苯-氯仿分离过程筛板式精馏课程设计

1、新乡学院化工原理课程设计说明书院（系）名称化学与化工学院专业名称化学工程与工艺年 级 班 级2008级2班学生姓名学 号指导教师姓名徐绍红 杨丽云目 录第一章 课程设计任务书2第二章 设计内容4一、精馏塔物料衡算4二、塔板数的确定4三、确定泠凝器和再沸器的热负荷，7四、传热面积8五、塔径的计算及板间距的确定17六、堰及降液管的设计20七、踏板分布及筛板塔的主要结构参数22八、水力学计算23九、负荷性能图26十、主要接管尺寸的选取32附录34 设计小结35参考文献36第一章 课程设计任务书一、课题名称： 苯-氯仿分离过程筛板式精馏二、课题条件（原始数据）：、设计条件1.处理量、进料状态已知2.料

2、液、塔顶、塔底组成：自定3.塔底加热方式、塔底加热蒸汽压力、塔顶冷凝水进、出口温度自定4.回流比根据化工原理课程设计指导教材P-48确定5.每年生产时间：一年开工按300天计，每天工作时间24小时6.单板压降0.6kPa，塔顶表压 3.5kPa7.单组号设计筛板塔，双组号设计浮阀塔、关于设计说明书的编写 1.设计题目 2.说明书目录（标题及页次）3.精馏方案的说明，流程的叙述（附流程简图）4.工艺计算：包括全塔物料衡算、塔顶及塔底温度、精馏段和提馏段气液负荷、塔顶冷凝器热负荷、冷却水用量、塔底再沸器热负荷、加热蒸汽用量、塔的理论板数、实际板数。5.塔的结构设计：包括塔高、塔径、降液管、溢流堰、

3、开孔数及开孔率。6.塔板流体力学验算。7.塔板布置图、塔板负荷性能图。8.附属设备的设计：塔顶冷凝器、塔底再沸器（计算传热面积）、回流泵、进料接管、塔顶产品接管、塔底产品接管、塔顶蒸汽接管。9.撰写计算结果一览表。（见附表1）10.设计感想、设计评价及有关问题的分析讨论。参考文献（包括资料的作者、书名、出版单位和出版社）。11.绘制精馏塔或冷凝器的设备图（图纸A2）。、设计内容： 原料：苯、氯仿 年产量（氯仿）：三万吨 原料组成（氯仿的质量分率，下同）：0.60进料状态：气液共存进料塔顶产品组成：0.995塔底产品组成：0.03塔板形式：筛板 生产时间：300天/年，每天24h运行 设备形式：

4、筛板塔三、设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，气液共存进料。塔顶上升蒸汽采用凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.23倍。塔釜采用饱和水蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。第二章 设计内容一、精馏塔物料衡算原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 氯仿的摩尔质量 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 物料衡算塔顶处理量 总物料衡算 氯仿物料衡算 联立解得： 二、塔板数的确定精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力的计算塔顶的操作压力 每层塔板的压降 设塔板数为25块，

5、则 进料板压力 (2)操作温度的计算塔顶温度 塔底温度 进料温度 经查资料得苯与氯仿气液平衡时的组成与温度的关系如下表所示（以氯仿的组成为基准）：t/ 液相组成x 气相组成y 79.9 0.1406 0.196478.1 0.2190 0.3090 77.2 0.3037 0.4246 76.0 0.3955 0.5486 74.6 0.4953 0.6625 72.8 0.6042 0.7616 70.5 0.7235 0.8548 67.0 0.8548 0.9277由上面数据可做t-x-y图、x-y图如下所示：运用图解法可得所以 故q线方程为 在x-y图上作q线如图所示，得其与平衡线交点

6、的坐标为（0.663,0.809）， 通过近似估算则取 由此可得 精馏段操作方程为：提馏段操作方程为： 在x-y图上作出精馏段及提馏段的操作线，并运用图解法求取其理论板层数，如上图所示，则得 设 故 （不包括再沸器）三、确定泠凝器和再沸器的热负荷，上式中的，分别为塔顶、塔底混合物的汽化潜热，为混合物流率。其中汽化潜热由陈氏公式求取：陈氏公式： 经查资料得苯、氯仿性质如下： 临界温度/ 临界压力/Mpa 苯562.14.894 氯仿536.45.472以塔顶苯的计算为例计算各物质的及r列表如下：塔顶塔底项目苯氯仿项目苯氯仿0.6280.6580.5950.624 0.02140.01920.02

7、410.0216r(cal/mol)6819.127779.96r(cal/mol)6233.557515.63R(kJ/kmol)28.5532.573R(kJ/kmol)26.09831.466 所以 四、传热面积1、冷凝器取kcal/(m2h)，设水温由20上升至35，物质被冷却至53。则冷凝器传热系数K的校核：其中塔顶各物系及冷却介质的数据如下所示：物料被冷却温度由61.3降至53，故其定性温度为：(61.3+53)/2=57.2;冷却介质水温度由20升至35，其定性温度为：(20+35)/2=27.5；在上述各温度下，其物性数据如下物料（57.2）4.5840.390.1211.15

8、1冷凝水（27.5） 996.3 0.847 0.601 4.174因在冷凝过程中有相变发生，在51.85下，苯及氯仿的性质如下表所示： 苯 氯仿 845 1430.5 1425.8 0.01352 0.11184 0.11105 0.423 0.413 0.413热负荷：物料流量：冷却水耗量：该设计任务的热流体是苯和氯仿的混合热气体，冷凝体为水，为使气体通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，故令混合热气体走壳程，水走管程。 混合气体 T/ 61.353 冷凝水 t/ 35 20 t/ 26.3 33由P、R值，查图得选K值，估算传热面积：参照附录，取K=300W/(m2)所以初选换热器型号由

9、于两液体温差小于50，可选用固定管板式换热器。由固定管板式换热器的系列标准，初选换热器型号为： G450-1.6-66.主要参数如下： 实际换热面积 采用此换热面积的换热器，要求过程的总传质系数为：核算压降（1）管程压降管程流速 对于碳钢管，取管壁粗糙度可查(2)壳程压降 管子为正三角形排列F=0.5， 曲折流挡板间距， 壳程流通面积 壳程流速 所以 计算结果表明，管程和壳程的压降均可满足设计条件。核算总传热系数(1)管程对流传热系数所以 (2)壳程对流传热系数 因壳程存在相变化，故用努赛尔关系式求得传热系数， 其中：前面已计算得 故 (3)污垢热阻参照附录，管内、外侧污垢热阻分别取为(4)总

10、传热系数K管壁热阻可忽略时，总传热系数K为：G450-1.6-66 故所选的换热器是合适的，安全系数为计算结果为：选用固定管板式换热器，型号为G450-1.6-662、再沸器再沸器是用水蒸气间接对物质加热，利用的是水蒸气冷凝成水时释放大量的潜热使物质由液相变成汽相。因传热过程中高温物质和低温物质均只有相变，所以，此传热为恒温传热。所以： 取kcal/(m2h), 则得 再沸器换热系数K的核算其中塔底各物系及冷却介质的数据如下所示：被加热的物料温度为80;加热的饱和水蒸气温度为100；在上述各温度下，其物性数据如下物料（80）829.020.3542.7212.81饱和水蒸气（100） 0.70

11、757 0.01202 0.023 2.034在100下，饱和水蒸气变为冷凝水后的性质如下表所示： 冷凝水 983 0.681 0.2838热负荷：物料流量：冷却水耗量：该设计任务的热流体是饱和水蒸气气体，被加热物质为苯与氯仿的混合溶液，令混合热气体走壳程，混合溶液走管程。 取选K值，估算传热面积：参照附录，取K=650W/(m2)所以初选换热器型号由于两液体温差小于50，可选用固定管板式换热器。由固定管板式换热器的系列标准，初选换热器型号为： G450-1.6-20.主要参数如下： 实际换热面积 采用此换热面积的换热器，要求过程的总传质系数为：核算压降（1）管程压降管程流速 对于碳钢管，取管

12、壁粗糙度可查(2)壳程压降 管子为正三角形排列F=0.5， 曲折流挡板间距， 壳程流通面积 壳程流速 所以 计算结果表明，管程和壳程的压降均可满足设计条件。核算总传热系数(1)管程对流传热系数所以 (2)壳程对流传热系数 因壳程存在相变化，故用努赛尔关系式求得传热系数， 其中：前面已得 故 (3)污垢热阻参照附录，管内、外侧污垢热阻分别取为(4)总传热系数K管壁热阻可忽略时，总传热系数K为：G450-1.6-66 故所选的换热器是合适的，安全系数为计算结果为：选用固定管板式换热器，型号为G450-1.6-20五、塔径的计算及板间距的确定1、 气、液相流率(1) 精馏段 (2)提馏段 2、将以上

13、所求得的流率换成体积流率 先求塔顶、塔底混合物的密度，纯物质液相密度可查得，气相密度由式计算。式中的Z由以下两式迭代得出：以塔底苯威力计算如下 已知 ，将Z=1初始值带入上式,得 所以 Z=0.965 用同样的方法计算塔底氯仿、塔顶苯及氯仿的。结果如下：塔顶苯 氯仿塔底 苯 氯仿 0.973 0.979 0.965 0.972 4.612 4.584 4.584 3.291 3.268 3.290 839 1442.71437.87 817 1424 829.02体积流量： (1)精馏段 (2)提馏段3、塔径的计算用史密斯泛点关联法计算塔径。(1)精馏段最大汽速（泛点气速） 先确定C，设根据

14、查上图可得查的塔顶条件下表面张力 设计气速塔径 故取 (2)提馏段最大汽速 先确定C, 设 ，根据 查上图可查得 查的塔底条件下表面张力 设计气速塔径 圆整取 D=0.8m.4塔截面积六、堰及降液管的设计由于塔径0.8m2m,所以应采用单溢流：1、取堰长 2、取堰宽及降液管面积 3、停留时间(1)精馏段 (2)提馏段4、堰高(1)精馏段 (2)提馏段5、降液管底端与塔板之间的距离（一般情况下应小于）(1)精馏段 （） (2)提馏段 （） 七、塔板分布及筛板塔的主要结构参数1、塔板布置2、筛孔直径、空中心距、板厚 3、开孔率 式中为开孔区面积，为筛板面积，m。所以 4、孔数八、水力学计算1、塔板

15、阻力 其中 式中：(1)精馏段 查图 故 (2)提馏段查图 故 2、二、漏液点当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率。因此，漏液点气速为下限气速，筛孔的漏液点气速按以下公式计算：(1)精馏段 所以：稳定系数 (2)提馏段 所以：稳定系数 3、雾沫夹带用泛点百分率关联法，先求(1)精馏段因为 操作气流 液泛分率 查图得 所以 (2)提馏段 因为操作气流 液泛分率 查图得 所以4、液泛的校核 为了避免液泛，降液管中液面高不得超过0.40.6倍， 其中液体在降液管出口阻力： (1)精馏段 (2)提馏段 九、负荷性能图(1)精馏段漏液线干板压降 又取点得如下所示： 0 0.0

16、5 0.10 0.15 0.20 0.25 0.30 0.350.40 0.30130.46100.53290.58650.63060.66840.70200.73240.7601液体流量下限规定时，液体流量达到下限。得 液体流量上限以液体在降液管内停留时间为3s规定液体的流量上限液泛线取作液泛线则 又 取点得如下所示：00.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0071.2771.2341.1991.1621.1211.0721.0160.904雾沫夹带线令可容许的雾沫夹带最大量为0.1kg/kg气取点得数据如下所示：00.010.020.030.040.050.060

17、.071.2670.9320.7330.5680.4200.2850.1570.0374由以上所得数据作图如下图所示：(2)提馏段漏液线干板压降 又因为 取点得如下所示： 0 0.05 0.10 0.15 0.20 0.25 0.30 0.350.40 0.30130.46100.53290.58650.63060.66840.70200.73240.7601液体流量下限规定时，液体流量达到下限。得 液体流量上限以液体在降液管内停留时间为3s规定液体的流量上限液泛线取作液泛线则 又 取点得如下所示：00.0020.0040.0060.0080.0100.0150.0201.1611.1001.

18、0561.0100.95960.90220.71270.3748雾沫夹带线令可容许的雾沫夹带最大量为0.1kg/kg气取点得数据如下所示：00.010.020.030.040.050.060.071.3110.9770.7800.6150.4680.3340.2070.0880由以上所得数据作图如下图所示：十、主要接管尺寸的选取（1）进料管已知进料流率F=71.34Kmol/h,平均分子量为Mf=98.534kg/kmol,密度为1185.56kg/mL/h取管内流速 U=1.8m/s则进料管直 d=0.042m(2)回流管回流的体积流率：L=4.68m/h取管内流速U=0.5m/s则回流管直径：d=0.06m(3)釜液出口管L=3.47m/h取管内流速U=0.5m/s则釜液出口管直径： d0.05m(4)塔顶蒸汽管：V=2372.62m/hU=16m/sd=0.23m(5)加热蒸汽管取管内蒸汽流速 u=15m/sV=1529.36m/hd= =0.19m附表设计结果一览表序号项 目符 号单 位计算结果精馏段提馏段1平均温度T77.868.42平