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1、化工原理课程设计说明书设计题目： 苯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u 设计任务书3u 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）题目试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度99.8%的氯苯21000吨，塔
2、顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%（以上均为质量分数）。（二）操作条件（1）塔顶压力 4kPa（表压）；（2）进料热状况 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 0.7 kPa；（三）塔板类型 浮阀塔板（F1型）（四）工作日 每年按300天工作计，每天连续24小时运行（五）厂址 厂址为天津地区设计计算书一、设计方案的确定本任务是分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用板式塔连续精馏。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送进精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下
3、一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储物罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.4倍，且在常压下操作。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。二、精馏塔物料衡算（以轻组分计算）1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量 氯苯的摩尔质量 2原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量 3物料衡算原料处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 三、塔板数的确定1理论板数NT的求取（1）由手册查得苯氯苯物系的气液平衡数据，绘出xy图，见图1。8090100110120130131.8101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.65
4、19.7327.3339.0753.3372.4095.86 101.331.0000.6770.4420.2650.1270.0190.0001.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000图1 图解法求最小回流比（2）由于泡点进料q=1，在图上作直线x=0.986交对角线于a点，作直线x=0.638交平衡线于q点，连接a、q两点，过q点作横轴的平行线交纵轴于一点，读得 图1 xy图yq=0.896，则最小回流比如下：取操作回流比为 （3）求精馏塔的气、液相负荷 （4）求操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 （5）图解法求理论板层数如附图1，将x=0.638带入
5、精馏段操作线方程，得出y=0.871，在图中找出该点记为d，连接ad两点即得精馏段操作线；在对角线上找到c点（0.003，0.003），连接cd两点即得提馏段操作线。自a点开始在操作线和平衡线之间作阶梯线。求解结果为：总理论板层数 进料板位置 2 实际板层数的求解（试差法）假设总板效率ET=0.49精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 （不包括再沸器）实际板层数为26/0.49-1=52（不包括再沸器）试差法计算如下：Np=52塔顶压力：塔底压力：已知塔底组成为四、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操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力 塔底操作压力 提馏段平均
6、压力 2操作温度的计算表1 苯、氯苯Antoine常数数据表ABC温度范围（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597（表1 苯、氯苯Antoine常数数据表ABC温度范围（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.1
7、04161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597假设塔顶的泡点温度，则纯组分的饱和蒸气压为对苯 对氯苯 代入泡点方程和露点方程，得 故假设正确，塔顶温度为假设塔顶的进料板温度，则纯组分的饱和蒸气压为对苯 对氯苯 代入泡点方程和露点方程，得 假设正确，故进料板温度为假设塔底的泡点温度，则纯组分的饱和蒸气压为对苯 对氯苯 代入泡点方程，得 假设正确，故塔顶温度为精馏段平均温度 提馏段平均温度 全塔平均温度 3平均摩尔质量的计算塔顶：由，查平衡曲线得 进料板：由图理论板得，查平衡曲线得 塔底：由图理论板得，查平衡曲线得 精馏段平均摩尔质量 提馏段平
8、均摩尔质量 4平均密度的计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，得精馏段 提馏段 （2）液相平均密度计算 塔顶时， 进料板时， 塔底时， 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为5液相平均表面张力的计算 塔顶时，查得 进料板时，查得 塔底时，查得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 6. 液体平均粘度计算 塔顶时， 进料板时， 塔底时， 精馏段液相平均粘度为 提留段液相平均粘度为 全塔液相平均粘度为 又塔顶和塔底平均温度为（83.2+137）/2=110.1则此温度下的相对挥发度为根据奥康奈尔关联法， 故假设成立，总板效率ET=0.48五、塔体工艺尺寸计算 1塔径的
9、计算（1）精馏段 由式中C由公式计算，其中可由史密斯关联图查出，图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则 由史密斯关系图得 取安全系数为0.6，则空塔气速为 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。塔截面积 实际空塔气速 （2）提馏段 查图得 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 2塔高的计算（1）精馏塔的有效高度精馏段 提馏段 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 （2）全塔实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
10、度为0.7m，封头高度为0.6m，裙座高度为2.0m，则全塔高为六、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：（2）堰高：由，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得精馏段： 取，则 提馏段： （3）降液管面积当时，查表得 塔的相对操作面积为（4）液体在降液管里停留的时间精馏段 故降液管设计合理（5）降液管底隙高度 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 精馏段 提馏段 2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2.5mm，阀质量为3234g。（1）阀孔临界速度精馏段 提馏段 上下两段相应的阀孔动能因子为： 均属正常操作范围。取边缘区宽度Wc0.055m,安定区宽度，开孔区面积 其中，（2）提馏段塔板布置取边缘区宽度Wc0.030m,安定区宽度，开孔区面积其中，（3） 浮阀数与开孔率F1 型浮阀的阀孔直径为39mm阀孔气速，其中取F0=10浮阀数目开孔率精馏段 提留段 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m，则排间距为精馏段 提留段 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
