088.5130.3226。740.71980。92604。8795.3158.2233.790。54260。84754.6896.3162。6834.940.51950.83444.66111.0240。1955。890.24640.58424。30112。0246.3357。620.23150.56294.28128。1362。6291.800.03150.l2563.95129。1370.9994。360.02510。09193.93(2)分段物料衡算：查得苯与氯苯的安托尼方程如下：苯：氯苯： 由平衡数据线性插值得:进料温

9、度: 塔顶温度: =80。47塔底温度： =128.75精馏段的平均温度：= 提馏段的平均温度：=原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：原料液：kg/kmol塔顶： kg/kmol塔底: kg/kmol（3）物料衡算：F=22500吨/年，工作日为300天，每天24小时连续进行进料流量：kmol/h物料衡算式为: 式中 D塔顶液相产品,kmol/h； F-进料产品，kmol/h代入数据联立求解得：D=18。306kmol/h W=15.074kmol/h 1。1.2 相对挥发度：由表中数据得:=1.1。3 密度已知：混合液密度: （为质量分率，为平均相对分子量） 混合气密度:(1) 精馏段：=

10、87。73由平衡数据线性插值可得：液相组成： =0.7423气相组成： =0.9337=kg/kmol =kg/kmol（2） 提馏段：=111.87由平衡数据线性插值可得：液相组成： =0。2334气相组成： =0.5657=78.11×0.2334+112.56×(10。2334)=104.52kg/kmol =78。11×0。5657+112.56×（1-0.5657）=93。07kg/kmol(3） 查物性手册得： 不同温度下苯和氯苯的密度(kg/m3)温度/6080100120140苯的密度836。6815.0792。5768。9744.1氯苯

11、的密度106410421019996。4972。9当=87.73,由内插法得： =806.3 当=111.87,由内插法得： =778。5 （4) 在精馏段液相密度 : 气相密度：取 (5)在提馏段液相密度，同理得： 气相密度：1.1。4 混合液体的表面张力计算：精馏段平均表面张力的计算：由=87.73，由线性数据内插得： 提馏段平均表面张力的计算：由=111。87，由线性数据内插得: 1.1.5,混合物的粘度:由粘度公式:苯与氯苯对应的A、B、C、D的相关数据如下：ABCD苯7。4004氯苯-4.8717当=87.73，由上表计算得： 当=111。87,由上表计算得： 1。2塔板数的确定:1

12、。2。1 理论塔板数的确定理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。 理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，本次实验设计采用逐板计算法。（1） 回流比的确定:由汽液平衡关系式：令 解得有公式： 取=0。7029（2）理论板数的确定可得精馏段操作线方程为：即: 对于提馏段，有：提馏段的操作线方程为：即：相平衡状态方程为:用逐板计算法计算理论板数如下：泡点进料，q=1,第一块塔板上升的气相组成:从第一块塔板下降的液体组成,由相平衡方程求取：由第二块板上升的气相组成用精馏段操作线方程求取：第二块板下降的液体组成：第三块板上升的气相组成:第三块板下降的液体组成：如此反复计算

13、可得： 因为，所以第六块上升的气相组成由提馏段方程计算:第六块板下降的液体组成：同理有： ，所需总理论板为9块（含再沸器）,第5块板加料，精馏段需4块。1.2。2实际塔板数的确定板效率可用奥康奈尔公式计算。式中 -塔顶和塔底平均温度下的相对挥发度 -塔顶和塔底平均温度下的液相粘度 已知 所以精馏段的实际塔板数块全塔实际板数块加料位置处于第10块板。1.2.3各段平均流量 对于精馏段：质量流量: 体积流量: 对于提馏段，因为泡点进料, 质量流量： 体积流量： 精馏段、提馏段物性数据结果汇总精馏段提馏段平均温度t/ 87.73111。87平均液相组成x 0。74230.2334平均气相组成y0.9

14、3370.5657平均液相摩尔质量ML/86。99104.52平均气相摩尔质量MV/80。3993。07平均液相密度L/869。7984.79平均气相密度V/2。7162.948相对挥发度a 4.57平均粘度/0。3118表面张力/ 20。296120。2572气相体积流量V/0.2560.273液相体积流量L/0.0003580。00137理论塔板数4总塔板数实际塔板数918第二章 塔径的设计2。1各段塔径的计算本次设计为浮阀塔,首先进行塔径估算.在初估塔径前先要假设塔板间距HT及板上清夜层高度hL,然后根据Smith法初估塔径图求出C20代入有关方程式即可得到初估的塔径.最后再初估的塔径D

15、及假设的塔板间距等用塔板上的流体力学参数进行核算。塔板间距HT的选取与塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性以及塔的安装、检修等因素有关。设计时通常根据塔径的大小选取,同时也要考虑实际情况.常用的塔板间距有300、350、400、450、500、600、800等几种系列标准.塔径依据流量公式计算 式中 D塔径，m Vs-气体体积流量，m3/s u空塔气速,m/s。 ，安全系数（0.60。8）。安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系,可取较高的安全系数。 ， 式中C可由史密斯关联图查出.2。1。1精馏段塔径的设计查史密斯关联图的横坐标为:塔径与塔板距关系表 塔径D/m0.

16、30。50。50。80.81.61。62.42.44。0板间距HT/mm200300250350300450350600400600据上表可知:初选板间距，取板上液层高度故 查史密斯关联图得取符合塔径和塔间距的关系。圆整得截塔面积：计算实际空塔气速，有2.1.2提馏段塔径的设计查史密斯关联图的横坐标为:取板间距，取板上液层高度故查史密斯关联图得取圆整得故实际空塔气速得：2。2 溢流装置的计算2.2。1液流及降液管的型式降液管有圆形与弓形两类，通常，圆形降液管一般只用于小直径塔，对于直径较大的塔，常用弓形降液管.本次设计为大塔径,故选用弓形降液管。溢流方式与降液管的布置有关.常用的降液管布置方式

17、有U型流、单溢流、双溢流及阶梯式双溢流。溢流类型与液体负荷及塔径有关。根据溢流类型与液体负荷及塔径的经验关系，本次设计选取单溢流。采用凹形受液盘。 2.2。2 堰长 对于单溢流 D塔内径，m取2.2。3溢流堰高度 本设计采用平直堰,计算堰上液高度公式为： 精馏段:取E=1。0提馏段：取E=1。02.2。4 弓形降液管的宽度和横截面积根据单溢流型的塔板结构参数系列化标准当,，时，根据下表：弓形降液管的宽度与面积表格查得 降液管宽度降液管的横截面积验算降液管内液体停留时间精馏段：提馏段：停留时间 5 ，故降液管可用2.2。5 降液管底隙高度 降液管底隙高度应低于出口堰高度,才能保证降液管底端有良好

18、的液封,一般不应低于6mm，即 。按下式计算： 式中 液体通过底隙时的流速，m/s根据经验，一般取。降液管底隙高度一般不宜小于2025mm，精馏段： 提馏段：取 因为，且，所以满足要求。2.3 塔板布置及浮阀数目与排列塔径,选用整块式塔板,一般对于小塔：溢流堰入口安定区：根据小塔径的可选，大塔径可选边缘区宽度（无效区)=30mm降液管宽度：（精馏段和提馏段一样）2.3.1精馏段浮阀的数目及孔间距：对于型浮阀（重阀),当板上浮阀刚刚全开时,动能因数在之间，故在此范围取得合适的则孔速 每层塔板上的浮阀数目为： 取因为浮阀塔在踏板鼓泡区用叉排时接触效果较好，故选用叉排,对整块式踏板,采用正三角形叉排

19、。孔心距S为对于单溢流塔板鼓泡区面积为： 其中： 所以按照等边三角形排列,阀孔中心距：取t=110mm实际排得个由N值验算得： 由于计算出的在之间，所以塔板的布置是合理的。开孔率：2。3。2提馏段浮阀的数目及孔间距：取浮阀孔动能因子每层塔板浮阀数：取N=44个，浮阀式排列方式采用正三角形叉型排列按照等边三角形排列，阀孔中心距：取孔心距为t=94mm，实际排得=41个，验算得:由于计算出的在之间,所以塔板的布置是合理的.开孔率=2.4 塔板流动性能的校验2.4。1气体通过浮阀塔板压降的计算可根据 计算（1）精馏段：临界孔速： 因为 所以干板压降应按浮阀全开情况计算 干板压降 板上充气液层阻力 取

20、， 表面张力造成的阻力可以忽略故 所以 则气体通过浮阀塔板的压降(2) 提馏段临界孔速： 因为 所以干板压降应按浮阀全开情况计算 干板压降 板上充气液层阻力 取, 表面张力造成的阻力可以忽略故 所以 则气体通过浮阀塔板的压降 合格2。4。2 液沫夹带量的校核 对本设计,为控制液沫夹带量不过大，应使泛点率。按下两式计算并取其中较大值。 或对苯氯苯系统，物性系数板上液体流经长度： 板上液体流过面积:（1）精馏段:因为，,查泛点负荷系数图如下得： 泛点率: 泛点率：可见,泛点率，满足<0.1 kg液体/kg气体的要求，故不会产生过量液沫夹。 （1） 提馏段因为， 查泛点负荷因数图得： 泛点率：

21、 = 泛点率：可见,泛点率，满足<0。1 kg液体/kg气体的要求，故不会产生过量液沫夹. 2.4.3 降液管液泛校核为了防止出现液泛，要求控制降液管中清液高度其中液体流过降液管及其底隙的阻力：(1) 精馏段 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 液体通过降液管的压头损失： 板上液层高度 则 取 , 则 所以 ,不会产生液泛.(2） 提馏段 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 液体通过降液管的压头损失： 板上液层高度 则 取 ， 则 所以 ，不会产生液泛。2。4。4 严重漏液校核 取漏液点气速为阀孔动能因子时相应的值。(1) 精馏段 故不会产生严重漏液。 (2） 提馏段 故不会产生严重

22、漏液。第三章 塔板负荷性能3。1物沫夹带线关系式 泛点率 据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按=80 计算(1) 精馏段 整理得: 由上式可知物沫夹带线为直线。(2） 提馏段整理得： 可见也是一条直线。 3。2降液管液泛线关系式 （1)由此可确定液泛线，忽略式中。因为 ， ， 其中 ， 将它们代入（1），并整理得： 精馏段将相关参数代入上式整理得： 提馏段 同理可得： 3。3 液相负荷上限线关系式液体的最大流量应保证降液管中液体的停留时间不小于35。液体在降液管内停留时间: 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则 3。4 严重漏液线关系式对于 型重阀，依=5 作为规定气体最小负荷的标准，则:

23、 精馏段： 提馏段：3.5 液相负荷下限线关系式取堰上液层高度 m 作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该下为与气相流量无关的竖直线。 取，则 所以 负荷性能图如下：第四章 精馏塔的结构设计4。1封头 1. 封头以内径为公称直径，查得封头曲面高度,直边高度。故 4。2塔底空间塔底空间，可按公式： (发挥空间)（一般取0.20。5m)带入数据得： 4.3 人孔人孔是安装或检修人员进出塔体的唯一通道，人孔的设置应便于工作人员进入任何一层塔板.由于设置人孔处的板间距较大，应等于或大于600 mm，一般每隔68层塔板设一人孔.人孔直径一般为450550mm。本塔有18块塔板,设置人孔：S=4 进料

24、板: （进料口为8、9、10块板）分别置于：塔釜一个,塔顶一个,进料口那层（从上数第78层塔板之间）一个，从上数第1415层塔板之间一个.人孔直径选为500mm。塔体上采用垂直吊盖人孔，设有人孔处的板间距为：4.4塔顶空间4。5 塔总体高度设计塔总体高度设计计算公式为： 式中 H-塔高，m；-实际塔板数; 进料板数； 进料板数板间距，m； S-人孔数； 设人孔处的板间距，m;-塔底空间高度，m； -塔顶空间高度，m； 封头高度，m;第五章 附属设备设计5。1接管5.1.1 塔顶蒸汽出料管 对其出料管的基本要求是:尽可能减少雾沫夹带，以降低液体物料的损失，故采用直管出料。本塔顶蒸汽出料管为塔顶冷

25、凝器的进口管，常压操作： 取 所以 取 5。1。2 回流管 回流的方式一般有两种，直管回流和弯管回流。本设计采用直管强制回流。 强制回流时： 取 所以 取 5.1。3 进料管 进料管的结构类型有很多，其中直管进料方便，而且阻力小,故采用直管进料,则进料管的直径，其为进料流量，m3/s, 为进料流速，m/s。 进料方式有多种，由泵直接进料操作方便且容易调节流量，但波动较大，本设计量较大,采用泵直接进料。则。 则 取 5。1.4 塔釜出料管 塔底的液体出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本塔的塔径较大,宜采用直管出料。该塔的出料管即为塔底再沸器的进口管.塔釜出料进再沸器 取 则 取 5。1。

26、5 塔釜进气管 对塔釜进气管的基本要求是：避免液体淹没气体通道,尽量使气体沿塔的横截面分布均匀，本设计采用带有斜切口的直管进气，斜切口可改善气体的分布状况。 该塔的进气管即为塔底再沸器的出口管。 取 则 取 5.2 换热器计算5.2。1 冷凝器的选择 算出: （r按顶温纯苯计算） (所用冷却水量）由已知： 查出 又 得 所以 由于流体温度500C,可选用固定管板式热换器。由固定管板式热换器的系类标准，选换热器型号为:FLb 500-65-25-4主要参数如下:外壳直径:400mm 公称压力：1.6Mpa 公称面积:5。6m2管子尺寸：§25mm×2。5mm 管子数：30 管

27、长：3000mm管中心距：32mm 管程数Np：2 管子排列方式：正三角形管程流通面积：0。016m2实际换热面积采用此换热面积的换热器，要求过程的总传热系数为:5。2.2再沸器的选择算出： （r按塔釜温纯氯苯计算) （所用蒸汽量，蒸汽汽化热）由已知: 又 查得: 所以 再 沸 器外 壳 直 径D/mm600公 称 压 强P/2。5公 称 面 积/10.5管 程 设 计2管 子 排 列 方 式正方形管 子 尺 寸/mm25×2.5管 长/m4。5管 数2685。2。3进料泵的选取取管路上有 ： 5个弯头 管长L=20m4个闸阀：(全开) 输送高度Z=13m出口 入口 管径 液体流速由

28、前面计算得： 取管壁绝对粗糙度： 由莫迪图查表得到 根据能量守恒:其中化简得到： 5。2.4精确计算冷凝器的设计和选用（1)。计算管程压降及传热系数管程压降取冷却水走管程，塔顶蒸汽走壳程管程流动面积 管内冷却水流速 （湍流）管壁绝对粗糙度： 由莫迪图查表得到 管程压降 故 可行管程传热系数 查得 40水的 （2)。计算壳程压降及传热系数壳程压降取折流挡板间距：B=0.6,且为正方形排列，管束中心线的管数 壳程流动面积 查得在80.46时 苯气体的黏度 (湍流）由于，故可用下式计算管外流动摩擦系数 管子排列为正方形，斜转安装。取校正系数F=0。4 取垢层校正系数 挡板数 壳程压强 故 可行壳程传

29、热系数有 （3）。计算总传热系数其中 所以 （4）.计算所需传热面积 其中 故 合格精馏塔结构设计汇总表项 目尺 寸进料管/mm塔顶蒸汽出料管/mm回流管/mm塔釜出料管/mm塔釜进料管/mm弯头/个9（5个弯头 4个闸阀:(全开)）进料管管长/m20m进料泵扬程/m16塔总体高度/mm10886参考文献:1 刘光启，马连湘，刘杰。化学化工物性数据手册（有机卷)M。北京:化学工业出版社，2002.2 钟秦，王娟，陈迁乔等。化工原理M.北京：国防工业出版社,2001。3 中国石化集团上海工程有限公司编.化工工艺设计手册(下册）M。北京:化学工业出版社,2003.4 王国胜。化工原理课程设计M 。

30、大连：大连理工大学出版社，2005。5 陈英南,刘玉兰.常用化工单元设备的设计M。上海:华东理工大学出版社，20056 匡国柱，史启才.化工单元过程及设备课程设计M.北京：化学工业出版社，20017 贾绍兴,柴诚敬。化工原理课程设计M。天津。天津大学出版社,20028 贺匡国。化工容器及设备简明设计手册M.北京:化学工业出版社,2002。9 朱有庭,曲海文，于浦义。化工设备设计手册（下卷)M。北京。化学工业出版社，200410 刁玉玮，王立业，喻健良.化工设备机械基础M.大连.大连理工大学出版社，200611 朱有庭，曲海文，于浦义。化工设备设计手册(上卷)M。北京。化学工业出版社，200412 路秀林，王者相。塔设备M.北京：化学工业出版社，200413 董大勤.化工设备机械基础M.北京：化学工业出版社