化工原理课程研发设计苯与氯苯分离

1、化工原理课程设计说明书设计题目：苯一氯苯精馏过程板式塔设计设计者:班级化工095姓名闫宏阳日 期:2011 年12月13号指导教师：杨胜凯设计成绩：日期：目录设计任务书 3设计计算书4设计方案的确定 4精馏塔物料衡算4塔板数的确定5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算8塔体工艺尺寸计算13塔板主要工艺尺寸15塔板流体力学验算17浮阀塔的结构20精馏塔接管尺寸23产品冷却器选型25对设计过程的评述和有关问题的讨论 25附图：生产工艺流程图精馏塔设计流程图设计任务书（一）题目试设计一座苯一氯苯连续精馏塔，要求年产纯度99.8%的氯苯21000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%原料液中含氯苯45%（

2、以上均 为质量分数）。（二）操作条件（1）塔顶压力（2）进料热状况4kPa（表压）；泡点；(3) 回流比R=1.4Rmin ；（4） 塔底加热蒸汽压力0.5Mpa（表压）;（5） 单板压降0.2C=C20 i =0.069 汉一一丨=0.070 气20丿i 20丿Umax=0.070855.51 -2.90V 290二 1.20m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为0.6umax = 0.72m/sDi4 0.5423.14 0.72=0.979m统一按照塔板结构参数系列化标准(单溢流型)将塔径圆整后取D=1.0m o塔截面积A D2 二314 1.02 = 0.785m44实际空塔气速U =

3、 0542 = 0.690m/s0.785(2)提馏段LS2V M vm23600 ?Vm270.49 97.273600 3.51=0.543m3/sL M Lm23600 心296.42 101.853600 934.243= 0.0029m /s/ JLh ( PL 丫 0.0029 汉 3600 *934.24 迄！一H =I =0.087Vh 出 丿 0.543 汽 3600 i 3.51 丿HT -hL =0.42 - 0.07 =0.35m查图得 C20 = 0.0 6 8/ x0.2/ 22c任“。吋芽J皿8Umax=0.068934.24 - 3.513.51-1.12m/s

4、u2 =0.6umax =06 1.12 = 0.67m/sD24 0.5433.14 0.672二 1.00m统一按照塔板结构参数系列化标准(单溢流型)将塔径圆整后取D=1000mm塔截面积实际空塔气速3.14= 0.78m2u m0543 =0.692m/s0.7852 塔高的计算(1) 精馏塔的有效高度精馏段Z精=(N精-1)Ht =(9-1) 0.42 = 3.36m提馏段Z提=(N提1)Ht=(14 1) 0.4=5.46m在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m，则有效高度为Z有效=Z精 Z提 0.8 3 = 3.36 5.46 2.4 =11.2m(2) 全塔实

5、际高度取进料板板间距为0.8m，人孔处的板间距为0.8m，塔底空间高度为2.0m, 塔顶空间高度为0.7m,封头高度为0.6m,裙座高度为2.0m，则全塔高为H =(n -nF -nP -1)Ht nfHf npHp Hd Hb H1 H2 =(23-1 -3 -1) 0.42 0.8 3 0.8 0.7 2.0 0.6 2.0 =16.06m六、塔板主要工艺尺寸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，塔板采用单流 和分块式组装。1 溢流装置的计算(1)堰长：g =0.66D =0.66 1.0=0.66m(2)堰高：由hw =hL -how，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西

6、斯公式求得精馏段:2.84 E 1000lw.84.000360叮 10000.662二 0.00626m取 hL =0.07m，贝q=hL - hOW1 = 0.07 - 0.00626 = 0.06374m2 2提馏段:hOW 22.84E 1000hw2 = h - how 2 0.07-0.0 1 80.0 5m(3) 降液管面积当血=0.66时，查表得DWd =0.1 2,4 Wd =0.1 2 41.0 =0.1 2m DAf2一 =0.0 7 2 2Af =0.0 7 2 20.7 8 5 0.0 5 m2 A塔的相对操作面积为 1-2 0.0715 100%= 85.7%(4)

7、 液体在降液管里停留的时间精馏段型0A土 ,600 O.57 0.40 ,8s .5sLh1360090006故降液管设计合理(5) 降液管底隙高度h。h03 6 0IWU0精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分别取u01 = 0.075m/su02 = 0.180m/s精馏段h0143600 0.00060.0 1 m3600lwu013600 沁 0.660.0 7 5提馏段h0253600 o.290.02 m3600lwU023600 江0.66汇0.1 8 02 塔板布置的计算选用F1型浮阀，阀孔直径39mm,阀片直径48mm,阀片厚度2mm,最大开度8.5mm，静止开度

8、2.5mm，阀质量为3234g。(1)阀孔临界速度精馏段提馏段U0 Kp10.548J.54872.82.90=5.86m/s，Z72.8l V20.548F卫548广72.8 3.51 丿=5.27m /s上下两段相应的阀孔动能因子为：Foi = Uo Kp1VI =5.86.2.90 =9.979F02 = Uo h . V2 =5.27.3.51 =9.8 7 3均属正常操作范围取边缘区宽度 Wc= 0.055m,安定区宽度 Ws = 0.065m ,开孔区面积八O I d22hR2 . jl x IAa =2 x#R x +sin 180 R一=2 0.3 1 10.4 4 50.3

9、1 10.4 4 5s i 扌031 =0.5 0 m2IL1 8 00.4 4 5其中，R = D -WC 二10 -0.055 =0.445m2 2x=DWd W. =10 - 0.124 0.065 =0.3112 2(2 )提馏段塔板布置取边缘区宽度 Wc= 0.030m,安定区宽度 Ws = 0.055m，开孔区面积A C |722 + HR . 4xAa=2xR x +sin 180 R_22 二21 0.3212=2 0.321 0.470 -0.3210.470 sin 一0.552m1800.470其中，R = D _WC 工10 0.030 =0.470m 2 2x =牛-

10、Wd W4_ 0.124 0.0551=0.321(3)浮阀数n与开孔率:F1型浮阀的阀孔直径为 39mm阀孔气速U0F0，其中取F0=10浮阀数目nV2U0d0 二 /4开孔率d2精馏段U010=5.87m/ s4 95425.87 0.039 0.039 二=78提留段_78 O.39O.。391.心=11.86%U0 =105.34m/sv3.514 95435.34 0.039 0.039 3.14=86=860.039 0.039= 12.94%t=0.075m，则排间距t为浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距Aa 0 504 精馏段 t 二00.0862m = 86.

11、2mmnt 78 汉 0.075Aa 0 552 提留段 t 二一 0.0856m = 86.6mmnt 86汉0.075考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取t =80mm=0.08m重新计算孔速及阀数精馏段Aan 二tt0.504=84提留段由此可知,u0 =0.075 0.080.542 4n d2 二/4一84 0.039 0.039 3.14F。=5.53 、2.90 =9.41-84 .39 .39 =12.78%Aan =tt1 1遊 920.075 0.080.543 4=5.53m/s24.94m/ s

12、n d0 - : /492 0.039 0.039 3.14F。=4.943.51 =9.25-92 .039 .39 3.99%阀孔动能因数变化不大七、塔板流体力学验算1 塔板压降hp =hc hh:-(1)干板阻力精馏段 u0c1 J825 73.1/J J.82573.1/2.90 =5.860m/sU01 : Uc1,贝UU0；7519汉5.53.175、亠卄hc1 =19.0 0.029m 液柱I 855.51提馏段 u0c2 二1825 73.1/乙 J825 73.1/3.51 =5.27m/sU02 * U0c2 ,则0.1750.175hc2 =19.0U 0.026m 液柱

13、L 934.24(2)板上充气液层阻力取充气系数；0 = 0.5，则hi = gh = 0.5 .7 = .35m液柱(3)液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计精馏段每层压降hp1 = h“ h =0.029 0.035 = 0.064m液柱= Pp1 = hp1L1 g = 0.064 855.51 9.81 = 537.12Pa ： 700Pa提馏段每层压降hp2 =hc2=0.026+0.035 = 0.061m 液柱pp2 二 hp2 L2g = 0.061 934.24 9.8仁 559.06Pa ： 700Pa因此，上下两段塔板压降如下上下两段单板压降均符合设计任务要求。

14、2 液泛为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度 Hd乞IHt hw),而 Hd 二 hp hL hd(1)与气体通过塔板压降所相当的液柱高度精馏段hp1 = 0.064m液柱提馏段 hp2= 0.061m液柱(2)液体通过降液管的压头损失精馏段 hd1 =0.153 也 =0.153Jwh01 )20.0006! 介 cccaa 瞒卄 I = 0.00088m液柱 10.66 9012 丿提馏段 hd2 =0.15 Ls20.153VJw h02 丿=0.0051m 液柱0.66 0.024(3)板上液层高度精馏段和提馏段皆为hL = 0.07m精馏段Hd1 =hp1 hL1 hd

15、0.064 0.070 0.00088 = 0.1349m(Ht hW1) =0.5(0.42 0.0 6 3 7 40.2 4 1 9Hd1因此，取=0.5 ,降液管中清液层高度如下:可见，精馏段符合防止液泛的要求提馏段 Hd2 二 hp2 hL2 hd2= 0.061 0.07 0.0 0 5=10.1 3 m(Ht hw2)=0.5(0.42 0.052) =0.236 . Hd2可见，提馏段符合防止液泛的要求。3.液沫夹带(1)精馏段液沫夹带量ev的验算UaVsAt Af5.7 10-65.7 10占21.27 10zv3.2r 0.7445;(0.42-2.5907 丿=0.0094

16、kg液 / kg气:0.1kg液 / kg气故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。(2)提馏段液沫夹带量ev的验算5.7 10“Uahf5.7 10“20.40 10广 0 7458f2: =0.0085kg液 /kg气 c 0.1kg液 / kg气 Q42-2.5X0.07 丿故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。4.漏液的验算(1)精馏段漏液的验算F0UV取F0=5，则5U02.94m/s ： 5.53m/sv2.90故在设计负荷下不会产生过量漏液。(2)提馏段漏液的验算U0= 5 2.67m/s ： 4.94m/s3.51故在设计负荷下不会产生过量漏液。八、塔板负荷性能图计算（一）精馏段塔板

17、负荷性能图1、漏液线Fo取 Fo=5,又 n =V2uodo二 /420.23故(Vs) min=do nuo = xo 039 =84x 2.94 = o.295m /S4 u4据此做出与液体流量无关的水平漏液线(1)2.液沫夹带线直fa5.7x10 uaev =-hf,其中，ua堆Vs0.746VS(a)AAf0.785 0.057hf二 2.5 hwhoW =2.52.84 10E3600LS 运近似取 E 1.0, g = 0.06374m,lW = 0.66mhf= 2.5 0.06374 +2.84 汉 101.02 广3600LS匕、0.66 .丿=0.1592.20L2/3(b

18、)取液沫夹带极限值ev为0.1kg液/ kg气。已知二=21.7mN / m ,HT = 0.42m并将a , b代入得:0.15.7 10上21.7 10；0.746VS2.420.159 -2.2L2/3S整理得：Vs =2.23 -18.87Ls2/3在操作范围内任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值列于下表中Ls , m3 / s0.00060.00150.00300.0045Vs ,m3 / s2.101.981.841.72依表中数据在VsLs图中作出液沫夹带线（2）。3 液相负荷下限线取平堰、堰上液层高度hw = 0.006m作为液相负荷下限条件，取 E 1.0则一鵲（甞n2/3

19、0.006 宀 1.010002 3600 Ls, min f 92X2.67 = 0.293 m3/s4 4据此做出与液体流量无关的水平漏液线（1）5、液相负荷下限线（5）取平堰、堰上液层高度 how = 0.006m作为液相负荷下限条件，取E : 1.0则2.84E(360LS,min2/31 0 0 0( lw0.006 墾 1.01000勺600Ls,mini 0.66整理上式得 Ls,min =5.630，m3/s依此值在Vs Ls图中作线即为液相负荷下限线（5）。将以上5条线标绘于Vs - Ls图中，即为提馏段负荷性能图。5条线包围区域为提馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。

20、OP线与（2）线的交点相应相负荷为 Vs,max，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为 Vs,min。图见坐标纸。可知本设计塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。读图，提馏段的操作弹性=乞1怛 二142 =3.38VS,min0.42九、精馏塔接管尺寸计算1 塔顶蒸气出口管VRTd3600Pd70.49 8.314 阴2 273.15) _o.55im3/s3600 105.33选择蒸气速度u =18m/s，则4Vs4 0.551 = 0.197m3.14 18按照GB81687,选择热轧无缝钢管 245 6.5mm核算 u 二徑 4 0.551 2 = 11.69m/s，在 10

21、20m/s之间，可用 皿 3.14 汇 0.2452 塔顶回流液管LSLM LDm3600 LDm35.5 80.183600 823.81= 0.001m3/sFsFM LFm3600 LFm73.24 91.173600 894.28= 0.0021m3/s选择回流液流速u=0.4m/s，则=0.043md _ 4LS _ 4 0.0006:u , 3.14 0.4按照GB81687,选择冷轧无缝钢管 45 2mm核算 u 二芈 4 .0062 = 0.377m/s，在 0.20.5m/s之间，可用23.14 0.0452选择进料液流速u =2.0m/s，则d。4:、;:0;2。1=0.0

22、37m按照GB81687,选择冷轧无缝钢管 42 2mm核算 u 二44 0.0021 2 = 1.52m /s，在 1.5 2.5m / s之间，可用兀 d23.14 汉 0.04224 塔釜出料管L M |Wm3600：LWm96.42 112.533600 974.20= 0.0031m3/s选择塔釜出料液流速u =0.8m/s，则4 0.00343.14 0.8二 0.071m按照GB81687,选择冷轧无缝钢管 83 2mm核算 口=竺 4 0.003092 = 0.57m/s，在0.51.0m/s之间，可用 nd225 加热蒸气进口管KKJ 350 278二 1 .261 .15选

23、择蒸气速度u =15m/s，则VRTw70.49 8.314 (137 273.15)3 /0.5/3m / s3600 pw3600 116.53d -4 0.7473.14 15-0.22m按照GB81687,选择热轧无缝钢管 245 12mm核算 u 二竺 4 0.747 2 =12.3m/s，在 1220m/s之间，可用 nd23.14 汇 0.2452十产品冷却器选型 基本物性数据的查取： 塔顶氯苯含量较少，可按纯苯求取苯的定性温度tD=83.2 C设水的进口温度为t, =25 C根据设计经验，选择冷却水的温升为 8C,则水的出口温度为t 2533 C水的定性温度 竺空二29 C2查

24、得苯在定性温度下的物性数据密度：=812.94 kg /m3饱和蒸汽气化热：r=393.9kJ/kg查得水在定性温度下的物性数据密度：995.5 kg / m3定压比热容：Cp =4.174kJ/(kgC)2导热系数：k=0.618W/( m C )黏度：=0.80 x 10JPa- s热负荷计算：Q = M D- r=78.11 x47.31 x 393.9 x 103/3600=4.04 x 105W冷却水耗量:Wc 二QCpc( t2 - t1)4.04 1054.174 10(33-25)= 12.11kg/s 确定流体的流径该设计任务的热流体为苯，冷流体为水，为使苯能通过壳壁面向空气

25、中散热, 提高冷却效果，令苯走壳程，水走管程.计算平均温度：暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差苯 T 83.2 -83.2冷却水t 33- 25 t 50.258.2-t m58.2 二 50.2,58.2In50.2= 54.10 C 计算R和P:,P=0.137查表得：飞=1，因t 0.8,选单壳程可行：tm 二 t =54.10 C 选择换热器型号由于两流体温差50C ,壳选用固定管板式换热器的系列标准(JB/T4715-92 )选择主要参数如下:公称直径0400mm公称压力21.6MPA管程数Np4管子尺寸25x2.5管子根数n94管长6000mm管中心距32mm中心排管数11管子排列方式正三角形管程流通面积20.0163m实际换热面积S0 = n兀d0(L -0.1)2= 94x3.14x0.025(6 0.1) = 43.5m选K值，估算传热面积2参照化工流体流动与传热附